年处理量48万吨重整装置芳烃精馏的工艺设计——二甲苯塔

1、48万吨/年重整装置芳烃精馏的工艺设计二甲苯塔局部摘 要本设计系根据设计任务书中确定的生产任务进展的，以锦州石化公司重整装置为设计原型，以生产芳烃为主要目的，这局部包括反响产物后加氢以使其中的烯烃饱和芳烃溶剂抽提，混合芳烃精馏。设计时依次进展全系统物料衡算，热量衡算，工艺条件计算，二甲苯塔的工艺设计计算，附属设备选型计算，绘制带控制点的工艺流程图。本设计充分考虑生产装置的节能降耗的必要性，设备选型方面兼顾工艺控制要求经济合理等方面，在设计过程中有些参数直接取自生产实际。由于本人水平有限，对本设计中存在的缺点和缺乏之处希望各位教师给予指正。关键词：物料衡算；热量衡算；二甲苯塔；The proce

2、ss design of reforming unit in aromatic hydrocarbon rectification for 480,000 tons annual outputthe part of dimethylbenzene towerAbstractThis design was based on the design of production tasks in establishing the mission carried out to Jinzhou Petrochemical Company air separation unit for the design

3、 of the prototype to come from a liquefied petroleum hydrocarbon catalytic cracking unit as raw materials,design of system-wide order mass balance, heat balance, the process calculation, design and calculation process xylene tower, ancillary equipment selection basis, drawing flow chart with a contr

4、ol point. This design fully into account the production of energy saving devices need to take into account aspects of equipment selection process control requirements of economic rationality in terms of some parameters in the design process directly from the actual production.Since I is limited, on

5、the design shortcomings and inadequacies expect teachers to correct me.Key words: Material balance ; heat balance ; xylene tower.目 录 TOC o 1-3 h z u HYPERLINK l _Toc348028818 1概述 PAGEREF _Toc348028818 h 1 HYPERLINK l _Toc348028819 1.1 苯 PAGEREF _Toc348028819 h 1 HYPERLINK l _Toc348028820 1. 苯的来源 PAG

6、EREF _Toc348028820 h 1 HYPERLINK l _Toc348028821 1.1.2 苯的物理性质 PAGEREF _Toc348028821 h 2 HYPERLINK l _Toc348028822 1. 苯的化学性质 PAGEREF _Toc348028822 h 3 HYPERLINK l _Toc348028823 .4 苯的工业用途 PAGEREF _Toc348028823 h 3 HYPERLINK l _Toc348028824 1.2 甲苯 PAGEREF _Toc348028824 h 4 甲苯的物理性质 1.2.2 甲苯的化学性质 1.2.3 甲

7、苯的作用与用途 1.3 精馏塔的介绍 1.4 精馏原理 HYPERLINK l _Toc348028825 2重整装置的物料衡算 PAGEREF _Toc348028825 h 5 HYPERLINK l _Toc348028826 2.1 苯塔物料衡算 PAGEREF _Toc348028826 h 5 HYPERLINK l _Toc348028827 2.1.1 原料组成及流量 PAGEREF _Toc348028827 h 5 HYPERLINK l _Toc348028828 2.1.2 清晰分割物料衡算 PAGEREF _Toc348028828 h 6 HYPERLINK l _

8、Toc348028829 2.1.3 苯塔物料平衡 PAGEREF _Toc348028829 h 8 HYPERLINK l _Toc348028830 2.2 甲苯塔物料衡算 PAGEREF _Toc348028830 h 8 HYPERLINK l _Toc348028831 2.2.1 原料组成及流量 PAGEREF _Toc348028831 h 8 HYPERLINK l _Toc348028832 2.2.2 清晰分割物料衡算 PAGEREF _Toc348028832 h 9 HYPERLINK l _Toc348028833 2.2.3 甲苯塔物料平衡 PAGEREF _To

9、c348028833 h 10 HYPERLINK l _Toc348028834 2.3 二甲苯塔物料衡算 PAGEREF _Toc348028834 h 11 HYPERLINK l _Toc348028835 2.3.1 原料组成及流量 PAGEREF _Toc348028835 h 11 HYPERLINK l _Toc348028836 2.3.2 清晰分割物料衡算 PAGEREF _Toc348028836 h 11 HYPERLINK l _Toc348028837 2.3.3 二甲苯塔物料平衡 PAGEREF _Toc348028837 h 13 HYPERLINK l _To

