粗苯加氫精制工藝工藝計(jì)算與設(shè)備選型方案

粗苯加氫精制工藝工藝計(jì)算與設(shè)備選型方案1.1、系統(tǒng)物料衡算1.1.1、操作條件生產(chǎn)能力：15萬(wàn)噸/年(料液)年工作日：7500小時(shí)計(jì)原料中含有：苯70.8%，甲苯11.2%，二甲苯3.5%苯乙烯1.5%重質(zhì)苯10%（質(zhì)量分率，下同）1.1.2、原料粗苯處理量根據(jù)工藝的操作條件可知：

根據(jù)設(shè)計(jì)任務(wù)，料液的年生產(chǎn)能力為150,000噸/年（折算為100%Q）。全年生產(chǎn)時(shí)間為7500小時(shí)，剩余時(shí)間為大修、中修時(shí)間，則每小時(shí)的生產(chǎn)能力為：150000/7500=20,000kg/h1.1.3、兩苯塔進(jìn)出料由圖可知，進(jìn)入兩苯塔的料液量即為20,000kg/h兩苯塔塔頂出料為輕苯（BTXS）,其流量為：W1=W*(70.8%+11.2%+3.5%+1.5%)=20000*90%=18000kg/h兩苯塔塔底出料為重苯，其流量為：W1’=W*10%=2000kg/h1.1.4、預(yù)精餾塔進(jìn)出料從兩苯塔出來的BTXS經(jīng)過加氫脫輕后直接進(jìn)入預(yù)精餾塔，所以進(jìn)入預(yù)精餾塔的流量就是W1=18000kg/h預(yù)精餾塔頂出料為BT,其流量為：W2=W*(70.8%+11.2%)=20000*85%=17000kg/h預(yù)精餾塔塔底出料為XS,其流量為：W2’=W*(3.5%+1.5%)=20000*5%=1000kg/h1.2、純苯塔的設(shè)計(jì)計(jì)算精餾工段主要有四個(gè)塔，即預(yù)精餾塔，萃取精餾塔，純苯塔，二甲苯塔。這里只對(duì)純苯塔進(jìn)行計(jì)算。1.2.1、純苯塔的作用：分離產(chǎn)品苯甲苯使產(chǎn)品純度達(dá)到99.9wt％，同時(shí)，產(chǎn)品回收率達(dá)到99.0％。在此目標(biāo)下對(duì)該塔進(jìn)行計(jì)算，尋找達(dá)到該分離要求的最佳操作條件。1.2.2、操作條件具體工藝參數(shù)如下：料液組成：70.8%苯，11.2%甲苯（質(zhì)量分率，下同）產(chǎn)品組成（純苯塔)：餾出液99.9%苯，釜液1%甲苯操作壓力：常壓（塔頂：100.5kPa進(jìn)料：101.3kPa塔底：133kPa）進(jìn)料溫度：泡點(diǎn)進(jìn)料狀況：泡點(diǎn)加熱方式：間接蒸汽加熱回流比：R=（1.2～2）Rmin1.2.3、物料衡算：1、全塔物料衡算苯的摩爾質(zhì)量：MA=78kg/kmol甲苯的摩爾質(zhì)量：MB=92kg/kmol純苯塔的原料處理量F=20000*(70.8%+11.2%)=17000kg/h原料中苯的質(zhì)量分?jǐn)?shù)：=70.8/(70.8+11.2)=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=0.999塔底產(chǎn)品甲苯的質(zhì)量分?jǐn)?shù)：=0.01則其摩爾分?jǐn)?shù)為=0.012總物料衡算：F=D+W①苯的物料衡算：F*=D*+W*②聯(lián)立①②式得：D=14095.05kg/hW=2901.95kg/h原料液的平均摩爾質(zhì)量=66.456+13.616=80.072kg/kmol塔頂產(chǎn)品的平均摩爾質(zhì)量=78.014kg/kmol塔液產(chǎn)品的平均摩爾質(zhì)量=91.832kg/kmol2、溫度的確定Antoine方程：

lg=6.02232-1206.350/(t+220.237)lg=6.07826-1343.943/(t+219.377)泡點(diǎn)方程：根據(jù)以上三個(gè)方程，運(yùn)用試差法可求出,

