毕业论文：产20万吨混合C4芳构化车间合成工段工艺初步设计.doc

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1、齐 齐 哈 尔 大 学毕业设计(论文)题 目 年产20万吨混合C4芳构化车间合成工段工艺初步设计 学 院 化学与化学工程学院 专业班级 化学工程与工艺 化工091 学生姓名 宋化忠 指导教师 贾丽华 教授 成 绩 2013 年 6 月 17 日摘 要本设计为年产200 000吨混合C4芳构化车间合成工段工艺初步设计。根据工艺要求，对国内外芳构化合成工艺的查找比较，最终确定了最优合成方案。对工艺流程通过Aspen Plus进行模拟，对整个流程装置进行了物料衡算和热量衡算，对主要设备进行了详细设计与选型，对其它设备做了概略设计和选型，并制作了相应的设备一览表。根据工艺的需要对本设计的车间进行平立面

2、布置和自动控制,同时对本设计涉及的环境保护和公用工程做了相关的讨论。最后根据设计的内容编写了设计说明书，完成了5000字英文文献翻译，用A1图纸手工绘制了带控制点的工艺流程图，采用Auto CAD绘制了车间平立面布置图和主要设备设计图。关键词：芳构化；物料衡算；工艺流程图；车间布置；初步设计AbstractThe article is about the preliminarily design of thesynthesis processofmixed C4 aromatizationworkshop of 200 000 tons annual. Firstly, the signifi

3、cance, the function of aromatization, the development of researchonaromatizationwas stated. The nature ofaromatizationand synthetic methods were described briefly. Secondly, the design background, plant location and materials and product specification were introduced. Comparison of the productive pr

4、ocess in the domestic and aboard, the design process was determined. Meanwhile the material balance, heat balance, and the simulation of process by Aspen Plus were finished. The reactor equipment and other major equipment were calculated and selected. And the layout of the equipment for the workshop

5、, safety, environmental protection and public works were outlined. Third,the equipments arrangement diagram of the workshop and thereactorassemblydiagramwere drawn with Auto CAD, the process flow diagram with control points were drawn by hand. Finally, the design instruction of 20 thousand words was

6、 finished.Key words：Aromatization; Material balance; Flow chart; Plant layout; Preliminarily design目 录摘 要IABSTRACTII第1章 总论11.1 概述11.1.1 选题的意义11.1.2 本课题在国内外研究现状11.2 设计依据21.3 厂址选择21.4 生产规模与生产制度31.4.1 生产规模31.4.2 生产制度31.5 原料与产品规格41.5.1 原料规格41.5.2 产品规格4第2章 工艺设计与计算52.1 工艺原理52.1.1 反应机理52.1.2 主要反应方程式52.2 工艺

7、路线的选择52.2.1 工艺流程简介52.2.2 反应工艺方案的比较及选择72.3 工艺流程简述82.4 物料衡算92.4.1 基础数据92.4.2 反应器的物料衡算102.4.3 气液分离罐物料衡算142.4.4 精馏塔物料衡算152.5热量衡算162.5.1 换热器E 101162.5.2 换热器E 102172.5.3 加热炉202.5.4 反应器212.5.5 气液分离罐252.5.6 精馏塔272.6 Aspen Plus全流程模拟30第3章 设备选型313.1关键设备的设计323.1.1 催化剂物性323.1.2 设计数据及工作参数323.1.3 床层高度的计算333.1.4 管束

8、的数目与排列333.1.5 换热介质的选择与换热温度的计算343.1.6 机械强度强度和校核363.1.7 管口设计383.2其它设备计算403.2.1 压缩机403.2.2 换热器E 101403.2.3 换热器E 102423.2.4 再沸器E 103433.2.5 换热器E 104443.2.6 储罐V 101453.2.7 泵463.2.8 精馏塔46第4章 设备一览表49第5章 车间设备布置515.1 车间布置515.2 设备布置515.2.1 一层布置515.2.2 二层布置525.2.3 立面布置52第6章 自动控制526.1 泵的控制536.2 压缩机的控制536.3 换热设备

