毕业设计（论文）4万吨的粗苯精制工艺.doc

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1、设计说明本设计是针对处理量为4万吨/年的粗苯精制工艺，采用的是溶剂萃取低温加氢工艺，萃取剂是N-甲酰吗啉。在本设计中精馏工段主要有四个塔，即预精馏塔，萃取精馏塔，纯苯塔和二甲苯塔，在本设计的设计计算中主要是对纯苯塔做了详细计算，分别对其进行了物料衡算，热量衡算，纯苯塔的设计计算，以及塔附件的计算。并对其进行了流体力学性能的验算，以及塔板负荷性能图的绘制。其中计算出纯苯塔主要参数为：塔径1.4m，塔高19m，实际塔板数32块，板间距0.4m。其中精馏段塔板数为11块，提馏段塔板数为21块等等，经过精制后使甲苯含量小于0.3%，苯含量大于99.7%，二甲苯含量小于4.0%。最后又绘制了工艺流程图，

2、物料衡算图，以及纯苯塔的主体设备图。其中纯苯塔塔顶温度为80，塔釜温度为120。本设计的产品有纯苯、甲苯、二甲苯、非芳烃、重苯，其中最主要的产品是纯苯、甲苯和二甲苯。【关键词】粗苯，加氢，精制，苯Design descriptionsThis design is for productivity for 40000 tons/year of coarse benzene refining process, USES is the solvent extraction low temperature hydrogenation process, extracting agent is N-for

3、mex Lin. In this design distillation section there are four main tower, namely the column, extraction column, pure benzene tower and xylene tower, in the design of the design and calculation is mainly to the pure benzene tower made detailed calculation, respectively, on the material balance calculat

4、ions, heat balance calculations, pure benzene tower design calculation, and the calculation of tower accessories. And its fluid mechanics properties of the link, and tower plate load performance drawing. Calculate the pure benzene tower of main parameters for: tower 1.4 m diameter, high tower 19 m,

5、actual tower number 32 block board, board spacing 0.4 m. Rectifying section of tower number plate for of 11, ask for fractions for 21 block tower board, etc, the finished to less than 0.3% after the toluene content, benzene content than the 99.7%, dimethyl benzene content is less than 4.0%. Finally

6、and mapped the process flow diagram, material calculation chart, and pure benzene tower main equipment of the figure. Among them pure benzene tower temperature 80 tower, column reactor temperature of 120 .The design of the products have pure benzene, toluene, xylene, the aromatics, heavy benzene, on

7、e of the main product is pure benzene, toluene and xylene.Key words ：coarse，benzene，hydrotreating，benzene目 录设计说明IDesign descriptionsII主要符号说明iii引 言11.生产方法和工艺流程的确定41.1 工艺技术的比较与选择41.1.1主要生产工艺技术简介41.1.2工艺技术的比较51.1.3本设计采用的方法61.2 精馏塔类型的选择61.3工艺催化加氢及萃取剂的选择72.工艺流程选择及流程叙述92.1技术路线92.2工艺流程图92.3流程叙述93.设计计算及设备选型

8、113.1系统物料衡算113.1.1操作条件113.1.2原料处理量113.1.3两苯塔进出料113.1.4预精馏塔进出料113.2纯苯塔的设计计算123.2.1纯苯塔作用123.2.2操作条件123.2.3物料衡算123.2.4 塔径的计算213.2.5塔板主要工艺尺寸的计算233.2.6塔板的流体力学验算263.2.7塔板负荷性能图303.2.8纯苯塔热量衡算353.2.9常压塔的主要尺寸确定363.3辅助设备设计和选型393.3.1再沸器393.3.2冷凝器393.3.3 储罐的选择404.设备一览表及公用工程414.1设备一览表414.2公用工程规格415.存在的问题及建议425.1萃

9、取溶剂的选择425.2三废治理和综合利用425.2.1废气的处理技术425.2.2废水425.2.3固体废弃物435.3粗苯中的氯含量435.4总结44设计结论45参考文献48附 录49致 谢50主要符号说明主要符号一览表： 符号名称 单位苯的摩尔质量甲苯的摩尔质量F原料处理量D塔顶液体流量W塔底液体量量原料中苯的摩尔分数塔顶产品中苯的摩尔分数塔底产品中甲苯的摩尔分数塔顶温度进料板温度塔底温度平均相对挥发度最小回流比R操作回流比最少理论板层数N理论板层数苯的黏度Pa.s甲苯的黏度Pa.s平均黏度Pa.s板效率气相平均摩尔质量Kg/kmol液相平均摩尔质量Kg/kmol气相平均密度液相平均密度质

