年产5万吨焦化粗苯精馏工艺设计

1、 毕 业 设 计（ 届 ）题目: 10万吨/年粗苯精馏的工艺设计学 院 专 业 年 级 学生学号 学生姓名 指导教师 10万吨/年粗苯精馏的工艺设计宁夏大学化学化工学院（化学工程与工艺）专业 届 摘要: 苯、甲苯和二甲苯(BTX)是基本的有机化工原料，广泛用于合成橡胶、塑料、纤维、燃料、医药、农药和炸药的生产，是一种重要的化工材料。由于粗苯是一种初级化工品，成份混合而复杂，不能直接用于化工生产，也不能直接被用户最终消费，就产生了粗苯精制。粗苯的精制方法有酸洗法和加氢精制法。本文依据国外先进的环丁砜低温加氢精制的工艺生产路线，对年生产能力为10万吨的粗苯精馏工艺设计的全过程进行了物料和能量的衡算

2、；对纯苯精馏塔进行了工艺设计。 关键词:设计；粗苯；精馏塔100,000 tons / year benzene distillation process designAbstract：Benzene, toluene and xylene (BTX) are basic organic chemical raw materials, which are used widely in synthetic rubber, plastic, fiber, fuel, medicine, pesticide and dynamite. They are important chemical mate

3、rials. Because benzene is a primary chemical, the ingredient is mixed and complex, so it can not be directly used for chemical production and the ultimate consumer. It need to produce the crude benzol refining. The methods of crude benzene refining are pickling method and hydrogenation method. This

4、article is based on the advanced low-temperature hydrogenation sulfolane process production line. To the whole process of distillation process design for annual output of 100,000 tons crude benzene, I have the material and heat balance calculation and the process design for benzene distillation colu

5、mn.Keywords: design, Benzene, DistillationIII 目 录第一章 概述1 1.1前言1 1.2 粗苯总概述1 1.3 生产路线的确定及生产流程图4 1.4 环丁砜法粗苯加氢精制工艺简介5第二章 系统物料和热量衡算8 2.1系统物料衡算8 2.2 热量衡算12第三章 纯苯精馏塔的工艺设计16 3.1设计计算16 3.2流体力学验算19 3.3塔板负荷性能图21 3.4精馏塔塔板数计算24第四章 结论28参考文献29致 谢30宁夏大学本科毕业设计 第一章 概述 第一章 概 述1.1前 言化工设计是科学与技术相结合的一项工程，是将实验的研究成果转化为工业生产的

6、一项具有创造性的劳动。其主要内容是在确保技术，经济，环境和安全可靠的前提下，设计最佳的原料和工艺路线，通过工艺软件的模拟分析，确定优化的工艺流程、工艺条件、设备选型等。本文在化工设计的基本原理、标准、规范、技巧和经验的指导下对10万吨/年的粗苯精馏装置工序进行了设计。粗苯是焦炭生产过程中的主要副产品之一，其主要成份是：苯、甲苯、二甲苯以及一些重质苯的混合物，其中苯、甲苯和二甲苯(BTX)是基本的有机化工原料，广泛用于合成橡胶、塑料、纤维、燃料、医药、农药和炸药的生产。随着钢铁以及炼焦工业的迅速发展，我国粗苯产量呈现稳定增加的趋势，其副产品如粗苯、煤焦油等加工利用也日益受到重视。由于粗苯是一种初

7、级化工品，成份混合而复杂，不能直接用于化工生产，也不能直接被用户最终消费，就产生了把粗苯精制的生产行业，经过精制把粗苯分离出苯、甲苯、二甲苯以及重质苯后，再消费到客户手中。本文主要介绍了粗苯国内外的生产现状，并以国外先进的工艺合成路线即环丁砜溶剂加氢工艺低压合成粗苯为依据对年生产能力为10万吨粗苯合成工艺的全过程进行了物料和能量的衡算，并对纯苯精馏塔进行了设计。通过本文可以了解到10万吨/年粗苯精馏装置各单元设备的物料流量、组分、全凝器和再沸器的热量负荷及精馏塔设备的工艺指标和型号等内容。1.2 粗苯总概述1.2.1 粗苯的性质和用途粗苯是煤热解生成的粗煤气中的产物之一，经脱氨后的焦炉煤气中含

