年處理18萬噸粗苯加氫精制工藝設(shè)計畢業(yè)設(shè)計

1、唐 山 學(xué) 院畢 業(yè) 設(shè) 計設(shè)計題目：年處理18萬噸粗苯加氫精制工藝設(shè)計 系 別： 環(huán)境與化學(xué)工程系 班 級： 09石油化工生產(chǎn)技術(shù)（2）班 姓 名： 丁偉偉 指 導(dǎo) 教 師： 程磊 2012年6月4日18萬噸/年粗苯加氫精制工藝設(shè)計摘要粗苯為中間體產(chǎn)品，僅作為溶劑使用，但是精制后的焦化苯、焦化甲苯、焦化二甲苯等產(chǎn)品，是有機化工、醫(yī)藥和農(nóng)藥等的重要原料。業(yè)內(nèi)專家認(rèn)為，粗苯加氫精制技術(shù)代表了粗苯加工精制的發(fā)展方向，這一技術(shù)在我國的推廣使用，不僅可使寶貴的苯資源得到充分利用，還可有效改善粗苯精制的面貌，提高清潔生產(chǎn)的水平。在本設(shè)計加氫工藝中，低溫加氫工藝的加氫溫度、壓力較低，產(chǎn)品質(zhì)量好，已被廣泛用

2、于以石油重整油、高溫裂解汽油、焦化粗苯為原料的加氫生產(chǎn)中，因此本粗苯精制采用低溫加氫精制工藝。純苯精度可達(dá)99.9%以上，甲苯也在99%以上，產(chǎn)品純度均優(yōu)于其他方法。關(guān)鍵詞： 粗苯 加氫 苯 甲苯 工藝設(shè)計process design of hydrogenation of crude benzene with annual handling capacity of 180 thousand tonsabstract crude benzol for intermediate products, only use as a solvent, but after refining coking

3、benzene, coke toluene, xylene and other coking products, organic chemicals, pharmaceuticals and pesticides, such as the important raw materials, industry experts believe that crude benzene hydrogenation technology for refining crude benzene represents the direction of development of this technology

4、in china to promote the use of benzene is not only valuable resources can be fully utilized, can effectively improve the appearance of refined crude benzene, improve hygienethe middle level. during the design process of hydrogenation, the hydrogenation of low-temperature hydrogenation process temper

5、ature, low pressure, product quality, has been widely used in the oil re-oil, high temperature pyrolysis gasoline, coking crude benzene hydrogenation for the production of raw materials, so the use of low-temperature crude benzene hydrogenation refining process. accuracy of 99.9% pure benzene than t

6、oluene are more than 99% purity of product are better than other methods.key words: crude benzene; hydrogenation; benzene; toluene; process design目 錄1 引言11.1設(shè)計的意義11.2設(shè)計指導(dǎo)思想和原則11.3設(shè)計依據(jù)22 生產(chǎn)方法和工藝流程的確定32.1工藝技術(shù)的比較與選擇32.1.1主要生產(chǎn)工藝技術(shù)簡介32.1.2工藝技術(shù)的比較與選擇42.2生產(chǎn)流程敘述43 物料衡算63.1原料粗苯計算63.2兩苯塔進出料63.3預(yù)精餾塔進出料63.4純苯塔進

7、出料64 設(shè)備的計算與選型74.1塔體的工藝計算：74.1.1精餾塔的物料衡算74.1.2精餾塔塔頂、塔底、進料板溫度計算84.1.3精餾塔塔頂、塔底、進料板密度流量的計算154.1.4最小回流比、回流比及操作線的計算164.1.5塔板的計算184.1.6表面張力的計算194.1.7液相平均黏度204.1.8塔徑的計算214.2 塔板尺寸的設(shè)計與計算224.2.1溢流堰設(shè)計224.2.2弓形降液管的寬度和面積234.2.3降液管的底隙高度234.3塔板布置及浮閥的數(shù)目與排列234.3.1塔板布置234.3.2浮閥數(shù)目與排列244.4塔板的流體力學(xué)計算254.4.1氣相通過浮閥塔板的壓降254.

8、4.2降液管高度驗算264.4.3物沫夾帶驗算274.5塔附件設(shè)計284.5.1接管的計算284.5.2裙座294.5.3塔高304.6塔板負(fù)荷性能圖304.7設(shè)備一覽表355 車間布置365.1車間布置原則365.2廠房概況及布置36結(jié)論37謝辭38參考文獻(xiàn)39附 錄40外文資料411 引言1.1設(shè)計的意義粗苯是初級化工原料，通過進一步加工精制后，可以獲得優(yōu)質(zhì)純苯，甲苯、二甲苯和重苯等，這些產(chǎn)品廣泛用于合成纖維、塑料、醫(yī)藥、染料、農(nóng)藥、油漆、橡膠及日用化工等行業(yè)，均為高附加值產(chǎn)品，具有可觀的經(jīng)濟效益。加氫法精制粗苯產(chǎn)品能夠達(dá)到石油級質(zhì)量要求，具有工藝先進，苯收率高，無污染等優(yōu)勢。苯加氫是化工