10、量分率表面张力L气相负荷V液相负荷气相体积流率液相体积流率板间距D塔径塔截面积堰长溢流堰高度弓形降液管宽度弓形降液管截面积液体在降液管中的停留时间降液管底隙高度凹形受液盘深度安定区宽度无效区宽度开孔区面积干板阻力液体表面张力阻力液沫夹带Kg液/Kg气漏液点气速K稳定系数Q热流量H塔高引 言1.设计指导思想和原则本设计本着充分运用国家资源，产出高纯度有价值产品的原则，力求符合国家的经济政策和技术政策，达到工艺上可靠，经济上合理；要尽可能吸收最新科技成果，力求技术先进，经济效益更大，不造成环境污染；符合国家工业安全与卫生要求，达到国家生产技术标准并达到环保要求。既要考虑到技术可靠，经济合理，又要最

11、大限度地保护环境不受污染，且利于国民经济的全面发展。2.设计的意义资源、环境和人口是当前困扰人类社会发展的三大突出问题，这三大问题与能源都有密切关系。能源本身就是资源，而且是重要的资源；能源大量和非洁净的消费造成了环境的破坏；人口的增长势必增加对能源的需求。我国是一个煤炭储量丰富而石油和天然气相对贫乏的国家。迄今为止，我国能源一直是以煤为主的多元化结构。预计在今后相当长的一段时间内，这一格局也不会改变。利用我国丰富的煤炭资源，实施“以煤造油”和“以煤代油”是优化终端能源，实现石油供应多元化和保证能源安全的重大决策，符合我国国情和可持续发展的需要。而粗苯是煤造油中主要的附属产品。因此粗苯的精制具

12、有重要的意义。本设计的产品有纯苯、甲苯、二甲苯、非芳烃、重苯，其中最主要的产品是纯苯、甲苯和二甲苯。现将各种主要产品的重要作用介绍如下：1)纯苯纯苯是重要的化工原料，广泛用作合成树脂、合成纤维、合成橡胶、染料、医药、农药的原料，也是重要的有机溶剂。我国纯苯的消费领域主要在化学工业，以苯为原料的化工产品主要有苯乙烯、苯酚、己内酰胺、尼龙66盐、氯化苯、硝基苯、烷基苯和顺酐等。在炼油行业中用作提高汽油辛烷值的掺和剂。2)甲苯甲苯是一种无色有芳香味的液体，广泛应用于农药、树脂等与大众息息相关的行业中，国际上其主要用途是提高汽油辛烷值或用于生产苯以及二甲苯，而在我国其主要用途是化工合成和溶剂，其下游主

13、要产品是硝基甲苯、苯甲酸、氯化苄、间甲酚、甲苯二异氰酸酯等，还可生产很多农药和医药中间体。另外，甲苯具有优异的有机物溶解性能，是一种有广泛用途的有机溶剂。3)二甲苯二甲苯的主要衍生物为对二甲苯，邻二甲苯等。混合二甲苯主要用作油漆涂料的溶剂和航空汽油添加剂，此外还用于燃料、农药等生产。对二甲苯主要生产PTA以及聚酯等。邻二甲苯主要用于生产苯酐等。3.国内外发展状况生产芳香烃-苯、甲苯、二甲苯的主要原料是石油催化重整的重整油、石油裂化的高温裂解汽油和焦化粗苯。这3种原料占总原料量的比例依次为：70%、27%、3%。以石油为原料生产芳香烃的工艺都采用加氢工艺，以焦化粗苯为原料生产芳香烃的工艺有酸洗精

14、制法和加氢精制法。 酸洗法仍在发展中国家被大量采用，其工艺落后、产品质量低、无法与石油苯竞争，而且收率低、污染严重，产生的废液很难处理。早在上世纪60年代发达国家已经淘汰了酸洗精制法，用加氢精制取代，产品可达到石油苯的质量标准。国内有很多企业已建成投产或正在建设粗苯加氢装置。20世纪80年代上海宝钢从国外引进了第一套Litol法高温加氢工艺，90年代石家庄焦化厂从德国引进了第一套K.K法低温加氢工艺，1998年宝钢引进了第二套K.K法加氢工艺，还有很多企业正在筹建加氢装置。随着对产品质量和环保的要求越来越高，粗苯加氢工艺的应用是大势所趋。目前我国宝钢、石家庄焦化厂共有4套粗苯加氢装置，产能约2