10、c348028838 3二甲苯塔热量衡算 PAGEREF _Toc348028838 h 14 HYPERLINK l _Toc348028839 3.1 冷凝器的热量衡算 PAGEREF _Toc348028839 h 14 HYPERLINK l _Toc348028840 3.2 再沸器的热量衡算 PAGEREF _Toc348028840 h 15 HYPERLINK l _Toc348028841 3.3 二甲苯塔热量衡算结果汇总 PAGEREF _Toc348028841 h 17 HYPERLINK l _Toc348028842 4二甲苯塔工艺条件的计算 PAGEREF _To

11、c348028842 h 18 HYPERLINK l _Toc348028843 4.1 操作压力确实定 PAGEREF _Toc348028843 h 18 HYPERLINK l _Toc348028844 4.2 回流温度确实定 PAGEREF _Toc348028844 h 18 HYPERLINK l _Toc348028845 4.3 塔顶温度的计算 PAGEREF _Toc348028845 h 18 HYPERLINK l _Toc348028846 4.4 塔底温度的计算 PAGEREF _Toc348028846 h 19 HYPERLINK l _Toc34802884

12、7 4.5 进料温度的计算 PAGEREF _Toc348028847 h 19 HYPERLINK l _Toc348028848 4.6 二甲苯塔操作条件汇总 PAGEREF _Toc348028848 h 20 HYPERLINK l _Toc348028849 5二甲苯塔塔板数确实定 PAGEREF _Toc348028849 h 21 HYPERLINK l _Toc348028850 5.1 最小回流比的计算 PAGEREF _Toc348028850 h 21 HYPERLINK l _Toc348028851 5.2 最少理论塔板数的计算 PAGEREF _Toc3480288

13、51 h 23 HYPERLINK l _Toc348028852 5.3 理论塔板数和实际回流比确实定 PAGEREF _Toc348028852 h 24 HYPERLINK l _Toc348028853 5.4 实际塔板数确实定 PAGEREF _Toc348028853 h 25 HYPERLINK l _Toc348028854 5.5 进料位置确实定 PAGEREF _Toc348028854 h 26 HYPERLINK l _Toc348028855 5.6 二甲苯塔塔板数计算结果汇总 PAGEREF _Toc348028855 h 27 HYPERLINK l _Toc34

14、8028856 结 论 PAGEREF _Toc348028856 h 28 HYPERLINK l _Toc348028857 参考文献 PAGEREF _Toc348028857 h 29 HYPERLINK l _Toc348028858 谢 辞 PAGEREF _Toc348028858 h 301 文献综述工业上大量的苯主要由重整汽油及裂解汽油生产，甲苯歧化、烷基苯脱烷基等过程也是苯重要的工业来源，由煤焦化副产提供的苯占的比例已经很小。不同国家和地区的苯的供给情况各不一样：美国主要从重整汽油中获得；西欧主要来自裂解汽油；中国那么主要由重整汽油及炼焦副产品生产。由重整汽油及裂解汽油别离

15、苯： 在石脑油经催化重整所得的重整汽油中，约含苯6质量，用液-液萃取法将重整汽油中芳烃分出，再精馏得到苯、甲苯、二甲苯。由烃类裂解得到的裂解汽油中，苯含量最高可达40质量,工业上也用液-液萃取的方法从中抽提芳烃,然后精馏得苯等芳烃组分,但萃取前需先用催化加氢方法除去裂解汽油中的烯烃及含硫化合物等杂质。脱烷基制苯:所用烷基苯可以是甲苯、二甲苯或多烷基苯，由芳烃的供需平衡决定。烷基苯脱烷基工艺可分为催化脱烷基法和热脱烷基法。催化脱烷基法反响温度500650，压力3.07.0MPa,用负载于氧化铝上的铬、钴或钼系催化剂，特点是能耗低，但因催化剂易结焦，需有较大的氢烷基苯比，俗称氢油比。此外，还要求原