9、的控制546.4 回流灌的控制546.5 固定床反应器的控制55第7章 安全与环境保护557.1 废气567.2 废水567.3 废渣56第8章 公用工程578.1 供排水578.1.1 供水578.1.2 排水578.2 供电578.3 供汽57结束语58参考文献59致 谢61第1章 总 论1.1 概述1.1.1 选题的意义随着我国原油、 煤加工能力的迅速提高，其副产品C4资源也在不断扩大，但就目前而言，我国C4烃在化工方面的利用率只有10%左右，大多数都是以燃料被烧掉，而西欧、美国、日本等工业发达国家利用率已达到60%-90%，因此提高C4的转化应用具有广泛的意义。轻质芳烃BTX（苯、甲苯

10、、二甲苯）是化工行业的基本有机化工原料1，也是高辛烷值汽油的重要调合组份（约占汽油组成的21%）1。据有关专家估计，2013年我国芳烃进口量约为220万吨，这将严重影响我国石化工业的发展。目前，我国乃至世界范围芳烃的主要来源是催化重整1，但我国原油是以较重的石蜡基为主，这使重整原料严重不足，难以提高芳烃的产量，因此，开发混合C4生产芳烃工艺具有十分重要的意义。1.1.2 本课题在国内外研究现状国外对低碳烃芳构化工艺的研究与探索开始于40年代。1970年时Csicsery2研究低碳烃芳的构化，并将该反应称为Dehydrocyclodimerization过程，即脱氢齐聚环化3，他认为产物是通过脱

11、氢环二聚反应获得。并且这个转化过程需要在高温（550）下进行，同时反应过程中产生大量的甲烷和乙烷，并且结焦率较大，以及芳烃选择性较低（约30%），事实表明此工艺的效益低。Mobil公司4在70年代成功开发了中孔沸石分子筛，尤其是MFI-型沸石（即：ZSM-5）具有良好的择形催化性能，同时具备较高的抗酸性、热稳定性等特点并且催化剂使用寿命长，这也使低碳烃芳构化这一工艺才得已实现。Mobil公司的Chen和Cattanach等人，首次报道了ZSM-5沸石用于C5C7液态脂肪烃的芳构化过程中，Zn2+离子的引入产生了高选择性的转化，随后Zn/HZSM-5催化剂5成功用在C3C4低碳烃芳构化中。198

12、4年BP公司与美国UOP公司联合开发了Cyclar工艺6，该工艺是以C3C4烃或液化石油气为原料，该工艺采用了BP公司发明的改性ZSM-5分子筛催化剂和UOP公司开发的模拟移动床再生技术，芳烃收率达55%66%。1989年底 BP公司在Grangemouth Scotland炼厂建成一套规模为1.5104t/a的工业示范装置，该装置采用CCR技术（催化剂连续再生）实现了将液化石油气转化为芳烃。日本Sanyo公司开发了使用串联交替反应器，以C3C8烯烃为原料，采用镓金属氧化物改性的ZSM-5催化剂，该工艺操作温度在450，反应压力为 500KPa，空速为1.8h- 1，采用固定床反应工艺，芳烃收

13、率在45%50%。美国Mobil公司开发了M2-forming技术，该工艺是以丙烯，正戊烷以及一些工业物料为原料，如石脑油和轻质流化催化裂化（FCC）汽油，采用纯酸性HZSM-5分子筛催化剂，在538和液时空速1.0h-1的条件下进行该工艺采用固定床反应器串联排列，反应压力0.30.7MPa，液态空速0.52.0h芳烃收率55%。法国IFP公司和澳大利亚的Salutec公司近年来开发的Aroforming工艺7，该工艺适用于LPG（液化石油气）和轻质烃等，采用添加金属氧化物的择形沸石催化剂，反应产物分布接近于Cyclar工艺。国内对低碳烃芳构化工艺的研究始于80年代，最早研究的是华东化工学院的

14、吴指南等人，在1983年其发表了相关文章，之后山西煤炭化学研究所根据工艺要求筛选出了性能良好的镓改性ZSM-5催化剂8；抚顺石油学院之后以富含丁烯的C4馏份进行试验得到了与其它单位的结果相似，并申请自己的发明专利9,10。1.2 设计依据（1）齐齐哈尔大学毕业设计（论文）工作手册（2）齐齐哈尔大学化学工程与工艺专业下达的毕业设计任务书（3）GB/T17450-1998：技术制图图线 （4）GB/T17451-1998：视图（5）GB/T17452-1999：剖视图和断面图（6）GB/T16675-1996：技术制图简化表示方法（7）国家建筑、化工建设等相关标准1.3 厂址选择根据工艺原料等要求