15、1万吨/年。目前有实力的焦化企业或化工企业都在争取建设大型精苯装置。石家庄循环经济化工示范基地建设实施方案中规划的石家庄焦化集团粗苯精制项目将采用具有国际先进水平的以N-甲酰吗啉为溶剂的粗苯加氢工艺技术，总投资1.7亿元，年生产粗苯精制10万吨。山西省“十一五”期间，粗苯加工利用项目计划投资就达78亿元，并且禁止新建并逐步淘汰现有酸洗法苯精制装置和工艺，鼓励发展先进的粗苯加氢精制工艺。日前，山西太化股份公司与上海宝钢化工有限公司、山西太兴煤焦集团有限公司合资建设的全国最大的30万吨/年焦化粗苯加氢精制项目一期工程8万吨/年焦化粗苯加氢精制项目已成功试车。太化采用的低温法反应温度在320以下，温

16、度压力低，与酸洗法相比三苯收率增加8%-10，产品硫含量小于110-6，资源利用率高，产品质量好，达到石油级纯苯产品标准。业内专家认为，粗苯加氢精制技术代表了粗苯加工精制的发展方向，这一技术在我国的推广使用，不仅可使宝贵的苯资源得到充分利用，还可有效改善粗苯精制的面貌，提高清洁生产的水平。4.设计依据焦化粗苯精制是煤化工的基础技术之一，粗苯通过进一步加工精制后，可以获得如纯苯、甲苯、二甲苯和重苯等多种产品。由于近年来油价大幅上涨，与以石油为原料生产的石油苯相比，焦化苯有着很大的利润空间，因此粗苯精制产业引起了业界的广泛关注。根据设计任务，粗苯的年生产能力为40,000吨/年（折算为100%Q）

17、。全年生产时间为7200小时，剩余时间为大修、中修时间，则每小时的生产能力为：400007200=5560kg/h工艺设计原料粗苯要求甲苯含量：小于0.3% 苯含量：大于99.7% 二甲苯：小于4.0% 纯苯塔塔顶温度 80纯苯塔塔釜温度 1201.生产方法和工艺流程的确定1.1 工艺技术的比较与选择1.1.1主要生产工艺技术简介目前已工业化的粗苯加氢工艺有莱托(Litol)法、萃取蒸馏低温加氢(K.K)法和溶剂萃取低温加氢法，第一种为高温加氢，后两种为低温加氢。(1) Litol法加氢精制高温催化加氢的典型工艺是Litol工艺，在温度为600-650，压力6.0MPa条件下进行催化加氢反应。

18、主要进行加氢脱除不饱和烃，加氢裂解把高分子烷烃和环烷烃转化为低分子烷烃，以气态分离出去；加氢脱烷基，把苯的同系物最终转化为苯和低分子烷烃。故高温加氢的产品只有苯，没有甲苯和二甲苯，另外还要进行脱硫、脱氮、脱氧的反应，脱除原料有机物中的S、N、O，转化成H2S、NH3、H2O的形式除去，对加氢油的处理可采用一般精馏方法，最终得到苯产品。Litol法发生的主要反应：脱硫反应 莱托法催化加氢，可使噻吩脱至0.30.2ppm，此法不需要预先脱除原料中的硫分。脱烷基反应 莱托加氢催化剂有加氢脱烷基性能，可将烷基苯转化成苯。饱和烃加氢裂解烷烃与环烷烃几乎全部裂解成低分子烷烃。环烷烃脱氢不饱和烃加氢脱氧和脱