9、產(chǎn)業(yè)延伸和增加產(chǎn)品附加的需要。作為基礎(chǔ)化工原料的笨，近幾年隨著下游需求不斷增強，市場一直走俏。粗苯加氫工藝生產(chǎn)的苯能夠滿足下游產(chǎn)品高質(zhì)量的要求，能夠有效的補充市場需求，為地區(qū)經(jīng)濟和社會的發(fā)展做出積極的貢獻(xiàn)。近年來,隨著焦化行業(yè)的火爆以及國家對焦化行業(yè)的宏觀指導(dǎo),使焦化行業(yè)更加規(guī)范,一些大型焦?fàn)t陸續(xù)上馬,焦化企業(yè)配套建設(shè)的化工回收裝置的收率也隨之提高,這使得我國的粗苯產(chǎn)量有了明顯的提高。截止2006年,我國焦化粗苯年產(chǎn)量已達(dá)到145萬噸左右,這使得粗苯加氫精制的原料有了可靠保障。 本設(shè)計的產(chǎn)品有純苯、甲苯、二甲苯、非芳烴、重苯，其中最主要的產(chǎn)品是純苯、甲苯和二甲苯?，F(xiàn)將各種主要產(chǎn)品的重要作用介紹

10、如下：苯：在常溫下為一種無色、有甜味的透明液體，并具有強烈的芳香氣味。純苯是重要的化工原料，廣泛用作合成樹脂、合成纖維、合成橡膠、染料、醫(yī)藥、農(nóng)藥的原料，也是重要的有機溶劑。我國純苯的消費領(lǐng)域主要在化學(xué)工業(yè)，以苯為原料的化工產(chǎn)品主要有苯乙烯、苯酚、己內(nèi)酰胺、尼龍66鹽、氯化苯、硝基苯、烷基苯和順酐等。在煉油行業(yè)中用作提高汽油辛烷值的摻和劑。甲苯：是一種無色有芳香味的液體，廣泛應(yīng)用于農(nóng)藥、樹脂等與大眾息息相關(guān)的行業(yè)中，國際上其主要用途是提高汽油辛烷值或用于生產(chǎn)苯以及二甲苯，而在我國其主要用途是化工合成和溶劑，其下游主要產(chǎn)品是硝基甲苯、苯甲酸、氯化芐、間甲酚、甲苯二異氰酸酯等，還可生產(chǎn)很多農(nóng)藥和醫(yī)

11、藥中間體。另外，甲苯具有優(yōu)異的有機物溶解性能，是一種有廣泛用途的有機溶劑。二甲苯：主要衍生物為對二甲苯，鄰二甲苯等?；旌隙妆街饕米饔推嵬苛系娜軇┖秃娇掌吞砑觿?，此外還用于燃料、農(nóng)藥等生產(chǎn)。對二甲苯主要生產(chǎn)pta以及聚酯等。鄰二甲苯主要用于生產(chǎn)苯酐等。1.2設(shè)計指導(dǎo)思想和原則本設(shè)計本著充分運用國家資源，產(chǎn)出高純度有價值產(chǎn)品的原則，力求符合國家的經(jīng)濟政策和技術(shù)政策，達(dá)到工藝上可靠，經(jīng)濟上合理；要盡可能吸收最新科技成果，力求技術(shù)先進，經(jīng)濟效益更大，不造成環(huán)境污染；符合國家工業(yè)安全與衛(wèi)生要求，達(dá)到國家生產(chǎn)技術(shù)標(biāo)準(zhǔn)并達(dá)到環(huán)保要求。既要考慮到技術(shù)可靠，經(jīng)濟合理，又要最大限度地保護環(huán)境不受污染，且利于

12、國民經(jīng)濟的全面發(fā)展。1.3設(shè)計依據(jù)根據(jù)設(shè)計任務(wù)，粗苯的年處理量為180,000噸/年。全年生產(chǎn)時間為300天7200小時，剩余時間為大修、中修時間。 工藝設(shè)計原料粗苯要求：甲苯含量：小于14.2% ，苯含量：大于70% ，二甲苯：小于4.0% ，三苯含量：大于88% ，萘含量：小于3.0% ，密度：小于 0.885。料液組成： 0.83 苯，0.17甲苯（質(zhì)量分率，以下同）。產(chǎn)品組成（純苯塔)： 餾出液99.9%苯， 釜液1%苯。 進料狀況：泡點進料。加熱方式：間接蒸汽加熱?；亓鞅龋簉=（1.22）rmin。2 生產(chǎn)方法和工藝流程的確定2.1工藝技術(shù)的比較與選擇2.1.1主要生產(chǎn)工藝技術(shù)簡介目

13、前已工業(yè)化的粗苯加氫工藝有萊托(litol)法，萃取蒸餾低溫加氫(k.k)法，溶劑萃取低溫加氫法。第一種為高溫加氫，后兩種為低溫加氫。 （1）litol法粗苯加氫高溫催化加氫的典型工藝是litol工藝，在溫度為600-650，壓力6.0mpa條件下進行催化加氫反應(yīng)。主要進行加氫脫除不飽和烴，加氫裂解把高分子烷烴和環(huán)烷烴轉(zhuǎn)化為低分子烷烴，以氣態(tài)分離出去；加氫脫烷基，把苯的同系物最終轉(zhuǎn)化為苯和低分子烷烴。故高溫加氫的產(chǎn)品只有苯，沒有甲苯和二甲苯，另外還要進行脫硫、脫氮、脫氧的反應(yīng)，脫除原料有機物中的s、n、o，轉(zhuǎn)化成h2s、nh3、h2o的形式除去，對加氫油的處理可采用一般精餾方法，最終得到苯產(chǎn)品