8、有苯系化合物，其中以苯含量为主，称之为粗苯。粗苯为淡黄色透明液体，比重0.8710.9，比水轻，不溶于水。粗苯极易燃烧，并产生浓黑色的火焰，当粗苯的蒸汽在空气中达1.47.5%(体积）时将形成爆炸性的混合物。粗苯中苯、甲苯、二甲苯含量占90%以上，是粗苯精制提取的主要产品。粗苯中不饱和化合物含量为5%10%，此含量主要取决于炼焦炭化验温。炭化温度越高，不饱和化合物的含量就越低，不饱和化合物在粗苯馏分中的分布很不平均，主要集中在140以上的高沸点馏分和79以前的低沸点馏分中。79以前的初馏分中主要有环戊二烯脂肪烃，140以上的重苯中主要含有古马隆、茚、苯乙烯。此外还含有甲基氧茚和二甲茚等。这些不

9、饱和化合物主要是带有一个或两个双键的环烯烃，极易发生聚合、树脂化作用，易和空气中的氧形成褐色的树脂状物质，溶解于苯类产品中，使之变成褐色。所以在生产苯、甲苯和二甲苯时，需将不饱和化合物除去。粗苯中的硫化物含量约为0.6%2%，主要是二硫化碳、噻吩及其同系物。在刚生产出来的粗苯中尚含有约0.2%的硫化氢，但在粗苯的储存过程中，逐渐被氧化成单体硫。粗苯中的硫化物还有硫醇，含量甚微，一般不超过总硫化物的0.1%。粗苯中尚含有吡啶及其同系物和酚类，因含量甚少，不作为产品提取。粗苯中还含有少量的饱和烃，总含量一般在0.6%1.5%，并多集中于高沸点馏分中。粗苯精制的主要产品为苯、甲苯、二甲苯、三甲苯（轻

10、溶剂油）。苯是粗苯最主要的组分，含量占55%80%。苯为无色易挥发和易燃液体，油芳香气味，不溶于水，而溶于乙醇。苯是有机合成工业的基础原料，用途极其广法。中国目前主要用于合成纤维、塑料、合成橡胶、制取农药及国防工业方面。甲苯的产率仅次于苯，可由氯化、硝化、磺化、氧化及还原等方法制取染料、医药、香料等中间体及糖精，此外还可制取已内酰胺供生产尼龙用。甲苯的冰点很低（-95），可用作航天染料及内燃机燃料的添加剂。粗苯精制所得的工业二甲苯是对-二甲苯（21%）、邻-二甲苯（16%）、间-二甲苯（50%）和乙基苯（7%）的混合物。工业二甲苯可用作橡胶和油漆工业的溶剂，航天和动力燃料的添加剂。从工业二甲苯

11、中得到的邻、间、对-二甲苯可用于制取邻、间、对-苯二甲酸、其中邻、对-苯二甲酸是生产增塑剂、聚酯纤维的重要原料。1.2.2粗苯的应用市场 随着我国钢铁工业的快速发展，我国焦炭产量出现了突飞猛进的快速发展。焦炭行业的快速发展为粗苯产量的稳定提高奠定了基础。近几年，国家加强了炼焦过程中的环保治理工作，强制焦化生产企业必须配套技改或建设化工产品回收装置，不能只焦不化，生产中必须实现环保达标排放，在限期内不达标的予以关停。在政策的强制，2021 年焦炉气回收普及率由2021 年的平均60%上涨到65%70%，2021 年焦炉气回收普及率已达到80%左右，今后几年回收普及率将以五个以上百分点的速度增加，

12、预计2021年回收普及率将达到95%1（平均）。伴随我国经济的发展，三苯及其下游产品的需求量及出口量越来越大，尽管我国目前在建的和计划建设的芳烃项目越来越多，但仍然不能满足国内的需求。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。焦化粗苯精制工艺的不断完善，为焦化加氢工艺提供了有利的发展空间。焦化粗苯加氢精制的大型化、集约化将是未来芳烃发展的趋势之一2。1.2.3粗苯的生产现状目前国内粗苯精制工艺主要有酸洗法和加氢法。酸洗法投资少、见效快，生产装置易