19、氮该法的工艺过程大致为：粗苯预蒸馏、获得轻苯预加氢主加氢稳定塔白土塔精馏。可见，加氢用原料实质上是轻苯，这里的预蒸馏相当于国内的两苯塔。国内回收苯族烃广为采用生产两苯（轻苯与重苯）的工艺，因此，Litol加氢技术应用于我国，应以轻苯直接作为加氢原料比较合理。Litol加氢工艺的特点是能够将苯环上的烷基脱除，故只能获得一种产品：纯苯，但产率高达114%。预蒸馏采用减压操作，旨在降低温度，以避免不饱和化合物在蒸馏过程中发生聚合。预加氢采用Co-Mo系催化剂，但必须先硫化，以适当降低催化剂的活性、并提高不饱和化合物加成反应的选择性。该工序的作用是先将易发生聚合的物质除去，有利于后续主加氢的操作。主加

20、氢采用Cr2O3Al2O3系催化剂，反应温度为610630、操作压力5.88MPa。能将轻苯中的不饱和化合物与含硫化合物几乎全部加氢脱除，获得的加氢油只需要采用普通的精馏方法就能分离，稳定塔实质是一个精馏塔，且采用加压操作，旨在提高苯的沸点、以减少苯的损失；同时使具有不同沸点的饱和烃与苯分离。白土塔是起吸附作用的装置，能将尚未反应的微量不饱和烃除去，为后续精馏工序获得优质苯创造条件。为了循环利用氢气，粗苯加氢后的尾气必须经过一系列处理，包括脱硫（MEA法）、甲苯洗净、改质变换与变压吸附等工序，最终获得99.9%的氢气返回系统供加氢之用。（2）萃取蒸馏低温加氢(K.K)法和溶剂萃取低温加氢法低温

21、催化加氢的典型工艺是萃取蒸馏加氢(K.K法)和溶剂萃取加氢。在温度为300-370，压力2.5-3.0MPa条件下进行催化加氢反应。主要进行加氢脱除不饱和烃，使之转化为饱和烃；另外还要进行脱硫、脱氮、脱氧反应，与高温加氢类似，转化成H2S、NH3、H2O的形式。但由于加氢温度低，故一般不发生加氢裂解和脱烷基的深度加氢反应。因此低温加氢的产品有苯、甲苯、二甲苯。对于加氢油的处理，萃取蒸馏低温加氢工艺采用萃取精馏方法，把非芳烃与芳烃分离开。而溶剂萃取低温加氢工艺是采用溶剂液液萃取方法，把非芳烃与芳烃分离开，芳烃之间的分离可用一般精馏方法实现，最终得到苯、甲苯、二甲苯。萃取蒸馏低温加氢法是石家庄焦化

22、厂于20世纪90年代由国外引进的第一套粗苯低温加氢工艺，并在国内得到推广应用。萃取蒸馏低温加氢法可生产苯、甲苯、二甲苯，3种苯对原料中纯组分的收率及总精制率设计值见下表： 萃取蒸馏低温加氢苯、甲苯、二甲苯收率及总精制率苯/%甲苯/%二甲苯/%总粗制率/%98.598.011799.8二甲苯收率超过100%是由于在预反应器中，苯乙烯被加氢转化成乙苯，而二甲苯中含有乙苯，总精制率达99.8%，比莱托法的要高。1.1.2工艺技术的比较Litol法粗苯加氢工艺的加氢反应温度、压力较高，又存在氢腐蚀，对设备的制造材质、工艺、结构要求较高，设备制造难度较大，只能生产1种苯，制氢工艺较复杂，采用转化法，以循

23、环气为原料制氢，总精制率较低。与Litol法相比，萃取蒸馏低温加氢方法和溶剂萃取低温加氢方法的优点是以粗苯或焦油蒸馏的脱酚轻油为原料，氢耗较低，加氢反应温度、压力较低，设备制造难度小，很多设备可国内制造，能耗也较少，能够生产3种苯一纯苯、甲苯、二甲苯，生产操作容易。制氢工艺采用变压吸附法，以甲醇为原料制氢，制氢工艺简单，产品质量好。1.1.3本设计采用的方法在本设计加氢工艺中，低温加氢工艺的加氢温度、压力较低，产品质量好，低温加氢工艺包括萃取蒸馏低温加氢工艺和溶剂萃取低温加氢工艺，这两种工艺在国内外是比较成熟的工艺，已被广泛用于石油重整油、高温裂解汽油、焦化粗苯为原料的加氢生产中，因此本粗苯精