14、。該法的工藝過程大致為：粗苯預(yù)蒸餾、獲得輕苯再預(yù)加氫，主加氫在穩(wěn)定塔然后進行精餾?？梢?，加氫用原料實質(zhì)上是輕苯，這里的預(yù)蒸餾相當(dāng)于國內(nèi)的兩苯塔。國內(nèi)回收苯族烴廣為采用生產(chǎn)兩苯（輕苯與重苯）的工藝，因此，litol加氫技術(shù)應(yīng)用于我國，應(yīng)以輕苯直接作為加氫原料比較合理。litol加氫工藝的特點是能夠?qū)⒈江h(huán)上的烷基脫除，故只能獲得一種產(chǎn)品：純苯，但產(chǎn)率高達(dá)114%。預(yù)蒸餾采用減壓操作，旨在降低溫度，以避免不飽和化合物在蒸餾過程中發(fā)生聚合。預(yù)加氫采用co-mo系催化劑，但必須先硫化，以適當(dāng)降低催化劑的活性、并提高不飽和化合物加成反應(yīng)的選擇性。該工序的作用是先將易發(fā)生聚合的物質(zhì)除去，有利于后續(xù)主加氫的操

15、作。主加氫采用cr2o3al2o3系催化劑，反應(yīng)溫度為610630、操作壓力5.88mpa。能將輕苯中的不飽和化合物與含硫化合物幾乎全部加氫脫除，獲得的加氫油只需要采用普通的精餾方法就能分離，穩(wěn)定塔實質(zhì)是一個精餾塔，且采用加壓操作，旨在提高苯的沸點、以減少苯的損失；同時使具有不同沸點的飽和烴與苯分離。白土塔是起吸附作用的裝置，能將尚未反應(yīng)的微量不飽和烴除去，為后續(xù)精餾工序獲得優(yōu)質(zhì)苯創(chuàng)造條件。為了循環(huán)利用氫氣，粗苯加氫后的尾氣必須經(jīng)過一系列處理，包括脫硫（mea法）、甲苯洗凈、改質(zhì)變換與變壓吸附等工序，最終獲得99.9%的氫氣返回系統(tǒng)供加氫之用。 （2）萃取蒸餾低溫加氫(k.k)法和溶劑萃取低溫

16、加氫法 低溫催化加氫的典型工藝是萃取蒸餾加氫(k.k法)和溶劑萃取加氫。在溫度為300-370，壓力2.5-3.0mpa條件下進行催化加氫反應(yīng)。主要進行加氫脫除不飽和烴，使之轉(zhuǎn)化為飽和烴；另外還要進行脫硫、脫氮、脫氧反應(yīng)，與高溫加氫類似，轉(zhuǎn)化成h2s、nh3、h2o的形式。但由于加氫溫度低，故一般不發(fā)生加氫裂解和脫烷基的深度加氫反應(yīng)。因此低溫加氫的產(chǎn)品有苯、甲苯、二甲苯。對于加氫油的處理，萃取蒸餾低溫加氫工藝采用萃取精餾方法，把非芳烴與芳烴分離開。而溶劑萃取低溫加氫工藝是采用溶劑液液萃取方法，把非芳烴與芳烴分離開，芳烴之間的分離可用一般精餾方法實現(xiàn)，最終得到苯、甲苯、二甲苯。2.1.2工藝技術(shù)

17、的比較與選擇litol法粗苯加氫工藝的加氫反應(yīng)溫度、壓力較高，又存在氫腐蝕，對設(shè)備的制造材質(zhì)、工藝、結(jié)構(gòu)要求較高，設(shè)備制造難度較大，只能生產(chǎn)1種苯，制氫工藝較復(fù)雜，采用轉(zhuǎn)化法，以循環(huán)氣為原料制氫，總精制率較低。與litol法相比，萃取蒸餾低溫加氫方法和溶劑萃取低溫加氫方法的優(yōu)點是以粗苯或焦油蒸餾的脫酚輕油為原料，氫耗較低，加氫反應(yīng)溫度、壓力較低，設(shè)備制造難度小，很多設(shè)備可國內(nèi)制造，能耗也較少，能夠生產(chǎn)3種苯一純苯、甲苯、二甲苯，生產(chǎn)操作容易。制氫工藝采用變壓吸附法，以甲醇為原料制氫，制氫工藝簡單，產(chǎn)品質(zhì)量好。在本設(shè)計加氫工藝中，低溫加氫工藝的加氫溫度、壓力較低，產(chǎn)品質(zhì)量好，低溫加氫工藝包括萃取