16、料中非芳烃含量不能太高。热脱烷基法允许原料中非芳烃含量较高,反响温度比催化脱烷基法高约100200，压力为3.010.0MPa，特点是操作比拟简单,但能耗大、反响器材料要求高。甲苯歧化:甲苯与苯比拟，用途较少。甲苯经歧化反响除制得苯外，同时获得用途较大的二甲苯，因此这也是解决各种芳烃的需求不平衡的重要方法。从炼焦副产别离苯:煤焦化过程中，除生成焦炭外，得到焦炉煤气及液体产物。焦炉煤气经油吸收别离，得到芳烃混合物,再用硫酸处理或催化加氢,脱除混合物中烯烃及含硫化合物,得到粗苯。粗苯中含苯(5070)、甲苯、二甲苯等，可用精馏法别离出苯。物理性质，在常温下是一种无色、味甜、有芳香气味的透明液体，易

17、挥发。苯比水密度低，密度为0.88g/ml，但其分子质量比水轻。苯难溶于水，1升水中最多溶解1.7g苯；但苯是一种良好的有机溶剂，溶解有机分子和一些非极性的无机分子的能力很强,除甘油,乙二醇等多元醇外能与大多数有机溶剂混溶.除碘和硫稍溶解外,无机物在苯中不溶解.苯对金属无腐蚀性。苯参加的化学反响大致有3种：一种是其他基团和苯环上的氢原子之间发生的取代反响；一种是发生在苯环上的加成反响；一种是普遍的燃烧氧化反响。工业用途早在1920年代，苯就已是工业上一种常用的溶剂，主要用于金属脱脂。由于苯有毒，人体能直接接触溶剂的生产过程现已不用苯作溶剂。苯有减轻爆震的作用而能作为汽油添加剂在1950年代四乙

18、基铅开场使用以前，所有的抗爆剂都是苯。然而现在随着含铅汽油的淡出，苯又被重新起用。由于苯对人体有不利影响，对地下水质也有污染，欧美国家限定汽油中苯的含量不得超过1%。苯的最主要的用途是制取乙苯，其次是制取环己烷和苯酚。苯经取代反响、加成反响、氧化反响等生成的一系列化合物可以作为制取塑料、橡胶、纤维、染料、去污剂、杀虫剂等的原料。大约10%的苯用于制造苯系中间体的根本原料。此外,苯有良好的溶解性能,可作为化工生产中的溶剂。催化重整油中含芳烃5060(体积)，其中甲苯含量可达4045。催化重整油采用二甘醇、环丁砜、甲基吡咯烷酮等溶剂进展萃取以回收芳烃(见芳烃抽提)，最后经精馏得到高纯度甲苯。裂解汽

19、油中芳烃含量为70质量左右,其中1520是甲苯。裂解汽油经两段加氢脱除二烯烃、单烯烃和微量硫，再经萃取、精馏，可得到纯度99.5以上的甲苯。物理性质，水=1，空气=1。化学性质化学性质活泼，与苯相像。3可进展氧化、磺化、硝化和歧化反响，以及侧链氯化反响。甲苯能被氧化成苯甲酸。的作用与用途甲苯大量用作溶剂和高辛烷值汽油添加剂，也是有机化工的重要原料，但与同时从煤和石油得到的苯和二甲苯相比，目前的产量相对过剩，因此相当数量的甲苯用于脱烷基制苯或岐化制二甲苯。甲苯进展侧链氯化得到的一氯苄；二氯苄和三氯苄，包括它们的衍生物苯甲醇；苯甲醛和苯甲酰氯一般也从苯甲酸光气化得到，在医药；农药；染料，特别是香料

20、合成中应用广泛。甲苯的环氯化产物是农药；医药；染料的中间体。甲苯氧化得到苯甲酸，是重要的食品防腐剂主要使用其钠盐，也用作有机合成的中间体。甲苯及苯衍生物经磺化制得的中间体，包括对甲苯磺酸及其钠盐；CLT酸；甲苯磺酰氯等，用于洗涤剂添加剂，化肥防结块添加剂；医药；染料的生产。甲苯硝化制得大量的中间体。可衍生得到很多最终产品，其中在聚氨酯制品；染料和有机颜料；橡胶助剂；医药；炸药等方面最为重要。1.3精馏塔的介绍蒸馏是利用液体混合物中各组分挥发度的不同并借助于屡次局部汽化和局部冷凝到达轻重组分别离的方法。蒸馏操作在化工、石油化工、轻工等工业生产中中占有重要的地位。为此，掌握气液相平衡关系，熟悉各种