24、制采用低温加氢精制工艺。纯苯精度可达99.9%以上，甲苯也在99%以上，产品纯度均优于其他方法。K-K法粗苯加氢属于中温、中压、不脱烷基的加氢技术，其操作温度为340370、压力为2.83.0MPa。显然，该技术对加氢设备的材质要求相应较低。萃取蒸馏低温加氢方法和溶剂萃取低温加氢方法两种低温加氢方法相比较，前者工艺简单，可对粗苯直接加氢，不需先精馏分离成轻苯和重苯，但粗苯在预蒸发器和多级蒸发器中容易结焦堵塞；后者工艺较复杂，粗苯先精馏分成轻苯和重苯，然后对轻苯加氢，但产品质量较高。经过综合比较考虑，本设计采用溶剂萃取低温加氢工艺1.2 精馏塔类型的选择气液传质设备主要分为板式塔和填料塔两大类。

25、精馏操作既可采用板式塔，也可采用填料塔，板式塔为逐级接触型气液传质设备，其种类繁多，根据塔板上气液接触元件的不同，可分为泡罩塔、浮阀塔、筛板塔、穿流多孔板塔、舌形塔、浮动舌形塔和浮动喷射塔等多种。板式塔在工业上最早使用的是泡罩塔(1813年)、筛板塔(1832年)，其后，特别是在本世纪五十年代以后，随着石油、化学工业生产的迅速发展，相继出现了大批新型塔板，如S型板、浮阀塔板、多降液管筛板、舌形塔板、穿流式波纹塔板、浮动喷射塔板及角钢塔板等。目前从国内外实际使用情况看，主要的塔板类型为浮阀塔、筛板塔及泡罩塔，而前两者使用尤为广泛。筛板塔是传质过程常用的塔设备，它的主要优点有： 结构比浮阀塔更简单

26、，易于加工，造价约为泡罩塔的60，为浮阀塔的80左右。处理能力大，比同塔径的泡罩塔可增加1015。塔板效率高，比泡罩塔高15左右。压降较低，板上液面落差小，每板压力比泡罩塔约低30左右。缺点是：操作弹性小，筛孔容易堵塞。浮阀塔是在泡罩塔的基础上发展起来的，它主要的改进是取消了升气管和泡罩，在塔板开孔上设有浮动的浮阀，浮阀可根据气体流量上下浮动，自行调节，使气缝速度稳定在某一数值。这一改进使浮阀塔在操作弹性、塔板效率、压降、生产能力以及设备造价等方面比泡罩塔优越。但在处理粘稠度大的物料方面，又不及泡罩塔可靠。浮阀塔广泛用于精馏、吸收以及脱吸等传质过程中。塔径从200mm到6400mm，使用效果均

27、较好。国外浮阀塔径，大者可达10m，塔高可达80m，板数有的多达数百块。浮阀塔之所以这样广泛地被采用，是因为它具有下列特点： 处理能力大，比同塔径的泡罩塔可增加2040，而接近于筛板塔。 操作弹性大，一般约为59，比筛板、泡罩、舌形塔板的操作弹性要大得多。 塔板效率高，比泡罩塔高15左右。 压强小，在常压塔中每块板的压强降一般为400660N/m2。 结构简单，安装容易，制造费为泡罩塔板的6080,为筛板塔120130综上所述，筛板塔造价较低，加工方便、压降小。除弹性较浮阀塔差外，其它性能接近于浮阀塔。随着人们对其认识的深化，近年来在国外获得广泛应用。在实现自动控制情况下，也得到广泛应用。分析

28、本设计的数据以及物料物性，本设计采用筛板塔。1.3工艺催化加氢及萃取剂的选择1加氢催化剂的选择加氢系统的核心为选择反应器中的催化剂，无论采取何种低温加氢技术，催化剂一般都采用以A12O3为载体的Ni-Mo、Co-Mo系列金属催化剂。装填量主要和原料粗苯的全硫含量有关，由工艺计算核定。2萃取溶剂的选择目前，国外常用催化加氢法转化苯中微量硫化物和烯烃，再用萃取精馏法除去微量烷烃。在工业上有使用价值的萃取精馏溶剂应该具有下列特性：(1) 选择性好。加入溶剂后，必须使待分离组分的相对挥发度提高，且用量少。(2) 溶解性好。萃取溶剂应是分离组分的良好溶剂，在精馏时不会产生相分裂，也不与其形成共沸物。(3