15、本设计厂址选在陕西省神木县榆神化学工业园区，该厂区具有以下优势（1） 原料动力和市场优势原料与市场是我们首先考虑的因素，而榆神工业园区具备完善的条件，在该园区中神华陶氏已经完成当前世界最大的煤化工项目合作，并且该项目已于2009年11月在陕西省榆林市神木县奠基，该项目产生大量副产物混合C4，为本设计原料提供了保障，同时榆神工业园区距离鄂尔多斯等产煤大户较近，如果生产规模进一步扩大，能够保证原料充足，此外当地是重要的化工产地对芳烃的需求较大。（2） 供水优势陕西是缺水大省，所以建厂之前水资源使我们考虑的重点，而榆神工业园区将此问题进行了很好地解决，全县水资源丰富，是陕西省唯一包括外流河和内陆河流

16、的区域。外流河属黄河流域，黄河流经县境98公里，目前，全县已建成瑶镇、采兔沟、常家沟等3座水库，总库容近1万立方米，并且已开始筹划从黄河引水，全县工业和生活用水有坚实保障。（3）交通优势 随着榆神工业园区的发展，神(木)包(头)、神(木)黄(骅港)、神(木)延(安)3条铁路大动脉先后开通，外运能力达到1.32亿吨，榆神二级公路改造工程、府店一级公路、陕蒙高速公路神木段、杨店一级公路先后竣工，外运能力达到8000万吨规模。县境内公路总里程达到4340公里，其中三级以上油路500多公里，四级公路940公里，乡村公路2970公里，为了进一步缓解煤炭外运的交通压力，概算投资8800万元，全长19.2公

17、里的过境公路，已正式开工建设，已于2007年通车。神木已从根本上改变了封闭格局，形成四通八达的交通网。榆神化学工业园区北区清水工业园区紧邻榆神高速，附近有专门的铁路路线，产品材料运输方便。（4） 劳动力优势神木县现有富余劳动力5万人以上，全国职业教育示范学校神木县职教中心，每年可培养专业技术人才1300多名。富余劳动力和先进的职业教育为企业的发展提供了充足的人力资源。（5）土地优惠政策凡是属于神木县重点投资领域的项目，优先安排用地，土地预审手续由县政府协助办理；办理用地手续过程中涉及的行政事业性收费，按最低标准执行，土地使用期满后，优先续用。另外，投资高新技术、交通、能源、水利、环保等重点工程

18、或城市基础设施建设，承担国家重点工程项目所用的土地，符合划拨用地或协议出让条件的，可以采取划拨或协议出让方式供给。1.4 生产规模与生产制度1.4.1 生产规模 芳构化项目生产规模为200 000t/a，芳烃收率为57.14%，所需要原料混合C4大约350 000吨。1.4.2 生产制度 生产时间：8000小时。由于本项目必须采用连续生产方式所以采用四班三倒制，对于所有进厂员工必须经过安全培训，对于从事操作的员工必须对相关流程进行系统学习，满足相关资质，严防各类不安全因素的发生，尤其是对芳构化合成车间操作人员要求更加严格，因为反应器、塔的操作温度和操作压力过大都容易引发爆炸等危险事故，在日常或

19、紧急事件处理过程中员工必须按照操作要求，戴好防护措施，任何操作必须保证人员安全的前提下进行，对于现场需要检查的仪表、泵、压缩机等设备，要保证工作人员定时检查，以免发生意外，对于后勤、安保人员要就行不定期抽查，保证员工具有安全意识，同时禁止一切明火和电子设备，保证安全生产。1.5 原料与产品规格1.5.1 原料规格原料为混合碳四，其主要组分如表1-1。表1-1 混合碳四其主要组分及其百分含量一览表组分名称质量分数丙炔（C3H4）0.02%丙烷（C3H8）0.01%丙烯（C3H6）0.01%正丁烷（C4H10）4.43%异丁烷（C4H10 ）0.16%1-丁烯（C4H8）22.38%异丁烯（C4H