13、建设，国内大多数精苯生产装置采用该生产工艺。但是，酸洗法工艺生产的苯纯度低，而且不能有效分离甲苯、二甲苯，生产过程中产生大量无法处理的酸焦油，严重污染环境，产品质量和产品收率低下，生产成本高，很难与大型精苯装置竞争，被国家明令禁止并限期取缔。粗苯加氢精制技术则是通过催化加氢，脱除粗苯中含硫化合物及非芳香烃等物质，制取高质量苯族烃的技术。催化加氢概括起来分为高温高压、中温中压和低温低压三种工艺。应用较广泛的是Litol法、加氢脱硫净化脱烷基工艺和莫非兰法加氢脱硫净化工艺。粗苯加氢精制装置投资大、建设周期长，但是技术先进，生产的苯纯度高，与石油苯产品性能基本没有差异，能实现与甲苯、二甲苯等的有效分

14、离，产品为纯苯、甲苯、二甲苯(包括邻二甲苯、间二甲苯和对二甲苯)、三甲苯和重苯等。粗苯加氢精制工艺能耗低、成本低、产品质量好、竞争能力强，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。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。20世纪80年代，宝钢首次引进第一套Litol苯加氢装置生产纯苯，90年代石家庄焦化厂又引进第一套K-K技术苯加氢装置，生产纯苯、甲苯、二甲苯等产品。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21万吨/年3。1.2.4粗苯的生产方法及比较工业上应用

15、的粗苯精制方法主要有酸洗法和加氢法两种。加氢法具有产品质量好、收率高、自动化程度高和无污染等优点。目前国外粗苯加氢精制工艺以反应温度区分有高温法(600630)和低温加氢与溶剂萃取法(320380)两种。低温法主要以美国Axens低温气液两相加氢技术、德国Uhde低温气相加氢技术为代表，高温法主要以Litol技术为代表。下面就主要的两种工艺做简要说明。高温加氢精制工艺是在高温(620)、高压(5.5MPa)和催化剂（Co-Mo）和Cr2O3-Al2O3)作用下进行的气相催化两段加氢技术，将轻苯中的烯烃、环烷烃、含硫化合物、含氮化合物转化为相应的饱和烃，同时发生苯的同系物加氢和脱烷基反应，通过精

16、馏方法提取高纯度的苯产品，达到苯的高回收率(回收率可达114%)。同时值得说明的是由于用高温催化加氢脱除的烷基制氢作为氢源，不需要外界提供氢气，其代表生产工艺是Litol法4。Litol只能生产一种高纯苯，苯的产率可达114%；溶剂法则可生产高纯度的苯、甲苯、和混合二甲苯，其产率分别为98%、98%和89%130%，但纯苯质量基本相同。另外，因Litol法需在高温高压下操作，又有氢腐蚀，故设备结构复杂，制造难度大，硬件费用高，对设备和管道材质的要求也很苛刻。目前，国内能耐高温、高压和抗氢腐蚀的不锈钢的品种规格尚不全，再加上用量少，品种规格多，故只能从国外成套引进。所需仪表及其备件也必须全套引进

17、。而溶剂法的操作温度和压力均较低，设备与管道的材料也容易选择，40O以下选用Cr5Mo。就可满足要求，大部分材料可在国内解决。仪表、阀门及其备件国内均可解决。所以，在总投资方面，Litol法明高于溶剂法；而综合经济效益，溶济法明显于Litol法。低温加氢与溶剂萃取法精制工艺是在低温(反应温度280350)、低压(2.4MPa)和催化剂(Co-Mo和Ni-Mo)作用下进行的催化加氢过程，经脱重装置后轻苯组分中的烯烃、环烷烃、含硫化合物、含氮化合物转化为相应的饱和烃，通过萃取蒸馏法将芳烃和非芳烃分离。通过精馏生产可以得到高质量的苯、甲苯、二甲苯等产品。其代表生产工艺环丁砜法和N-甲酰吗啉溶剂法。前