29、) 沸点高。以便于用精馏法回收溶剂，循环使用。(4) 热稳定性好，无腐蚀性和毒性，不会与分离组分反应。(5) 价廉易得。目前在萃取工艺中应用最广的溶剂有环丁砜和N-甲酰吗啉，二者都具有相同的优点，都可以很好地改变非芳烃和芳烃之间的相对挥发度，使芳烃的分离更容易，苯纯度可以达到99.9以上，无毒、无腐蚀和化学稳定性好，对设备和环境影响较小。采用环丁砜气液相萃取蒸馏工艺时，加入少量水作为助溶剂，以提高萃取的选择性，加入单乙醇胺调节循环溶剂的pH值。相对而言，工艺流程较为烦琐，对自动化控制、操作维护的要求较高。故选用N-甲酰吗啉作为萃取剂。2.工艺流程选择及流程叙述2.1技术路线本设计通过低温加氢工

30、艺把粗苯中以噻吩为主的各种杂质除去，其中硫化物转换成硫化氢，氮化物转变成氨气，氧化物转化成水，不饱和烃加氢饱和，从而得到较纯净的苯 甲苯和二甲苯。其中：原料粗苯经过两苯塔实现轻重组分分离，其中塔釜重质苯做为产品回收，塔顶轻苯在加氢反应器中进行加氢反应后进入脱轻塔脱除硫化氢，氨气等低沸物，然后依次进入预精馏塔 萃取精馏塔 纯苯塔和二甲苯塔，最终得到纯净合格的产品。 2.2工艺流程图2.3流程叙述粗苯首先经原料输送泵进入两苯塔，在其中实现轻重苯分离，重质苯作为产品输送至罐区，塔顶轻苯被送至加氢工序，在加氢工序中，轻苯与高纯氢气混合后进入预反应器，预反应器的作用主要是除去二烯烃和苯乙烯，催化剂为Ni

31、-Mo，预反应器产物经管式炉加热后，进入主反应器，在此发生脱硫、脱氮、脱氧、烯烃饱和等反应，催化剂为Co-Mo，预反应器和主反应器内物料状态均为气相。从主反应器出来的产物经一系列换热器、冷却器被冷却，在进入分离器之前，被注入软水，软水的作用是溶解产物中沉积的盐类。分离器把主反应器产物最终分离成循环氢气、液态的加氢油和水，循环氢气经预热器，补充部分氢气后，由压缩机送到预蒸发器前与原料粗苯混合。 加氢油经预热器预热后进入脱轻塔，脱轻塔由中压蒸汽进行加热，脱轻塔实质就是精馏塔，把溶解于加氢油中的氨、硫化氢以尾气形式除去，含H2S的尾气可送入焦炉煤气脱硫脱氰系统，脱轻塔出来的苯、甲苯、二甲苯混合馏分进

32、入预蒸馏塔，在此分离成苯、甲苯馏分(BT馏分)和二甲苯馏分(XS馏分)，二甲苯馏分进入二甲苯塔，塔顶采出少量C8非芳烃和乙苯，侧线采出二甲苯，塔底采出二甲残油即C9馏分，由于塔顶采出量很小，所以通常塔顶产品与塔底产品混合后作为二甲残油产品外卖。 苯、甲苯馏分与部分补充的甲酰吗啉溶剂混合后进入萃取蒸馏塔，萃取蒸馏塔的作用是利用萃取蒸馏方式，除去烷烃、环烷烃等非芳烃，塔顶采出非芳烃作为产品外卖，塔底采出苯、甲苯、N-甲酰吗啉的混合馏分，此混合馏分进入溶剂再生塔。溶剂再生塔在真空下操作，把苯、甲苯馏分与溶剂N-甲酰吗啉分离开，溶剂再生塔顶部采出苯、甲苯馏分，苯、甲苯馏分进入纯苯塔精馏分离成苯、甲苯产

33、品。溶剂再生塔底采出的贫N-甲酰吗啉溶剂经冷却后循环回到萃取精馏塔上部，一部分贫溶剂被间歇送到溶剂再生器，在真空状态下排出高沸点的聚合产物，再生后的溶剂又回到萃取蒸馏塔。3.设计计算及设备选型3.1系统物料衡算3.1.1操作条件生产能力：4万吨/年（料液）年工作日：7200小时原料组成：苯25%、甲苯30%、二甲苯15%、苯乙烯15%、重质苯15%（质量分率）3.1.2原料处理量根据设计任务，料液的年生产能力为40,000吨/年（折算为100%Q）。全年生产时间为7200小时，剩余时间为大修、中修时间，则每小时的生产能力为：40000/7200=5560kg/h3.1.3两苯塔进出料由工艺流程