當(dāng)xa=0.83時(shí)，假設(shè)t=84℃，=111.066kPa，=41.496kPa

當(dāng)xa=0.999時(shí)，假設(shè)t=80℃，=100.524kPa，=38.826kPa

當(dāng)xa=0.01時(shí)，假設(shè)t=120℃，=298.735kPa，=131.29kPa,

t=84℃，既是進(jìn)料口的溫度，

t=80℃是塔頂蒸汽需被冷凝到的溫度，

t=120℃是釜液需被加熱的溫度。3、平均相對(duì)揮發(fā)度：80℃時(shí)，苯的飽和蒸汽壓=100.524kPa甲苯的飽和蒸汽壓=38.826kPa120℃時(shí)，苯的飽和蒸汽壓=298.735kPa甲苯的飽和蒸汽壓=131.29kPa,由=得：80℃時(shí)，80℃==2.59120℃時(shí)，120℃==2.28所以平均相對(duì)揮發(fā)度：===2.434、最小回流比Rmin由于泡點(diǎn)進(jìn)料，則xq=xfRmin===0.81回流比R=1.5Rmin=1.25、基礎(chǔ)數(shù)據(jù)整理=2.43.所以平衡方程為y==Y1=xD=0.999帶入平衡方程可得x1==0.998<1>.精餾段液相平均溫度：(80+84)=82℃在平均溫度下查得=811.8kg/m3，=802.9kg/m3液相平均密度為：其中，平均質(zhì)量分?jǐn)?shù)所以，=813.8kg/m3精餾段的液相質(zhì)量流量L=RD=1.2*14095.05=16911.06kg/h精餾段的液相體積流量精餾段氣相質(zhì)量流量V＝(R+1)D＝2.2*14095.05=31009.11Kg/h，平均壓力：(101.3+100.5)=100.9kPa,標(biāo)準(zhǔn)狀況下的體積：V0=操作狀況下的體積：V1=8905.18=5801.45m3/h氣體負(fù)荷：Vn==1.612m3/s氣體密度：==5.345kg/m3<2>.提餾段平均溫度：(84+120)=102℃在平均溫度下查得=812.5kg/m3，=802.6kg/m3液相平均密度為：其中，平均質(zhì)量分?jǐn)?shù)所以，=806.73kg/m3因?yàn)榕蔹c(diǎn)進(jìn)料，所以進(jìn)料熱狀態(tài)q=1