18、已述及，溶剂萃取法的综合指标均优于Litol法。虽然溶剂法加氢工艺都属于低温加氢，产品均为苯、甲苯和混合二甲苯，其质量也基本相同。但由于采用的溶剂不同，也存在一定差别。如环丁砜法是用轻苯加氢，与N-甲酰吗啉法用粗苯加氢相比，可节省重苯和初馏分加氢的氢气耗量。环丁砜法的预反应器内为液相加氢，可防止生成聚合物而堵塞反应器，N-甲酰吗啉法为气相加氢。在加氢过程中产生的硫化氢等气体，为维持循环氢和硫化氢的平衡，环丁砜法除从稳定塔顶排出外，还需从系统中连续外排一部分;而N-甲酰吗啉法则是靠稳定塔顶排出的尾气就可维持加氢系统的平衡，尾气直接送人煤气管道。环丁砜法的加氢油先后经液一液萃取和萃取蒸馏分离掉非芳

19、烃，再经连续精馏得到高纯度的苯、甲苯和混合三甲苯产品，二甲苯中非芳烃含量低于2.5%。N-甲酰吗啉法在精馏加氢油时，若想生产高纯度甲苯，就必须经二次萃取蒸馏，否则所得二甲苯中的非芳烃含量达4%，故精馏操作较前者差5。不同加氢精制法的综合比较见表1-1。表1-1 不同加氢精制法的综合比较 项目 Litol法 N-甲酰吗啉溶剂法 环丁砜溶剂法温度 610 300380 300380 压力/ 6.0 3.04.0 3.04.0 催化剂 系 氢源 循环气体 焦炉煤气 焦炉煤气溶剂 不用 用 用脱硫装置 MEA法 无 无 材料选择 难 易 易仪表选择 难 易 易设备制造 难 易 易生产危险性 较大 较小

20、 较小经济效益 差 好 好 1.3 生产路线的确定及生产流程图粗苯加氢精制工艺路线主要应遵循以下原则：(1)工艺技术先进、成熟、可靠；(2)选择先进的设备与材料；(3)提高工艺自动化控制水平；(4)确保生产操作的稳定与准确;(5)提高劳动生产率；(6)提高产品产率、确保产品质量；(7)采用先进有效的环保措施，强化环境治理，减少对环境的污染；(8)充分利用工艺自身的尾气和余热，降低工艺能耗，节约能源等6。综合以上优化条件，本设计采用低温法加氢精制。低温法加氢精制主要包括3个关键单元:焦炉煤气变压吸附(PSA)制纯氢、催化加氢精制(预加氢和主加氢)和产品提纯过程(萃取蒸馏和普通蒸馏)。低温法加氢精

21、制部分也设置了预反应和主反应2个反应器。在预反应器中，环戊二烯、苯乙烯等易加氢、易聚合的不饱和化合物在Ni-Mo催化剂和220230的条件下发生加氢反应。在主反应器中，噻吩等硫化物、含氮化合物和含氧化合物、烯烃等在Co-Mo催化剂和340380的条件下加氢转化为烃类、H2S和NH3等。这里要同时抑制单环芳烃的加氢转化反应，以减少产品的损失。加氢精制后所得的加氢油主要含有芳烃和非芳烃2部分。由于其中许多烷烃(如正己烷、正庚烷、2,4-二甲基戊烷等)可与苯、甲苯等形成共沸物，采用常规蒸馏方法不能得到高纯的苯和甲苯。在萃取蒸馏塔中加入萃取剂(如N-甲酰吗啉、环丁砜等)可明显改变原溶液各组分间的相对挥

22、发度，从而使芳烃和非芳烃得以分离。即加入萃取剂后，非芳烃的沸点降低，从萃取蒸馏塔顶部分离出来，塔底即为芳烃与萃取剂的混合液体，再经蒸馏可将芳烃和萃取剂分离，萃取剂循环使用7。该工艺的流程如图1-1。图1-1 Axens法工艺的流程图1.4 环丁砜法粗苯加氢精制工艺简介1.4. 1工艺流程 环丁砜法加氢精制工艺共分2个主要工序:加氢精制和抽提，精馏工序。加氢精制来自灌区的粗苯进料被加压通过进料预热器预热后进入预馏塔，预馏塔底得到产品，塔顶产品用泵加压并和氢气混合经过和反应产物，高温热源换热后达到反应温度后进入第一反应器，第一反应器在低温（小于200）下进行选择性加氢，将原料中的二烯烃苯乙烯饱和转