20、8）6.22%2-丁烯C4H8）64.54%戊烯（C5H10）2.26%1.5.2 产品规格最终所要生成产品及规格如表1-2。 表1-2 生成产品及规格一览表产品名称本厂规格国家规定苯99.6%优级品甲苯99.9%优级品二甲苯95.6%混合二甲苯C9重芳烃98.9%第2章 工艺设计与计算2.1 工艺原理2.1.1 反应机理 轻烃分子在Zn/NiHZSM-5催化剂上发生裂解、齐聚、环化、脱氢四个过程11,12。烯烃正碳离子烯烃二聚物环化芳烃13烷烃正碳离子烯烃二聚物环化芳烃132.1.2 主要反应方程式（1）C4H8（异丁烯）+C4H8（1-丁烯）=C8H10（间二甲苯）+3H2（2）C4H8（

21、异丁烯）+C4H8（2-丁烯）=C8H10（对二甲苯）+3H2（3）C4H8（1-丁烯）+C4H8（2-丁烯）=C8H10（邻二甲苯）+3H2（4）12C4H8（1-丁烯）=2C6H6(苯)+4C7H8(甲苯)+C8H10(邻二甲苯)+21H2（5）12C4H8（异丁烯）=2C6H6(苯)+4C7H8(甲苯)+C8H10(邻二甲苯)+21H2（6）12C4H8（2-丁烯）=2C6H6(苯)+4C7H8(甲苯)+C8H10(邻二甲苯)+21H2（7）C4H8（1-丁烯）+C4H8（2-丁烯）+8H2=8CH4（8）C5H10+C4H8（2-丁烯）=C9H12+3H2（9）C3H6+C3H8=C6

22、H6（苯）+3H2（10）12C4H10（正丁烷）=2C6H6(苯)+4C7H8(甲苯)+C8H10(邻二甲苯)+33H22.2 工艺路线的选择2.2.1 工艺流程简介目前混合碳四芳构化的生产工艺主要有以下几种，由BP公司和UOP公司联合开发的Cyclar工艺、由日本Sanyo石油化工有限公司开发的Alpha工艺，由IFP公司和Salutec公司联合开发了Aroforming工艺、由代田公司和三菱石油联合开发了Z-FormingTM技术，下面对每种工艺进行简单的介绍。(1) Cyclar工艺 13-16Cyclar工艺是由BP公司和UOP公司合作联合开发的最具代表性的低碳轻烃芳构化工艺。该工艺

23、主要是以LPG(主要是轻质烷烃)为原料，采用的催化剂为Ga改性的ZSM-5沸石，采用技术为连续移动床再生工艺技术(如图2-1)，催化剂的使用寿命为2年，原料组成对芳烃收率有影响，当丙烷单独进料时，芳烃收率为53.1%，当以丁烷为原料时，芳烃收率能够增加到56%。Cyclar工艺是于 1989年在苏格兰建立的第一套轻烃芳构化工业示范装置，并于1990年1月投产。该工艺存在的主要问题是，在反应过程中生成的燃料气约占进料30%左右，同时产生燃料气的主要成分为CH4，这些燃料气降低了该工艺的经济性。此外需要强调的是，工艺采用的移动床工艺技术增加了投资费用和操作难度。图2-1 Cyclar工艺流程图此外

24、，UOP公司还在沙特新建了一套以LPG为原料的Cyclar芳构化工艺(120万吨/年)装置综合芳烃装。但迄今为止，Cyclar工艺也只有此一套工业化装置。(2) Alpha工艺13-16日本Sanyo石油化工公司开发的Alpha工艺是以石脑油裂解制乙烯装置产生的副产的C4-C5残油或以FCC装置副产的轻烃为原料，使用的是Zn改性的HZSM-5沸石催化剂17,18，催化剂使用寿命大约2年，操作温度大约450，反应压力约为 500KPa，空速为1.8h-1，采用工艺为固定床反应工艺，操作简单工艺流程如图2-2。图2-2 Alpha 工艺流程图第一套工业装置建立于1993年7月，产物中的芳烃分布比例