所以，提餾段液相質(zhì)量流量：L'＝L+qF=16911.06+117000=33911.06kg/h提餾段液相體積流量提餾段氣相質(zhì)量流量V'＝V-(1-q)F＝V=31009.11kg/h平均壓力：(101.3+133)=117.15kPa標(biāo)準(zhǔn)狀況下的體積：V0=操作狀況下的體積：V1=8905.18=5672.42m3/h氣體負(fù)荷：Vm==1.576m3/s氣體密度：==5.47kg/m36、操作線方程精餾段操作線方程提餾段操作線方程1.2.4、塔徑本設(shè)計(jì)采用F1重閥浮閥塔，設(shè)全塔選用標(biāo)準(zhǔn)結(jié)構(gòu)，板間距HT=0.45m，溢流堰高h(yuǎn)c=0.05m。<1>.精餾段求操作負(fù)荷系數(shù)C精餾段功能參數(shù)：()=()=0.044塔板間有效高度H0=HT-HC=0.45-0.05=0.40m查斯密斯圖得負(fù)荷系數(shù)：C20=0.067。又查得82℃時(shí)，苯的表面張力為：22.08mN/m甲苯的表面張力為：22.19mN/m精餾段苯甲苯溶液的平均組成為：苯：(0.999+0.83)=0.9145wt則含甲苯為：1-0.9145=0.0885wt所以表面張力：σ=0.914522.08+0.088522.19=22.09mN/m所以：C=C20=0.068⑵.最大流速UmaxUmax=C=0.068=0.84m/s空塔氣速u=0.7Umax=0.840.7=0.588m/s⑶．求塔徑DD===1.87m<2>.提餾段求操作負(fù)荷系數(shù)C提餾段功能參數(shù)：（）=()=0.09查斯密斯圖得C20=0.0662又得102℃時(shí)，苯表面張力為：18.49mN/m甲苯的表面張力為：19.18mN/m提餾段苯甲苯混合平均組成：苯：(0.01+0.83)=0.42甲苯：1-0.42=0.58平均表面張力：=0.4218.49+0.5819.18=18.89mN/m所以C=C20=0.065求提餾段U’maxmax=C=0.065=0.79m/s空塔氣速=0.7max=0.70.79=0.553m/s求塔徑===1.91m對(duì)全塔，圓整后塔徑D=2400mm塔截面積為3.14m2實(shí)際空塔氣速m/s1.2.5、理論塔板數(shù)計(jì)算<1>求最小理論塔板數(shù)Nm：根椐芬斯克公式：Nm===11.75<2>.求實(shí)際理論板數(shù)由==0.182查吉利蘭圖得：=0.46則：=0.46所以：N22.6塊<3>進(jìn)料板位置84℃時(shí)，84℃==2.56所以精餾段的平均相對(duì)揮發(fā)度：=2.57所以：Nm，1===1.46則：=0.46所以：9.1塊即第十層理論板為進(jìn)料板<4>.計(jì)算板效率()求平均相對(duì)揮發(fā)度與平均粘度的積(、)塔頂塔底平均溫度為：(80+120)=100℃100℃時(shí)：=0.24510-3Pa.S=0.26510-3Pa.S則：=xf+(1-xf)=0.24510-30.852+0.26510-3(1-0.852)=0.24810-3PaS所以：=0.24810-32.43=0.60310-3Pa.S(2)查板效率與關(guān)聯(lián)圖得：板效率：E=0.55<5>實(shí)際板數(shù)板效率：E=0.55所以實(shí)際板數(shù)為：=41.1塊=42塊實(shí)際精餾段板數(shù)：=16.5塊=17塊實(shí)際提餾段板數(shù)：Ne2=42-17=25塊1.2.6、塔內(nèi)件設(shè)計(jì)<1>.溢流堰設(shè)計(jì)塔板上的堰是為了保持塔板上有一定的清液層高度，若過高則霧沫夾帶嚴(yán)重，過低氣液接觸時(shí)間短，都會(huì)降低板效。根椐經(jīng)驗(yàn)，取清液層高度hL=0.05，本設(shè)計(jì)選用單溢流弓形降液管，不設(shè)進(jìn)口堰。堰長(zhǎng)取Lw=0.66D=0.662000=1320mm堰高：hw=hl-how采用平直堰，堰上液層高度howhow=E()--------------(a)提餾段及精餾段計(jì)算結(jié)果如下：精餾段提餾段溢流強(qiáng)度i，i=L/Lw,m3/(h.m)i==15.82i==31.91i=5-45適合要求適合要求求E，由(L/Lw2.5查圖=10.43=21.04E=1.032E=1.045堰上液層高度howhow=1.03215.822/3how=1.04515.822/3由(a)計(jì)算=0.0185=0.0187堰高h(yuǎn)w=0.05-0.0185=0.0315hw=0.0313圓整到hw=0.032hw=0.031<2>.降液管設(shè)計(jì)Lw=1056mm，=0.66查閱《化工原理》(下)天津科學(xué)技術(shù)出版社，得到：=0.14，=0.079Wd--------降液管弓形寬度mAf---------降液管弓形面積m2AT--------塔截面積m2Wd=0.142=0.28mAT=D2=3.14(2)2=3.14m2Af=3.140.079=0.2481m2降液管容積與液體流量之比為液體在降液管中的停留時(shí)間t，一般大于5S，即：t=精餾段：t==19.25>5S提餾段：t==9.54>5S故降液管底隙高度H0，對(duì)弓形降液管，管口面積等于底隙面積，即有：H0=，取=0.2m/s，則：精餾段：H0==0.022m提餾段：H0==0.044m<3>.塔板布置及浮閥數(shù)目與排列：①塔板布置因D故塔板采用分塊板式塔板，查下表塔徑/mm800-12001400-16001800-20002000-2400分塊數(shù)3456得塔板分為5塊。②浮閥數(shù)目與排列取閥孔動(dòng)能因子F0=10,計(jì)算如下：精餾段提餾段U0=U0==1.325U0==1.276每層浮閥數(shù)N=N==312N==309取邊緣高度Wl=0.06m泡沫區(qū)寬度Ws=0.10m浮閥排列方式采用等腰三角形叉排，取同一橫排的孔心距t=75mm=0.075m,因塔板采用分塊式，各分塊板的支承與銜接也要占去一部分鼓區(qū)面積，因此排間距取=65mm=0.065m,按t=75mm,=65mm.以等腰三角形叉排方式作圖。圖4-1浮閥孔排列圖排得閥數(shù)為320個(gè)，按N=320個(gè)重新?lián)Q算F，計(jì)算結(jié)果如下：精餾段提餾段U0==1.22m/s=1.13m/sF0=U01.22=9.751.13=9.65閥孔動(dòng)能因素變化不大，仍在9-12之間。塔板開孔率：==12.17%一般10％～14％，符合要求。1.2.7、塔板流體力學(xué)驗(yàn)算<1>.氣相通過浮閥塔的壓降Hp=Hc+Hl+H⑴.干板阻力精餾段提餾段Uoc=1.825Uoc==1.192m/sUoc==1.140m/s因?yàn)閁0>UocU0>UocHc=5.34Hc=5.34=0.031Hc=5.34=0.032⑵.板上充氣液層阻力。取充氣系數(shù)0=0.5hl=1hL=0.50.05=0.025⑶液體表面張力所造成的阻力很小，可以忽略。所以hp=hc+hL對(duì)精餾段：hp=0.025+0.031=0.056對(duì)提餾段：hp=0.025+0.032=0.057<2>淹塔為防止淹塔，要求嚴(yán)格控制降流管中液層高度。Hd(HT+hw)Hd=hp+hL+hdA、氣體通過塔板的壓降相當(dāng)?shù)囊航蹈叨萮p精餾段hp=0.056m提餾段hp=0.057mB、液體通過降液管的壓頭損失。因?yàn)椴辉O(shè)進(jìn)口堰：精餾段：hd=0.153()2=0.153()2=0.0061提餾段：hd=0.153()2=0.153()2=0.0062C、板上液層高度：hL=0.05m所以Hd=hp+hL+hd精餾段：Hd=0.05+0.056+0.0061=0.1121m提餾段：Hd=0.05+0.057+0.0062=0.1132m取=0.5選定HT=0.45hw=0.032則：（HT+hw）=0.5（0.45+0.032）=0.241所以Hd(HT+hw)即可防止淹塔。<3>霧沫夾帶。泛點(diǎn)率按下二式計(jì)算泛點(diǎn)率=100%（A）泛點(diǎn)率=100%（B）板上液體流經(jīng)長(zhǎng)度:ZL=D-2Wd=2-20.28=1.44板上泛液面積：Ab=AT-2Af=3.14-20.2481=2.644m2苯—甲苯系統(tǒng)屬無泡沫系統(tǒng)，物性系數(shù)K，查表得K＝1