18、蒸餾低溫加氫工藝和溶劑萃取低溫加氫工藝，這兩種工藝在國內(nèi)外是比較成熟的工藝，已被廣泛用于石油重整油、高溫裂解汽油、焦化粗苯為原料的加氫生產(chǎn)中，因此本粗苯精制采用低溫加氫精制工藝。純苯精度可達(dá)99.9%以上，甲苯也在99%以上，產(chǎn)品純度均優(yōu)于其他方法。k-k法粗苯加氫屬于中溫、中壓、不脫烷基的加氫技術(shù)，其操作溫度為340370、壓力為2.83.0mpa。顯然，該技術(shù)對加氫設(shè)備的材質(zhì)要求相應(yīng)較低。萃取蒸餾低溫加氫方法和溶劑萃取低溫加氫方法兩種低溫加氫方法相比較，前者工藝簡單，可對粗苯直接加氫，不需先精餾分離成輕苯和重苯，但粗苯在預(yù)蒸發(fā)器和多級蒸發(fā)器中容易結(jié)焦堵塞；后者工藝較復(fù)雜，粗苯先精餾分成輕苯

19、和重苯，然后對輕苯加氫，但產(chǎn)品質(zhì)量較高。經(jīng)過綜合比較考慮，本設(shè)計采用溶劑萃取低溫加氫工藝。2.2生產(chǎn)流程敘述粗苯首先經(jīng)原料輸送泵進入兩苯塔，在其中實現(xiàn)輕重苯分離，重質(zhì)苯作為產(chǎn)品輸送至罐區(qū)，塔頂輕苯被送至加氫工序，在加氫工序中，輕苯與高純氫氣混合后進入預(yù)反應(yīng)器，預(yù)反應(yīng)器的作用主要是除去二烯烴和苯乙烯，催化劑為ni-mo，預(yù)反應(yīng)器產(chǎn)物經(jīng)管式爐加熱后，進入主反應(yīng)器，在此發(fā)生脫硫、脫氮、脫氧、烯烴飽和等反應(yīng)，催化劑為co-mo，預(yù)反應(yīng)器和主反應(yīng)器內(nèi)物料狀態(tài)均為氣相。從主反應(yīng)器出來的產(chǎn)物經(jīng)一系列換熱器、冷卻器被冷卻，在進入分離器之前，被注入軟水，軟水的作用是溶解產(chǎn)物中沉積的鹽類。分離器把主反應(yīng)器產(chǎn)物最終

20、分離成循環(huán)氫氣、液態(tài)的加氫油和水，循環(huán)氫氣經(jīng)預(yù)熱器，補充部分氫氣后，由壓縮機送到預(yù)蒸發(fā)器前與原料粗苯混合。 加氫油經(jīng)預(yù)熱器預(yù)熱后進入脫輕塔，脫輕塔由中壓蒸汽進行加熱，脫輕塔實質(zhì)就是精餾塔，把溶解于加氫油中的氨、硫化氫以尾氣形式除去，含h2s的尾氣可送入焦?fàn)t煤氣脫硫脫氰系統(tǒng)，脫輕塔出來的苯、甲苯、二甲苯混合餾分進入預(yù)蒸餾塔，在此分離成苯、甲苯餾分(bt餾分)和二甲苯餾分(xs餾分)，二甲苯餾分進入二甲苯塔，塔頂采出少量c8非芳烴和乙苯，側(cè)線采出二甲苯，塔底采出二甲殘油即c9餾分，由于塔頂采出量很小，所以通常塔頂產(chǎn)品與塔底產(chǎn)品混合后作為二甲殘油產(chǎn)品外賣。 苯、甲苯餾分與部分補充的甲酰嗎啉溶劑混合后

21、進入萃取蒸餾塔，萃取蒸餾塔的作用是利用萃取蒸餾方式，除去烷烴、環(huán)烷烴等非芳烴，塔頂采出非芳烴作為產(chǎn)品外賣，塔底采出苯、甲苯、n-甲酰嗎啉的混合餾分，此混合餾分進入溶劑再生塔。溶劑再生塔在真空下操作，把苯、甲苯餾分與溶劑n-甲酰嗎啉分離開，溶劑再生塔頂部采出苯、甲苯餾分，苯、甲苯餾分進入純苯塔精餾分離成苯、甲苯產(chǎn)品。溶劑再生塔底采出的貧n-甲酰嗎啉溶劑經(jīng)冷卻后循環(huán)回到萃取精餾塔上部，一部分貧溶劑被間歇送到溶劑再生器，在真空狀態(tài)下排出高沸點的聚合產(chǎn)物，再生后的溶劑又回到萃取蒸餾塔。畫出流程示意圖，如圖2-1所示。圖2-1 流程示意圖3 物料衡算3.1原料粗苯處理量根據(jù)設(shè)計任務(wù)，塔的年處理量為180

22、,000噸/年。每年按7200個小時計算， 則每小時的生產(chǎn)處理量為：1800007200=25t/h=25,000kg/h。3.2兩苯塔進出料進入兩苯塔的料液量即為25,000 kg/h。兩苯塔塔頂出料為輕苯（btxs）,其流量為：w1=w(70.8%+14.2%+3.5%+1.5%)=2500090%=22500 kg/h。兩苯塔塔底出料為重苯，其流量為：w1=w10 %=2500010%=2500 kg/h。3.3預(yù)精餾塔進出料從兩苯塔出來的btxs經(jīng)過加氫脫輕后直接進入預(yù)精餾塔，所以進入預(yù)精餾塔的流量就是w1=22500 kg/h。預(yù)精餾塔頂出料為bt, 其流量為：w2=w(70.8 %