23、化成乙苯，反应产物经过闪蒸气化后再经过和第二反应器产物换热加热炉加热后达到第二反应器的温度进入第二反应器，使用高脱硫脱氮的催化剂，在温和的条件下气相加氢将原料中的吡啶噻吩等杂环化合物中的硫氮杂质除去，生成和不含SN杂质的烃类，第一段未饱和的单烯烃饱和，而使芳烃的饱和度最小，以提高目的产品芳烃的收率。反应产物经过换热后进入气液分离器，气相得到循环氢气，经过洗涤压缩再进入反应系统，液相加氢油进入稳定塔，将以下轻组分，以及氢气硫化氢氨分馏出来，从塔顶引出装置和从气液分离器的少量放空气体在外界进一步回收硫化物，塔底得到加氢产物作为环丁砜芳烃抽提的进料进一步加工处理。抽提与精馏利用环丁砜溶剂将加氢产物中

24、的芳烃与非芳烃分开。环丁砜的特性是对BTX芳烃溶解度高，而对非芳烃基本不溶解，利用这个特性将芳烃与非芳烃分开，溶剂与被它溶解的芳烃在一起叫抽出液，也称为富溶剂；带少量溶剂的非芳烃叫抽余液；溶剂回收塔底之贫剂经换热后与加氢产物混合，进入汽提塔上半部，而抽提塔底的富剂分别与大量贫剂和新溶剂混合后，从气提塔顶部进入，在汽提塔内，上下两股进塔物流逆向流动进行传质，塔顶的非芳烃物流经冷凝后进入回流罐，含非芳烃和大量芳烃及溶剂一起进入抽提塔底部，在此塔与溶剂回收塔来的贫剂（从塔顶进入）逆向接触传质，抽余液从塔顶出来后进入抽余液洗涤塔，除去少量溶剂，作为非芳烃产品出装置。汽提塔底之富溶剂含有大量芳烃及溶剂，

25、被送到回收塔，将溶剂和芳烃分开，回收后的贫溶剂重复使用，回收的芳烃被送到抽出液缓冲罐，用泵送到下游的白土精制和BTX分馏塔分出最终产品：苯甲苯和二甲苯8。工艺流程如图1-2。图1-2 以环丁砜为溶剂的加氢工艺流程图1预分馏塔；2预反应器；3蒸发器；4预反应器加热炉；5主反应器；6氢气加热炉；7循环氢气压缩机；8稳定塔；9高压分离器；10萃取塔；11蒸馏塔；12回收塔；13白土塔；14纯苯塔1.4.2工艺特点 粗苯中杂质较多，采用预蒸馏处理分离出重质苯残油，减少系统堵塞现象，有效延长催化剂使用寿命和本装置运行周期。 环丁砜法催化加氢工艺对加工的原料适应性强，灵活性大。设计装置可以加工不同原料(重

26、整产物、裂解汽油、氢焦化油及上述混合物)。 脱S、N效果好，最小芳烃饱和，芳烃损失小。 全部设备可立足国内，不需从国外进口，节省投资，备品备件易解决，建设周期短，投产快，投资收回时间短。 采用低温粗苯加氢工艺，装置运行安全性能较高。 设计中充分利用工艺生产过程中的余热换热，以降低能耗，提高企业的经济效益。 溶剂无毒性，整个工艺过程几乎不产生废渣和废液，基本上消除了三废，环保效果好。装置内各排放点放出的废气经过集中收集后进入废气处理系统，对含硫成分进一步处理，工艺过程中的事故排放气排入火炬进行焚烧处理；废水量很少，并且排入集中的污水处理系统8。39宁夏大学本科毕业设计 第二章 系统物料和热量衡算