25、为:苯8%，甲苯22.28%，乙苯3%，二甲苯28%，C9芳烃9%。（3）Aroforming工艺13-16Aroforming工艺是由IFP公司和Salutec石油化工有限公司联合开发的。该工艺的主要反应原料可以是LPG，也可以是轻石脑油，催化剂采用的是负载金属氧化物的择形沸石分子筛，催化剂使用寿命大约 1年，反应装置采用的是多个等温固定床管式反应器串联，通过反应器的切换来实现催化剂的再生。当该工艺以石脑油进料时，芳烃收率约为54.9%，其中H2为2.9%，C1-C2收率约为27.4%，C3约为14.8%。当以LPG为原料时，产物分布接近于Cyclar工艺。（4）Z-FormingTM工艺1

26、3-16Z-FormingTM工艺是千代田公司和日本三菱公司联合开发的，其原料主要是LPG和轻石脑油，产物主要为芳烃和氢气。采用的催化剂族、B族和B族元素的金属硝酸盐改性的沸石，工艺流程见图2-3。该工艺采用多个固定床反应器串联，每台反应器入口温度约为500600，反应压力约为0.30.7MPa，液态空速约为0.52.0h，产物芳烃收率约为55%。该工艺主要产物为芳烃、同时也产生高纯度氢气和燃料气。在反应过程中虽然芳烃收率较高，但催化剂抗中毒能力不够强，因此需要对原料进行加氢精制，此外又使用多台反应器串联完成反应，这造成其投资的增加。因此Z-FormingTM工艺的工业应用未见报道。 图2-3

27、 Z-Forming TM工艺流程图2.2.2 反应工艺方案的比较及选择通过以上四种工艺的介绍比较，我们发现其各有优缺点，将上面所叙述方案进行整理比较如下表表2-1 各工艺流程比较一览表项目Cyclar工艺Alpha工艺Aroformi工艺Z-Formin工艺催化剂Ga改性的ZSM-5沸石分子筛Zn改性HZSM-5沸石分子筛负载金属氧化物沸石分子筛族、B族和B族元素金属硝酸盐改性沸石使用寿命 2 2 1易中毒芳烃收率 53% 57% 54.9% 55%反应器类型移动床固定床多段绝热床固定床串联操作复杂性 操作复杂 操作简单操作简单 操作较复杂通过上表比较可以看出无论是从催化剂的稳定性，使用年限

28、还是反应器类型及操作复杂性等方面考虑，Alpha工艺与其他工艺路线相比都具有绝对优势。因此在工艺选择时主要考虑了Alpha工艺。同时结合了洛阳石化芳构化项目，安达安瑞佳芳构化项目，经过最终优化得到。2.3 工艺流程简述1压缩机, 2-5换热器,6加热炉,7反应器,8气液分离罐,9精馏塔,10储罐,11-13泵图2-4 全厂工艺流程图经储罐来的混合C4气体经过压缩机达到反应压力0.4MPa，原料气经换热器E101与分离塔塔底C9混合物进行热量交换温度达到30，经换热器E102与反应器出口物料换热，物料温度达到264，原料经过加热炉加热，达到430进入固定床反应器，在压力为0.4MPa，催化剂为Z

29、n/NiHZSM-5分子筛19,20，反应其收率为57.14%21，反应后的物料经与E102换热后物料由480变化到170，进入气液分离罐，经分离罐分离后气体从顶端出去温度为55去罐区，分离罐低端为55的液体主要为混合芳烃苯、甲苯、二甲苯、C9重芳烃等液体，这些液体进入切割塔进行分离，轻组分芳烃苯、甲苯、二甲苯从塔顶流出，重组分芳烃在塔底流出，经与换热器E101进行换热后去罐区，塔顶流出的轻芳烃进入下一工段进行精馏，进而实现将C9重芳烃与混合芳烃分离。 2.4 物料衡算2.4.1 基础数据基础数据：每年生产芳烃的量为20万吨，工作时间8000小时，芳烃收率为57.14%，由于反应为多个反应，因

30、此经过查找相关文献确定了每个反应的选择性，关键组分及转化率，并且根据石油化工基础设计手册里各种物质的恒压热容进行计算。原料需要量: 质量流量: 各组分百分含量和质量流量:表2-2 原料的百分含量与质量流量一览表原料名称百分含量质量流量kg/h摩尔流量kmol/hC3H40.02%8.750.218C3H80.01%4.370.099C3H60.01%4.370.104C4H10（正丁烷）4.43%1938.5533.35C4H10（异丁烷）0.16%70.021.21C4H8（1-丁烯）22.38%9793.41174.55C4H8（异-丁烯）6.22%2721.8548.51C4H8（2-丁