23、+14.2 %)=2500085 %=21250 kg/h。預(yù)精餾塔塔底出料為xs, 其流量為：w2=w(3.5%+1.5%)=250005%=1250 kg/h。3.4純苯塔進出料苯的摩爾質(zhì)量：ma=78.11kg/kmol。甲苯的摩爾質(zhì)量：mb=92.14kg/kmol。純苯塔的原料處理量f=25000(70.8%+14.2%)=22500 kg/h。原料中苯的質(zhì)量分?jǐn)?shù)：=70.8/(70.8+14.2)=0.83。甲苯的質(zhì)量分?jǐn)?shù)：=14.2/(70.8+14.2)=0.17。4 設(shè)備的計算與選型精餾工段主要有四個塔，即預(yù)精餾塔，萃取精餾塔，純苯塔，二甲苯塔，這里只對純苯塔進行計算。 4.

24、1塔體的工藝計算：4.1.1精餾塔的物料衡算 (1)原料液及塔頂、塔底產(chǎn)品的摩爾分率苯的摩爾質(zhì)量：ma=78.11kg/kmol。甲苯的摩爾質(zhì)量：mb=92.14kg/kmol。原料中苯的質(zhì)量分?jǐn)?shù)：=0.83， 則其摩爾分?jǐn)?shù)為=。塔頂產(chǎn)品苯的質(zhì)量分?jǐn)?shù)：=0.999， 則其摩爾分?jǐn)?shù)為:=。底產(chǎn)品甲苯的質(zhì)量分?jǐn)?shù)：=0.01， 則其摩爾分?jǐn)?shù)為=。(2) 原料液及塔頂、塔底產(chǎn)品的平均摩爾質(zhì)量原料液的平均摩爾質(zhì)量=80.8614kg/kmol。塔頂產(chǎn)品的平均摩爾質(zhì)量=78.9533kg/kmol。塔液產(chǎn)品的平均摩爾質(zhì)量 =91.9716 kg/kmol。（3）物料衡算：總物料衡算：f=d+w， 苯的物料

25、衡算: f=d+w ， 聯(lián)立解得：d=17618.81kg/h w=3631.19 kg/h則他們的摩爾流率為：d= d/=17618.81/17618.81=223.1548kmol/h，w= w/=3631.19/91.9716=39.4816 kmol/h，f= f/=22500/80.8614=265.0074 kmol/h。（4）原料液及塔頂、塔底產(chǎn)品的摩爾流率原料液：f=f/=21250/80.1864=265.0074 kmol/h，塔頂產(chǎn)品：d=d/=17618.81/78.9533=223.1548 kmol/h，塔底產(chǎn)品：w=w/=3631.19/91.9716=39.48

26、16 kmol/h。4.1.2精餾塔塔頂、塔底、進料板溫度計算因純苯塔操作屬于常壓操作，兩組分的物理化學(xué)性質(zhì)特別是兩組分的化學(xué)結(jié)構(gòu)比較相近，所以該混合物為完全理想體系。每層塔板的壓降為：0.646kpa。塔頂操作壓力：101.3+4=105.3 kpa， 絕對壓強：p=790hg。塔釜操作壓力：105.3+430.646=133.1 kpa，絕對壓強：p=998.58hg，則進料板絕對壓強：p= =894.29hg。常壓下兩組分的沸點，苯：ta=80.10；甲苯：tb=110.63。（1）塔頂溫度的求?。阂阎核敭a(chǎn)品苯的摩爾分?jǐn)?shù)為：0.999，則甲苯的摩爾分?jǐn)?shù)為：0.001塔頂采用全凝器。根

27、據(jù)：lg=ai- antoine方程苯和甲苯的基礎(chǔ)物性數(shù)據(jù)，如下表4-1。表4-1 苯和甲苯的基礎(chǔ)物性數(shù)據(jù)abc苯甲苯15.900816.01732788.513096.52-52.36-53.67采用試差法求塔頂溫度：設(shè)塔頂溫度為：81（354.15k）試差：lg=15.9008-=781.25hglg=16.0173-=302.49hg=/=781.25/790=0.9889=/=302.49/790=0.3829與塔頂氣相平衡的液相組成：=/=0.999/0.9889=1.0102=(1-)/=(1-0.999)/ 0.3829=0.002612則：=+=1.0102+0.002612=

28、1.0128121-1=0. 0128120.001 不合格，1 所設(shè)溫度偏低。設(shè)塔頂溫度為：81.5（354.65k）試差：lg=15.9008-=793.28hglg=16.0173-=307.72hg=/=793.28/790=1.0042=/=307.72/790=0.3895與塔頂氣相平衡的液相組成：=/=0.999/1.0042=0.9948=(1-)/=(1-0.999)/ 0.3895=0.002567則：=+=0.9948+0.002576=0.9976671-1=0.0026330.001 不合格，1-1=0.0004761-1=0. 004830.001 不合格，1 所設(shè)