34、图可知，进入两苯塔的料液量：两苯塔塔顶出料为轻苯（BTXS）,其流量为：两苯塔塔底出料为重苯，其流量为：3.1.4预精馏塔进出料从两苯塔出来的BTXS经过加氢脱轻系统后直接进入预精馏塔，所以进入预精馏塔的流量为：预精馏塔顶出料为甲苯馏分（BT）, 其流量为：预精馏塔塔底出料为二甲苯馏分（XS）, 其流量为：3.2纯苯塔的设计计算精馏工段主要有四个塔，即预精馏塔，萃取精馏塔，纯苯塔，二甲苯塔。本设计只对纯苯塔进行计算。3.2.1纯苯塔作用分离产品苯甲苯，使产品纯度达到99.9，同时，产品回收率达到99.0。在此目标下对该塔进行计算，寻找达到该分离要求的最佳操作条件。3.2.2操作条件具体工艺参数

35、如下： 料液组成： 25% 苯，30%甲苯（质量分率，下同）产品组成： 馏出液99.9%苯， 釜液1%甲苯 操作压力： 常压（塔顶：100.5 kPa 进料：101.3 kPa 塔底：133 kPa ）进料温度： 泡点进料状况： 泡点加热方式： 间接蒸汽加热操作回流比：R=（1.22）Rmin3.2.3物料衡算1全塔物料衡算（1）原料液及塔顶，塔底产品的摩尔分率苯的摩尔质量：甲苯摩尔质量：纯苯塔的原料处理量： 原料中苯的质量分数： 原料中苯的摩尔分数： 塔顶产品苯的质量分数： 摩尔分数为：塔底产品甲苯质量分数： 摩尔分数为：（2）原料液及塔顶，塔底产品的平均摩尔质量原料液平均摩尔质量：塔顶产品

36、平均摩尔质量：塔底产品平均摩尔质量：（3）物料衡算原料处理量：总物料衡算：苯物料衡算：联立解得： 2.确定操作温度Antoine方程：泡点方程：根据以上三个方程，运用试差法可求出 ,当 时，假设t=84 ，,当 时，假设t=80 ，,当 时，假设t=120，,t=84， 即为进料口温度；t=80， 即为塔顶温度；t=120，即为塔釜温度。3.平均相对挥发度80时，苯的饱和蒸汽压 甲苯饱和蒸汽压 120时, 苯的饱和蒸汽压 甲苯饱和蒸汽压 由=得：80时，80=2.59120时，120=2.28所以平均相对挥发度：=2.434.塔板数的确定（简捷法）(1)最小回流比由于泡点进料，则 =1.42（

37、2）全回流下的最少理论板层数（3）选取操作回流比 （4）理论塔板数的确定（不含再沸器）查吉利兰图得：，则解得：N=18.34块图3.1 吉利兰图（5）进料板位置84时， ，则精馏段平均相对挥发度为：， 则=6.38即第七层理论板为进料板，(6)板效率求平均挥发度与平均粘度的乘积塔顶塔底平均温度为：100时， 查板效率与关联图得:板效率：(7)实际板数精馏段实际板层数：块提馏段实际板层数：块5.纯苯塔的工艺条件及有关物性数据的计算气液平衡方程为：（1） 平均摩尔质量计算 塔顶平均摩尔质量计算 由,代入相平衡方程得进料板平均摩尔质量计算 由0.491，由相平衡方程得，0.701塔底平均摩尔质量计算

38、由,由相平衡方程，得精馏段平均摩尔质量 提馏段平均摩尔质量（2）平均密度计算气相平均密度计算 精馏段：平均温度为： 平均压力为： 由理想气体状态方程计算，精馏段的平均气相密度即提馏段：平均温度为：平均压力为： 由理想气体状态方程计算，提馏段的平均气相密度即液相平均密度计算 液相平均密度依下式计算，即 塔顶液相平均密度的计算 由tD80，查手册得 塔顶液相的质量分率 ,则进料板液相平均密度的计算 由，查手册得 进料板液相的质量分率 , 则塔底液相平均密度的计算 由，查手册得 塔底液相的质量分率 , 则精馏段液相平均密度为：提馏段液相平均密度为：（3）液体平均表面张力的计算液相平均表面张力依下式计