又查得CFCF=0.093CF=0.091由（A）式得泛點(diǎn)率=57.89%泛點(diǎn)率=59.20%由（B）式得泛點(diǎn)率=57.54%泛點(diǎn)率=58.81%由（A）、（B）算出的泛點(diǎn)率都小于70%，則滿足霧沫夾帶ev<0.1kg（液）/kg（氣）的要求。1.2.8、塔板負(fù)荷性能圖<1>.霧沫夾帶線泛點(diǎn)率=對(duì)于一定的物系和一定的塔板v，l，Ab，K，G及Zl已知，相對(duì)于ev<0.1的泛點(diǎn)率上限可確定，得V-L關(guān)系式，按泛點(diǎn)率=70%計(jì)算：精餾段：=0.7化簡(jiǎn)得：0.08131Vn+1.5667Ln=0.17即：Vn=2.09-19.27Ln提餾段：=0.7化簡(jiǎn)得：0.0826Vm+1.5667Lm=0.168即：Vm=2.03-18.97Lm由上可知，霧沫夾帶線為直線。<2>.液泛線(HT+HW)=Hp+Hl+Hd=Hc+Hl+H+HL+Hd忽略掉H，有：(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：上式可簡(jiǎn)化為：精餾段：0.193=Vn2+18.14Ln2+0.858Ln2/3提餾段：0.193=Vm2+45.36Lm2+0.868Lm2/3此即常壓塔的泛點(diǎn)率。<3>.液相負(fù)荷上限液體在降液管中停錙時(shí)間不低于5S為停留時(shí)間的上限。由=有：L=則精餾段：Ln(max)==0.0223提餾段：Lm(max)==0.0223<4>.漏液線對(duì)F1重閥，以F0=5為規(guī)定氣體最小負(fù)荷由F0=U0＝5，得U0＝由V=d0NU0=所以：精餾段：Vn(min)=0.0392=0.826m3/s提餾段：Vm(min)=0.0392=0.817m3/s<5>.液相負(fù)荷下限取板上液層高度how=0.006m，作為液相負(fù)荷下限條件。L(min)=()3/2精餾段：Ln(min)=()3/2=1.0710-3m3/s提餾段：Lm(min)=()3/2=1.0510-3m3/s精餾段負(fù)荷性能圖從圖中可以看出：①.在任務(wù)規(guī)定的氣液負(fù)荷下的操作點(diǎn)P(設(shè)計(jì)點(diǎn))處于適合操作區(qū)內(nèi)的適宜位置。②.按固定的液氣比，可從圖中查出氣相負(fù)荷的上下限提餾段負(fù)荷性能圖常壓塔工藝計(jì)算結(jié)果匯總項(xiàng)目數(shù)值及說明備注塔徑D/mm2000板間距HT:m0.45塔板形式單溢流弓形降液管分塊式塔板堰長(zhǎng)Lw：m1.32板上液層高度HL：m0.05精餾段提餾段降液管底隙高度h0：m0.0220.044浮閥個(gè)數(shù)N:個(gè)320等腰三角形叉排閥孔氣速U0：m/S1.2191.125閥孔動(dòng)能因素9.759.65臨界閥孔氣速Uoc：m/S1.1921.140孔心距：m0.075排間距：m0.065單位壓降△P：mH2O0.0560.057降液管液體停留時(shí)間t：s19.259.54降液管內(nèi)流液層高度Hd：m0.11220.113泛點(diǎn)率（%）57.8959.20液相負(fù)荷上限Ls(max)：m3/s0.02230.0223霧沫夾帶控制液相負(fù)荷下限Ls(min)：m3/s1.0710-31.0510-3漏液線控制1.2.9、純苯塔熱量衡算⑴塔底熱量衡算