27、 第二章 系统物料和热量衡算2.1系统物料衡算2.1.1 计算基准 物料衡算中物料流量均以小时作为单位时间2.1.2 物料总衡算粗苯的年处理量为10万t，年生产能力工作时间定为8000小时，产品苯的纯度为99.95%，换算单位后则为12500kg/h，以此为依据进行下面计算。（1）确定粗苯中各个组分的成份及含量 查文献7知：非芳烃（正辛烷+环己烷）为0.67%，其中环己烷质量分数为0.51%；不饱和化合物（戊二烯+苯乙烯）为2.33%，其中苯乙烯为1.4%；硫化物（吡啶+噻吩）为0.73%，其中噻吩为0.51%；BTX（苯+甲苯+二甲苯）为94.9%，其中苯为75.09%，甲苯为16.1%；化

28、合物为1.37%，主要是（1，2，4三甲苯化合物）；其中轻苯为除以上化合物，重苯为以上化合物（2）各个组分的分子量数据如表2-1表2-1 组分分子量 项目正辛烷环己烷戊二烯苯乙烯吡啶噻吩苯甲苯分子量114846810479847892 （3）各个组分的摩尔量的计算2.1.3预分馏塔物料衡算如图2-1所示预分馏塔D1,XD，设计要求馏出液中轻苯的回收率为99.9%，釜液中重苯的回收率为99.99%，饱和液体进料，物系的平均相对挥发度取2.3，则有物料衡算式：图2-1 预分馏塔示意图 联立四式求得： 确定回流比：因为是饱和液体进料，所以有即: （2-1）则 R=1.5Rmin=1.5×0

29、.7756=1.163 预反应器2.1.4预反应器物料衡算如图2-2所示，氢气的密度取主预反应器平均温度下即230，3.5Mpa时的数值，则。蒸发器按操作要求10，保证粗苯：循环氢气=1：800的原则，又结合经验即氢气循环量不低于3800m3/h，则氢气循环的量为1.67×3800=6346kg/h，即通入预反应器氢气总量为6369.45kg/h.蒸发器底残液为进料量图2-2 预反应器示意图1%2%，则对气相物流衡算： 苯乙烯 + 氢气 苯 + 乙烷 1 2 1 1 X Y Z解得： X=3.37kmol/h Y=Z=1.683kmol/h戊二烯 + 氢气 戊烷1 2 P解得： P=

30、3.58kmol/h则: 13.9kg/h 对液相物流衡算： 代入数据求得: 2.1.5主反应器物料衡算如图2-3所示，对气相物流衡算： 主反应器噻吩 + 氢气 正丁烷 + 硫化氢1 4 1 1 解得： 吡啶 + 氢气 戊烷 + 氨图2-3 主反应器示意图 1 5 1 1 解得： 对液相物流衡算： （因为氢气是过量的，所以转化率取100%）则 高压分离器稳定塔2.1.6高压分离器及稳定塔物料衡算如图2-4，对液相物流衡算：对气相物流衡算：（回收） 图2-4 高压分离器及稳定塔示意图2.1.7萃取蒸馏系统物料衡算如图2-5， 萃取精馏塔 其中： 图2-5 萃取精馏塔示意图 则： 2.1.8白土精

31、制塔作物料衡算白土精馏塔如图2-6，由由经验数据知： ，则： ×1图2-6 白土精馏塔示意图解得： 144.9866kmol/h 2.1.9纯苯精馏塔物料衡算如图2-7所示，本精馏塔设计要求馏出液纯苯的纯度为99.95%即：纯苯精馏塔馏出液中苯的收率为99%。由物料衡算式： 图2-7 纯苯精馏塔示意图联立上式解得： a. 确定回流比 因为是饱和液体进料，所以有即则： 2.2 热量衡算2.2.1 计算基准 本设计的热量衡算中物料流量均以小时作为单位时间。2.2.2 预分馏塔的冷凝器和蒸发器热量衡算已知数据：泡点进料温度93（经验数值），由于馏出液中二甲苯的含量很低，为简化起见，则馏出液

32、汽化热按苯和甲苯组成计算。在操作条件下苯、甲苯纯组分的汽化热分别为390kJ/kg和360kJ/kg，摩尔质量分别为。由于是饱和液体进料，则精馏段和提馏段的蒸汽流量为： （2-2）即：同理，釜液汽化热按1，2，4-三甲苯计算即 。已知数据如下表2-2：表2-2 不同温度下的比热容温度T/K CP/cal/kmol400k 46.96600k 64.29本计算是在泡点温度下进行的，有内差法计算即则： 已知加热介质及冷却介质的数据： 加热蒸汽的温度为125，汽化热为r=2193kJ/kg，冷凝水在饱和温度下排出 冷却水进出全凝器的温度分别为20及35，其平均比热容：Cp=4.176kJ/(kg)