39、算，即塔顶液相平均表面张力的计算 ：由 ，查手册得 进料板液相平均表面张力的计算 由 ，查手册得 塔底液相平均表面张力的计算 由 ，查手册得 精馏段液相平均表面张力为：提馏段液相平均表面张力为：（4）液体平均黏度的计算液体平均黏度计算依下式，即塔顶液相平均黏度的计算：由,查手册得： 解得：进料板液相平均黏度的计算：由,查手册得： 解得：塔底液相平均黏度的计算：由,查手册得： 解得：精馏段液相平均黏度为：提馏段液相平均黏度为：（5）纯苯塔的气液相负荷精馏段： 提馏段： 3.2.4 塔径的计算精馏段：精馏段的气、液相体积流率为：由于，则取板间距，板上液层高度,则查史密斯关联图得取安全系数为0.7，

40、则空塔气速提馏段：提馏段的气、液相体积流率为：由于，则取板间距，板上液层高度,则查史密斯关联图得取安全系数为0.7，则空塔气速由于1.3m的塔径不常使用，因此对于全塔，按标准塔径圆整后，塔径：塔截面积为：实际空塔气速：3.2.5塔板主要工艺尺寸的计算1.溢流装置的计算：因塔径D=1.4m，则选用单溢流弓形降液管，采用凹形受液盘，取板上清液层高度（1）堰长取(2)溢流堰高度选用平直堰，堰上液层高度由下式计算，即近似取E=1，则精馏段 提馏段(3)弓形降液管宽度和截面积由查图得：, ，故验算液体在降液管中的停留时间：精馏段：提馏段：故降液管设计合理（4） 降液管底细高度取，则精馏段：故降液管底细高

41、度设计合理提馏段：故降液管底隙高度设计合理选用凹形受液盘，深度2.塔板布置（1）塔板分块因D800mm，故塔板采用分块式塔径/mm800-12001400-16001800-20002000-2400分块数3 4 56查上表得，塔板分为4块。（2）边缘区宽度的确定取， （3）开孔区面积计算，其中，则 （4） 筛孔计算及其排列本设计所处理的物性无腐蚀性，可选用的碳钢板，取筛孔直径，筛孔按正三角形排列，取孔中心距t为：筛孔数目n为：个开孔率：气体通过阀孔的气速为：精馏段:提馏段：3.2.6塔板的流体力学验算1.塔板压降（1）干板阻力计算由，查图得，精馏段：液柱提馏段：液柱（2）气体通过液层阻力计算

42、精馏段：查图得，液柱提馏段：查图得，液柱（3）液面表面张力的阻力计算精馏段：液柱气体通过每层塔板的液柱高度可按下式计算，即液柱提馏段：液柱气体通过每层塔板的液柱高度可按下式计算，即液柱2.液面落差对于筛板塔，液面落差很小，且本设计的塔径和液流量均不大，故可忽略液面落差的影响3.液沫夹带液沫夹带由下式计算，即精馏段：kg液/kg气0.1kg液/kg气提馏段：kg液/kg气0.1kg液/kg气故在本设计中液沫夹带量在允许范围内4.漏液对于筛板塔，漏液点气速可由下式计算，即精馏段：实际孔速稳定系数为：提馏段：实际孔速稳定系数为：故在本设计中无明显漏液现象5.液泛为防止塔内发生液泛，降液管内液层高度应

43、服从下式关系，即本设计物系属于一般物系，取，则精馏段： 板上不设进口堰，可按下式计算，即液柱液柱提馏段： 板上不设进口堰，可按下式计算，即液柱液柱故在本设计中不会发生液泛现象3.2.7塔板负荷性能图1.漏液线 ，则精馏段整理得，在操作范围内，任取几个值，依上式计算出值，计算结果列于下表，0.00060.00150.00300.0045，0.2640.2700.2770.283由上表数据即可作出漏液线1提馏段 整理得，在操作范围内，任取几个值，依上式计算出值，计算结果列于下表，0.00060.00150.00300.0045，0.1940.1200.2080.214由上表数据即可作出漏液线2.液沫夹带线以kg液/kg气为限，求关系如下：精馏段，则