29、溫度偏低。設(shè)塔釜溫度為：119.7（392.85k）試差：lg=15.9008-=2233.00hglg=16.0173-=980.31hg=/=2233.00/998.58=2.2362=/=980.31/998.58=0.9817與液相平衡的氣相組成：=/=0.012/2.2362=0.02683=(1-)/=(1-0.012)/ 0.981=0.9699則：=+=0.02683+0.9699=0.996730.001 不合格，1-1=0. 00081-1=0.04030.001 不合格，1 所設(shè)溫度偏低。設(shè)進料板溫度為：88.5（361.65k）試差：lg=15.9008-=977.46

30、hglg=16.0173-=388.78hg=/=977.46/894.29=1.0930=/=388.78/894.29=0.4347泡點進料，與液相平衡的氣相組成：=/=0.852/1.1416=0.9312=(1-)/=(1-0.852)/ 0.4564=0.06433則：=+=0.9312+0.06433=0.995530.001 不合格，1-1=0.000280.001 合格，因此，設(shè)進料板溫度為=361.81k進料板的相對揮發(fā)度：則全塔的平均相對揮發(fā)度：=2.42804.1.3精餾塔塔頂、塔底、進料板密度流量的計算氣相平均密度的計算:由理想氣態(tài)方程計算: 得：塔頂：塔釜：液相平均密

31、度的計算:1/=a/+a/（1）塔頂液相平均密度的計算由td=81.4查手冊得：，。塔頂?shù)囊合嗥骄芏龋浩骄髁浚核斠合嗟钠骄栙|(zhì)量：（2）塔釜液相平均密度的計算由查手冊得:，。塔釜的液相平均密度：平均流量：塔釜液相的平均摩爾質(zhì)量：(3)進料板液相平均密度的計算：由，查手冊得：，。 進料板的液相平均密度： 塔釜液相的平均摩爾質(zhì)量：4.1.4最小回流比、回流比及操作線的計算（1）最小回流比： 由于是泡點進料，有q=1，回流比：（2）操作線方程精餾段的操作線方程： l=rd=1.22223.1548=268.8438kmol/h，v=(r+1)d=（1.22+1）223.1548=489.20

32、76kmol/h。由 帶入方程得：平均摩爾質(zhì)量計算：提餾段操作線方程：l=l+f=268.8438+265.0074=533.8512kmol/h v=v=489.2076kmol/h。 帶入數(shù)據(jù)可得： 帶入公式得：平均摩爾質(zhì)量計算：（3）精餾段的基礎(chǔ)數(shù)據(jù)平均溫度：平均壓力：平均摩爾質(zhì)量：氣相平均密度：，液相平均密度：，氣相體積流量：，液相體積流量：。(4)提餾段的基礎(chǔ)數(shù)據(jù)平均溫度：，平均壓力：。平均摩爾質(zhì)量： 氣相平均密度：，液相平均密度：，氣相體積流量：，液相體積流量：。4.1.5塔板的計算（1）求最小理論塔板數(shù)nm：根椐芬斯克公式：nm=得：nm=11.7583(2)求實際理論板數(shù)n：吉

33、利蘭圖的橫坐標(biāo)為：查吉利蘭圖得：=0.48則：所以：n24.46塊。 (3)進料板位置精餾段的平均相對揮發(fā)度：，所以：= =4.5184則：所以：10.5354塊。即第11層理論板為進料板（4）實際板數(shù)查板效率與關(guān)聯(lián)圖得：板效率：e=0.57，所以實際塔板數(shù)：n=24.46/0.57=43塊，實際精餾段板數(shù)：n=10.5354/0.57=19塊，實際提餾段板數(shù)：n=43-19=24塊。4.1.6表面張力的計算液相平均表面張力依下式計算，即：。 精餾段：塔頂液相平均表面張力的計算：由td=81.4查手冊得：，。()進料板液相平均表面張力的計算：由查手冊得：，。精餾段液相平均表面張力： 提餾段：塔

34、釜液相平均表面張力的計算：由查手冊得：，。 提餾段液相平均表面張力：4.1.7液相平均黏度苯和甲苯的液相黏度如下表4-2。 表4-2 液體粘度溫度()8090100110120苯（mp.s）甲苯（mp.s）0.3080.3110.2790.2860.2550.2640.2330.2540.2150.228 塔頂液相平均黏度的計算：由td=81.4： 解得：。進料板液相平均黏度的計算：由： 解得：。塔底液相平均黏度的計算：由td=119.85： 解得：。精餾段液相平均黏度：。提餾段液相平均黏度：。4.1.8塔徑的計算由式中c由求取，其中由史密斯關(guān)聯(lián)圖查取，圖橫坐標(biāo)為： 取板間距，板上液層高度，則

35、：-=0.45-0.06=0.39，查史密斯關(guān)聯(lián)圖得：。 精餾段計算：，。取安全系數(shù)為0.8，則空塔氣速為：，按標(biāo)準(zhǔn)塔徑圓整后為： 。塔截面積：， 實際空速： 。提餾段計算：，。取安全系數(shù)為0.8，則空塔氣速為：，按標(biāo)準(zhǔn)塔徑圓整后為：。塔截面積： 實際空速： 4.2 塔板尺寸的設(shè)計與計算 4.2.1溢流堰設(shè)計堰長取。堰高：，采用平直堰，堰上液層高度。，查液流收縮系數(shù)圖，得e=1,則：精餾段：，取板上清液層高度hl=60mm，。提餾段：，取板上清液層高度hl=60mm，。4.2.2弓形降液管的寬度和面積由，查閱化工原理7，弓形降液管的參數(shù)得：，即：降液管容積與液體流量之比為液體在降液管中的停留時