33、再沸器的热损失为其有效传热量的10%；全凝器的热损失忽略不计。计算如下：（1）再沸器的热负荷QB及加热蒸汽消耗量Wh （2-3）加热蒸汽的理论消耗 （2-4）考虑再沸器的热损失，则加热蒸汽的实际消耗量为：（2）全凝器的热负荷QC及冷却水消耗量WC 冷却水的消耗量 上述计算是在恒摩尔流的假设下进行。2.2.3 纯苯精馏塔的冷凝器和再沸器的热量衡算已知操作条件下的汽液平衡组成及对应的平衡温度如表2-3。表2-3 汽液平衡组成及对应的平衡温度t/ 80.1 85 90 95 x 1.00 0.780 0 .581 0.412 y 1.00 0.897 0.773 0.633本精馏塔中进料组成 由内差

34、法计算即:馏出液汽化热按纯苯计算，查的即釜液汽化热按甲苯和二甲苯计算，查表知：则： 已知加热介质及冷却介质的数据： 加热蒸汽的温度为125，汽化热为r=2193kJ/kg，冷凝水在饱和温度下排出 冷却水进出全凝器的温度分别为20及35，其平均比热容为：Cp=4.176kJ/(kg) 再沸器的热损失为其有效传热量的10%；全凝器的热损失忽略不计。又有泡点进料，则。计算如下：(1) 再沸器的热负荷QB及加热蒸汽消耗量Wh加热蒸汽的消耗量： 考虑再沸器的热损失 ：（2）全凝器的热负荷QC及冷却水消耗量WC上述计算在恒摩尔流假设下进行。宁夏大学本科毕业设计 第三章 纯苯精馏塔的工艺设计 第三章 纯苯精

35、馏塔的工艺设计3.1设计计算已知精馏段的有关工艺参数如下：气相流量： 液相流量：气相密度： 液相密度：液相表面张力： 3.1.1塔径计算由 取板间距则由以上数据查图3-1 图3-1 史密斯关联图得 （3-1）故 取安全系数为0.7，则空塔气速为 （3-2）按标准塔径圆整后为 D=1.6m塔截面积： 空塔气速： 3.1.2溢流装置计算因塔径D=1.6m，可选用单溢流弓形降液管，采用凹形受液盘，各项计算如下a 堰长Lw Lw =0.7D=0.7×1.6=1.12mb溢流堰高度hw 由 hw=hL-hOW，选用平直堰，堰上液层高度hOW （3-3） 故 （3-4）c 弓形降液管宽度Wd和截

36、面积Af ， 由 ，查图3-2， 得 依式，即故降液管设计合理。 图3-2 弓形降液管的参数图 d 降液管底隙高度ho 则 即 故降液管底隙高度设计合理。选用凹形受液盘，深度为。3.1.3塔板布置因D 1.5m， 取WS=0.09m ， WC=0.06m 3.1.4筛孔计算及其排列本例所处理的物系无腐蚀性，可选用， 筛孔直径 筛孔按正三角形排列。取孔中心距 ，筛孔数目n为 （3-5） 则 3.2流体力学验算3.2.1塔板压降气体通过一层塔板的压降为： （3-6）干板压降为： （3-7）气体通过筛孔的速度为由故 气体通过充气液层的压降式 （3-8）查图9得：液体表面所产生的压降式 （3-9）计算

37、表明，液体表面张力所产生的压降很小，可以忽略不计。每层塔板的 (3-10)3.2.2液面落差对于筛板塔，液面落差很小，且本例的塔径和液流量均不大，故可忽略液面差的影响。3.2.3液泛为防止塔内发生液泛，降液管内液层高Hd应服从关系 因为苯-甲苯物系属于一般物系，所以取则 而板上不设进口堰， 即故：不会发生液泛现象。3.2.4漏液对筛板塔，取漏液量10%时的气相动能因子为则 稳定系数 ，故无漏液现象。3.2.5液沫夹带由 得 故：在本设计中液沫夹带量ev在允许范围内。3.3塔板负荷性能图3.3.1漏液线前已求得：据此 可做出与液体流量无关的水平漏液线1。3.3.2液沫夹带线以eV=0.1kg液/