塔底苯蒸汽的摩爾潛熱=373KJ/Kg，

塔底甲苯蒸汽的摩爾潛熱=361KJ/Kg；

所以塔底上升蒸汽的摩爾潛熱=上升蒸汽量為:V＝(R+1)D＝2.2*14095.05=31009.11Kg/h所以再沸器的熱流量'=31009.11*361.12=1.12KJ/h

因?yàn)榧訜嵴羝臐摕?2177.6KJ/Kg(t=130℃)，

所以需要的加熱蒸汽的質(zhì)量流量==5143kJ/h

⑵塔頂熱量衡算

塔頂上升苯蒸汽的摩爾潛熱=379.3KJ/Kg

塔頂上升甲苯蒸汽的摩爾潛熱=367.1KJ/Kg

所以塔頂上升蒸汽的摩爾潛熱==379.29KJ/Kg精餾段上升蒸汽量為:V＝(R+1)D＝2.2*14095.05=31009.11Kg/h，

所以冷凝器的熱流量Qc=V*rv=kJ/h

因?yàn)樗亩▔罕葻崛?1.174KJ/Kg/K，冷卻水的進(jìn)口溫度t1=25℃，冷卻水的出口溫度t2=70℃，

所以需要的冷卻水的質(zhì)量流量Gc=kJ/h1.2.10、常壓塔主要尺寸確定<1>.壁厚選用20尺鋼為塔體材料，由于是常溫常壓操作，取壁厚Sn=10mm。<2>.封頭采用標(biāo)準(zhǔn)橢圓封頭，材料為20R鋼，壁厚與塔體相同，即：Sn=10mmhi=1000=500mm，h0=40mm圖5-4標(biāo)準(zhǔn)橢圓封頭<3>.裙座以Q235-A鋼為裙座材料，壁厚為10mm，內(nèi)徑等于塔內(nèi)徑D=2000mm，高度為2.5m，裙座與簡(jiǎn)體的連接采用對(duì)焊不校核強(qiáng)度。<4>.塔高設(shè)計(jì)精餾段有效高度計(jì)算：Z=(Ne-1)*HT=(42-1)*0.45