36、間t,一般大5s，即：。精餾段：。提餾段：。 停留時間t5s,故降液管可使用。4.2.3降液管的底隙高度由，取。精餾段：h0=0.04117-0.008=0.03317m。提餾段：h0=0.028-0.008=0.02m。因為不小于20mm,故滿足要求。選用凹型受液盤，深度hw。4.3塔板布置及浮閥的數(shù)目與排列4.3.1塔板布置因d故塔板采用分塊板式塔板，查下表4-3得塔板分為6塊。本設(shè)計塔徑d=2.2 m 采用分塊式塔板，以便通過人孔裝拆塔板。表4-3 塔徑與分塊數(shù)關(guān)系塔徑/mm800-12001400-16001800-20002000-2400分塊數(shù)34564.3.2浮閥數(shù)目與排列精餾段

37、: 取閥孔動能因子 =10，則孔速。每層塔板上浮閥數(shù)目為：采用f1型浮閥。提餾段: 取閥孔動能因子 =10，則孔速。每層塔板上浮閥數(shù)目為：取邊緣區(qū)寬度wc=0.06m，泡沫區(qū)寬度ws=0.075m。計算塔板上的鼓泡區(qū)面積，即 。 ， ，則：浮閥數(shù)排列以等邊三角形排列，取同一個橫排孔心距為t=75mm。則排間距h為：精餾段： ，提餾段： ?？紤]到塔的直徑較大，各分塊板的支撐與銜接也要占去一部分鼓泡區(qū)面積，因此，按排間距取h=65mm,孔心距t=75mm以等腰三角形叉排方式在塔板上布置浮閥并作圖，排得閥數(shù)為490個。按n=490重新核算孔速即閥孔功能因數(shù)。閥孔動能因數(shù)變化不大，仍在9-13范圍內(nèi)。

38、塔板開孔率為：。提餾段:取閥孔動能因子fo=12，則孔速，。按t=75mm，估算排間距，按推薦尺寸，此處取h=100mm，排得浮閥數(shù)為96個。按n=96重新核算孔速即閥孔功能因數(shù)。閥孔動能因數(shù)變化不大，仍在9-13范圍內(nèi)塔板開孔率為：= =15.4%4.4塔板的流體力學(xué)計算4.4.1氣相通過浮閥塔板的壓降（1）精餾段干板阻力： ，因，故。板上充氣液層阻力：取=0.5，液體表面張力所造成的阻力：此阻力很小，可忽略不計，因此與單板的壓降相當(dāng)?shù)囊褐叨葹椋海?。（2）提餾段干板阻力。，故。板上充氣液層阻力：取=0.5，。液體表面張力所造成的阻力：此阻力很小，可忽略不計，因此與單板的壓降相當(dāng)?shù)囊褐叨?/p>

39、為：， 。4.4.2降液管高度驗算為了防止發(fā)生堰塔現(xiàn)象，要求嚴(yán)格控制降液管中液層高度。（1）精餾段單層氣體通過塔板壓降所相當(dāng)?shù)囊褐叨?。液體通過降液管的壓頭損失：板上液層高度： ，則。取，已選定，則。 可見，所以符合防止淹塔的要求。（2）提餾段單層氣體通過塔板壓降所相當(dāng)?shù)囊褐叨?。液體通過降液管的壓頭損失：板上液層高度，則，取,?？梢姡苑戏乐寡退囊?。4.4.3物沫夾帶驗算按下式計算泛點率：泛點率=泛點率=（1）精餾段板上液體流經(jīng)長度：。板上液流面積：。苯-甲苯系統(tǒng)屬無泡沫系統(tǒng)，查得物性系數(shù)，又查得泛點負(fù)荷系數(shù)。所以，泛點率=泛點率=對于大塔，為了避免過量物沫夾帶，應(yīng)控制泛點率不超過8

40、0%。由以上計算可知，物沫夾帶能夠滿足ev0.1(kg液/kg氣)的要求。（2）提餾段泛點率=泛點率= 由計算可知泛點率不超過80%，物沫夾帶能夠滿足ev800mm,故裙座壁厚取16mm?；A(chǔ)環(huán)內(nèi)徑：基礎(chǔ)環(huán)外經(jīng)：圓整：2000mm，2600mm;基礎(chǔ)環(huán)厚度，考慮到腐蝕余量取18mm；考慮到再沸器，裙座高度取2m。4.5.3塔高（1）塔的頂部空間高度塔的頂部空間高度是指塔頂?shù)谝粚铀P到塔頂封頭的直線距離，取除沫器到第一塊板的距離600mm，塔頂部空間高度為1200mm。（2）塔的底部空間高度塔的底部空間高度是指塔底最末一層塔盤到塔底封頭的切線距離，釜液停留時間取5min。h=(tls60-rv)