38、kg气为限，求由 则 (3-11)整理后，如下表3-1：表3-1 液沫夹带计算 0.002 0.0040.0060.0083.5733.4073.2683.143 由上表可做出液沫夹带线2。3.3.3液相负荷下限线对于平直堰，取堰上液层高度负荷标准。则 据此可做出与气体流量无关的垂直液相负荷下线3。3.3.4液相负荷上限线以作为液体在降液管中停留时间的下限，则 据此可做出与气体流量无关的垂直液相负荷上限线4。3.3.5液泛线令 ；联立上式得 忽略，将； （3-12）式中， （3-13） （3-14） （3-15）将有关的数据代入，得故 列表计算如下表3-2：表3-2 液泛计算结果0.0040.

39、0060.0080.0103.163.062.962.86由上表数据即可做出液泛线5。3.3.6筛板的负荷性能图根据以上各线方程，可做出筛板塔的负荷性能图，如图3-3所示。图3-3 筛板的负荷性能图1 漏液线 2、液沫夹带线 3 液相负荷下限线 4 液相负荷上限线 5 液泛线在负荷性能图上，做出操作点A，连接OA，即作出操作线。由图可看出，该筛板的操作上限为液泛控制，下限为漏液控制。由图查得，故操作弹性为 所设计筛板的主要结果汇总于表3-3。表3-3 筛板计算主要结果汇总 序号 项目 数值 序号 项目 数值 1 塔径D/m 1.6 13 安定区域宽度WS/m 0.09 2 板间距HT/m 0.

40、45 14 边缘区域宽度Wc/m 0.06 3 溢流型式 单溢流 15 鼓泡区域面积Aa/m2 1.29 4 降液管型式 弓形 16 开孔率 10% 5 堰长Lw/m 1.12 17 空塔气速u/(m/s) 0.979 6 堰高hw/m 0.046 18 筛孔气速uo/(m/s) 15.91 7 板液上层高度hL/m 0.06 19 稳定系数K 2.64 8 堰液上层高度how/m 0.014 20 每层塔板压降P/Pa 794.04 9 降液管底隙高度ho/m 0.039 21 汽相负荷上限LSmax/(m3/s) 3.09 10 筛孔直径do/m 0.004 22 汽相负荷下限LSmin/

41、(m3/s) 0.782 11 筛孔数目n 10347 23 操作弹性 3.95 12 孔心距t/m 0.0123.4精馏塔塔板数计算3.4.1理论板数的计算由物料衡算结果可知： 泡点进料的热状况参数： a. 逐板计算法精馏段的操作线方程为： (3-16)因为泡点进料， 提馏段操作线方程为:相平衡方程为： (3-17)用相平衡方程和精馏段操作线方程进行逐板计算，直到时，改用提馏段操作线方程与相平衡方程继续逐板计算，直到为止。因为塔顶全凝器，则 由精馏段操作线方程： 交替使用相平衡方程和精馏段操作线方程逐板计算，当求得（加料板），改用提馏段操作线方程，当时，第23平衡级为再沸器。即塔内安装22层

42、理论板即可满足分离要求。计算结果如表3-4。 序号 y x 备注 序号 y x 备注 1 0.9995 0.9987 13 0.9568 0.8986 2 0.9991 0.9977 14 0.9449 0.8725 3 0.9986 0.9965 15 0.9308 0.8433 4 0.9979 0.9947 16 0.915 0.8115 进料板 5 0.9969 0.9922 17 0.8799 0.745 6 0.9956 0.9891 18 0.8081 0.6274 7 0.9939 0.9848 19 0.6793 0.4587 8 0.9916 0.9793 20 0.4954 0.282 9 0.9857 0.9649 21 0.3028 0.148 10 0.9808 0.9533 22 0.1567 0.0692 11 0.9745 0.9386 23 0.0708 0.0296 再沸器 12 0.9666 0.9205 表3-4 理论板气液组成计算结果