31、烯）64.54%28229.35503.13C5H102.26%988.9614.112.4.2 反应器的物料衡算图2-5 反应器物料衡算进入反应器的物料组分表2-3 反应器进料组分一览表原料质量流量kg/hC3H48.75C3H84.37C3H64.37C4H10（正丁烷）1 938.55C4H10（异丁烷）70.02C4H8（1-丁烯）9 793.41C4H8（异-丁烯）2 721.85C4H8（2-丁烯）28 229.35C5H10988.96由于该反应为多个反应，因此在计算过程中需要查找反应关键组分的选择性和转化率其计算如下：（1）C4H8（异丁烯）+C4H8（1-丁烯）=C8H10（

32、间二甲苯）+3H2（关键组分及转化率C4H8（异丁烯）0.4）消耗： 剩余： （2）C4H8（异丁烯）+C4H8（2-丁烯）=C8H10（对二甲苯）+3H2（关键组分及转化率C4H8（异丁烯）0.98）消耗： 剩余： （3）C4H8（1-丁烯）+C4H8（2-丁烯）=C8H10（邻二甲苯）+3H2（关键组分及转化率C4H8（1-丁烯）0.7）消耗： 剩余： （4）12C4H8（1-丁烯）=2C6H6(苯)+4C7H8(甲苯)+C8H10(邻二甲苯)+21H2（关键组分及转化率C4H8（1-丁烯）0.8）消耗： 剩余： （5）12C4H8（异丁烯）=2C6H6(苯)+4C7H8(甲苯)+C8H1

33、0(邻二甲苯)+21H2（关键组分及转化率C4H8（异丁烯）0.8）消耗： 剩余： （6）12C4H8（2-丁烯）=2C6H6(苯)+4C7H8(甲苯)+C8H10(邻二甲苯)+21H2（关键组分及转化率C4H8（2-丁烯）0.936）消耗： 剩余： （7）C4H8（1-丁烯）+C4H8（2-丁烯）+8H2=8CH4（关键组分及转化率C4H8（1-丁烯）0.93）消耗： 剩余： （8）C5H10+C4H8（2-丁烯）=C9H12+3H2（关键组分及转化率C5H101）消耗： 剩余： （9）C3H6+C3H8=C6H6（苯）+3H2（关键组分及转化率C3H81）消耗： 剩余： （10）12C4H

34、10（正丁烷）=2C6H6(苯)+4C7H8(甲苯)+C8H10(邻二甲苯)+33H2（关键组分及转化率C4H10（丁烷）0.9）消耗： 剩余： 表2-4 反应器物料衡算表一览表物料名称进入物料kg/h出去物料kg/hC3H48.758.75C3H84.37C3H64.370.2C4H10（正丁烷）1 938.55193.86C4H10（异丁烷）70.0270.02C4H8（1-丁烯）9 793.4136.49C4H8（异-丁烯）2 721.856.53C4H8（2-丁烯）28 229.3536.96C5H10988.96C8H10(邻二甲苯)15 559.24C8H10(间二甲苯)2 060

35、.13C8H10(对二甲苯)3 028.39C6H6（苯）4 998.76C7H8(甲苯)12 573.64H22 382.14CH41 108.48C9H121 692.12总计43 759.4343 755.712.4.3 气液分离罐物料衡算图2-6 气液分离罐物料衡算该气液分离罐是根据物料温度降低来实现气体到液体的变化过程，其主要原理应用的是物理变化。表2-5 气液分离罐物料衡算一览表物料名称进口物kg/h顶端出口kg/h底端出口kg/hC3H48.758.75C3H60.20.2C4H10（正丁烷）193.86193.86C4H10（异丁烷）70.0270.02C4H8（1-丁烯）36

36、.4936.49C4H8（异-丁烯）6.536.53C4H8（2-丁烯）36.9636.96C8H10(邻二甲苯)15 559.2415 559.24C8H10(间二甲苯)2 060.132 060.13C8H10(对二甲苯)3 028.393 028.39C6H6（苯）4 998.764 998.76C7H8(甲苯)12 573.6412 573.64H22 382.142 382.14CH41 108.481 108.48C9H121 692.121 692.12总计43 755.713 843.4339 912.282.4.4 精馏塔物料衡算 图2-7 精馏塔物料衡算 本精馏塔的主要目的