41、 at+(0.5-0.7)=(5600.01621-0.142) 3.8013+0.2 =1.44m。（3）人孔人孔是安裝或檢修人員進出塔的唯一通道，人孔的設(shè)置應(yīng)便于進入任何一層塔板，由于設(shè)置人孔處塔間距離大，且人孔設(shè)備過多會使制造時塔體的彎曲度難于達(dá)到要求，一般每隔68塊塔板開一個人孔。本塔中共43塊板，需設(shè)置6個人孔，每個人孔直徑為450mm，在設(shè)置人孔處，板間距為600mm，人孔伸入塔內(nèi)部應(yīng)與塔內(nèi)壁修平，其邊緣需倒棱和磨圓。精餾段有效高度：z精=（n精-1）ht=（19-1）0.45=8.1m。提餾段有效高度：z提=（n提-1）ht=（24-1）0.45=10.35m。故精餾塔的有效高度

42、為：z=z精+z提+（0.6-0.45）6+2+1.2=8.1+10.35+0.9+1.2+1.44=25.19m。4.6塔板負(fù)荷性能圖霧沫夾帶線：泛點率=對于一定的物系和一定的塔板v，l，ab，k，g及zl已知，相對于ev0.1的泛點率上限可確定，得v-l關(guān)系式，按泛點率=70%計算： 精餾段整理得：。 提餾段整理得：。由上式知物沫夾帶線為直線，則在操作范圍內(nèi)任取幾個l值算出v。計算出的l、v見表4-4液泛線：由此確定液泛線，忽略式中。 表4-4 物沫夾帶線上的氣、液體積流量精餾段（m3/s）（m3/s）0.0024.21050.0044.14390.0064.07740.0084.0108

43、提餾段（m3/s）（m3/s）0.0023.86580.0043.80470.0063.74360.0083.6825(ht+hw)=5.34+0.153()2+(1+0) hw+e()1/3因塔板結(jié)構(gòu)一定，物系一定，則ht，hw，h0，lw，v，l，0和定值，u0=式中d0，n也是定值，故：精餾段： 整理后可得：。提餾段： 整理后可得：。在操作范圍內(nèi)，任意取若干個ls值，算出相應(yīng)的vs值，如下表4-5。液體負(fù)荷上限線：液體的最大流量應(yīng)保證降液管中停留時間不低于35s。液體在降液管內(nèi)停留時間。以作為液體在降液管內(nèi)停留時間的下限，則，表4-5 液泛線上的氣、液體積流量精餾段（m3/s）（m3/s

44、）0.0027.64750.0047.47130.0067.30480.0087.1367提餾段（m3/s）（m3/s）0.0027.29190.0047.10360.0066.90040.0086.6700漏液線：對于f1型重閥，依動能因數(shù)作為規(guī)定氣體的最小負(fù)荷的標(biāo)準(zhǔn)，則。精餾段: 。提餾段: 。液相負(fù)荷下限線：對于平直堰，取堰上液層高度作為液相負(fù)荷下限條件，作出相負(fù)荷下限線,該線與氣相流量無關(guān)的豎直線。 由 ，取e1.0，則。由以上計算畫出操作性能負(fù)荷圖,如下圖4-1,圖4-2。12435 1-物沫夾帶線 2-液泛線 3-液相負(fù)荷上限 4-漏液線 5-液相負(fù)荷下限圖4-1 精餾段負(fù)荷性能圖

45、53214 1-物沫夾帶線 2-液泛線 3-液相負(fù)荷上限 4-漏液線 5-液相負(fù)荷下限圖4-2 提留段負(fù)荷性能圖由塔板負(fù)荷性能圖可以看出：在任務(wù)規(guī)定的氣、液負(fù)荷下的操作點a（設(shè)計點）處在適宜操作區(qū)的適宜位置；塔板的氣相負(fù)荷上限完全由物沫夾帶控制，操作下限由漏液控制；按固定的液氣比，由圖可查出塔板的氣相負(fù)荷上限(vs)max=4.2（m3/s），氣相負(fù)荷下限(vs)mix=1.69（m3/s）。所以，精餾段操作彈性為：。表4-6 浮閥塔工藝設(shè)計計算結(jié)果項目符號單位計算數(shù)據(jù)備注精餾段提餾段塔徑dm2.22.2板間距m0.450.45塔板型式單溢流弓形降液管分塊式塔板空塔氣速um/s0.94840.

46、8892堰長度m1.451.45堰高度hwm0.041170.02796板上液層高度m0.0060.006降液管底隙高度hom0.031170.01796閥孔氣速uom/s6.15895.7745浮閥數(shù)目n個490490等邊三角形叉排閥孔動能因數(shù)10.6410.71臨界閥孔氣速uocm/s5.77215.3396孔心距tm0.0750.075同一橫豎、排的孔心距排間距hm0.0650.065單板壓降pppa505.3081281.765液體在降液管內(nèi)的停留時間s19.918.97降液管內(nèi)的清液高度hdm0.12690.149 泛點率%42.0144.95液相負(fù)荷上(下)限(ls)max0.02910.0291物沫夾帶控制(ls)min（0.0012368）（0.0012368）（漏夜控制）同理，提留段操作彈性為：。浮閥塔工藝設(shè)計計算結(jié)果見表4-6。4.7設(shè)備一覽表表4-6 設(shè)備一覽表序號設(shè)備名稱數(shù)量單位材質(zhì)12345678910精餾塔