37、是分离重组分C9重芳烃和轻组分混合芳烃，本塔采用清晰切割22，23的计算方式即比轻关键组分轻的都在塔顶，比中关键组分重的都在塔底，对于轻重关键组分的选取是按照石油化工基础数据手册查找各物质在55下的饱和蒸汽压24，在计算每种物质的分压，并且由于各物质的摩尔分率我们也可计算，进而根据=P/Xi算出其挥发度。具体计算过程如下表：表2-6 各物质的挥发度一览表 物质名称C6H6（苯）C7H8(甲苯)C8H10(邻二甲苯)C8H10(间二甲苯)C8H10(对二甲苯)饱和蒸汽压mmHg7.033.412.362.152.18分压mmHg0.410.190.140.130.13摩尔分率0.130.330.

38、370.050.07挥发度3.060.610.372.511.72根据以上数据我们可以看出此精馏塔重关键组分C9重芳烃，轻关键组分邻二甲苯。并且轻重混合芳烃的进料流F为413.95 kmol/h，塔底邻二甲苯含量0.002，塔顶重芳烃含量为0.0001，将各组分计算结果列于下表。根据塔的物料衡算公式可知：表2-7 塔的物料衡算一览表物料塔的进口物料kg/h塔顶端出口kg/h塔底端出口kg/hC8H10(邻二甲苯)15 559.2415 555.693.55C8H10(间二甲苯)2 060.132 060.130C8H10(对二甲苯)3 028.393 028.390C6H6（苯）4 998.7

39、64 998.760C7H8(甲苯)12 573.6412 573.640C9H121 692.120.03981 692.08总计39 912.2838 216.651 695.632.5 热量衡算本设计的工艺条件：反应器出口物料温度480 反应器出口物料经换热器E102换热后其温度170 精馏塔塔底出口物料温度140塔底产物经换热器E101换热后其温度为502.5.1 换热器E 101表2-8 为换热器E 101的热量衡算物质参数一览表。表2-8 换热器E 101的热量衡算物质参数一览表物料质量流量kg/h比热24cal/mol.KC9H121 692.0860.89C8H10(邻二甲苯)

40、3.5553.77C3H48.7515.7C3H64.3717.32C3H84.3720.28C4H10（正丁烷）1 938.5523.45C4H10（异丁烷）70.0223.45C4H8（1-丁烯）9 793.4121.64C4H8（异-丁烯）2 721.8521.64C4H8（2-丁烯）28 229.3521.64C5H10988.9626.31 (1)塔底物料带出热量根据查找手册塔底出口C9H12的热容为cp =60.89cal/mol，邻二甲苯的热容为cp =53.77cal/mol (2)原料经塔底换热后的温度变化t，每种物质的热量变化为C3H4的热量变化C3H6的热量变化C3H8的

41、热量变化C4H10的热量变化C4H8的热量变化C5H10的热量变化所以原料吸收的总热量( 3 )根据热量平衡原理Q吸=Q放计算得所以经反应器出口温度达到30表2-9 换热器E 101热量衡算表一览表进口温度出口温度热交换量 cal/h原料混合物25307.74107塔底混合物14050通过运用反应所产生的热量对原料进行加热即增加了热量的利用率又降低了公用工程的消耗量，极大的节约了经济成本。2.5.2 换热器E 102表2-10为换热器E102热量衡算各物质数据参数。表2-10 换热器热量衡算各物质参数一览表物料名称冷物料kg/h比热22cal/mol热物料kg/h比热22cal/molC3H4

42、8.7520.808.7521.09C3H84.3729.04C3H64.3724.190.225.42C4H10（正丁烷）1 938.5538.02193.8638.46C4H10（异丁烷）70.0238.0270.0238.74C4H8（1-丁烯）9 793.4133.1536.4933.645C4H8（异-丁烯）2 721.8533.156.5333.645C4H8（2-丁烯）28 229.3533.1536.9633.645C5H10988.9641.96C8H10(邻二甲苯)15 559.2453.52C8H10(间二甲苯)2 060.1353.52C8H10(对二甲苯)3 028.3953.52C6H6（苯）4 998.7635.79C7H8(甲苯)12 573.6444.24H22 382.1473.37CH41 108.481