21、塔型的操作特性，对选择、设计和分析别离过程中的各种参数是非常重要的。蒸馏过程按操作方式可分为间歇蒸馏和连续蒸馏。间歇蒸馏是一种不稳态操作，主要应用于批量生产或某些有特殊要求的场合；连续蒸馏为稳态的连续过程，是化工生产常用的方法。蒸馏过程按蒸馏方式可分为简单蒸馏、平衡蒸馏、精馏和特殊精馏等。简单蒸馏是一种单级蒸馏操作，常以间歇方式进展。平衡蒸馏又称闪蒸，也是一种单级蒸馏操作，常以连续方式进展。简单蒸馏和平衡蒸馏一般用于较易别离的体系或别离要求不高的体系。对于较难别离的体系可采用精馏，用普通精馏不能别离体系那么可采用特殊精馏。特殊精馏是在物系中参加第三组分，改变被别离组分的活度系数，增大组分间的相

22、对挥发度，到达有效别离的目的。特殊精馏有萃取精馏、恒沸精馏和盐溶精馏等。精馏过程按操作压强可分为常压精馏、加压精馏和减压精馏。1.4精馏原理精馏的根本原理是利用溶液中各组分的挥发性的不同。将溶液加热至沸，有一局部溶液汽化，由于各个组分的挥发性不同，液相和气相的组成不一样：挥发性高的组分，即沸点较低的组分在气相中的浓度比在液相中的浓度要大；挥发性较低的组分，即沸点较高的组分在液相中浓度比在气相中浓度要大。同样的道理，物料蒸气被冷却后有一局部蒸汽被冷凝，冷凝液中的重组分浓度比气相中重组分浓度高。多组分溶液经过一次局部汽化和局部冷凝过程，使溶液别离，这种方法，叫做“简单蒸馏。如果将蒸馏所得的冷凝液再

23、一次进展局部汽化，气相中的轻组分浓度就会更高。如果使溶液屡次局部汽化一局部冷凝，最终可以在气相中得到较纯的轻组分，在液相中得到较纯的重组分。多组分溶液经过上述步骤而使溶液别离，这种方法，叫做“精馏。精馏按原理中所含组分数目可分为双组分和多组分精馏。工业生产中，以多组分精馏较为普遍。但多组分和两组分精馏的根本原理、计算方法均无本质的区别。按操作方式可分为间歇和连续精馏。按操作压强可分为常压、加压和减压精馏。精馏在精馏装置中进展，它由精馏塔、冷凝器和再沸器等构成，由于再沸器供热，塔底存液局部汽化，蒸汽沿塔逐板上升，使全塔处于沸腾状态。蒸汽在塔顶冷凝器中冷凝得到馏出液，局部作为回流液回入塔中，逐渐下

24、流，使塔中各板上保持一定液层。假设料液中仅含有二个组分，于中部适当位置处参加精馏塔，其液相局部也逐板下流进入再沸器，汽相局部上升流经各板至塔顶冷凝器。精馏塔中料液参加板称为加料板，加料板以上局部称为精馏段，加料板以下局部称为提留段。2重整装置的物料衡算2.1 苯塔物料衡算2 原料组成及流量年处理量48万吨，年工作时间8000小时，那么原料质量流量为kg/h32500计算例如：以苯为例，进展原料组成及流量的换算：苯的质量流量： kg/h 4225苯的摩尔分数：摩尔分数与质量分数换算关系如下式。式中 xW1、xW2、xWn各组分在料液中的质量分数；M1、M2、Mn各组分的摩尔质量。那么：17%平均

25、摩尔质量M：平均摩尔质量用下式计算。M = M1x1+M2x2+Mnxn式中 x1、x2、xn各组分在料液中的摩尔分数；M1、M2、Mn各组分的摩尔质量。那么：M=780.161 + 92+ 1060.3323+ 1200.084=kg / kmol原料的摩尔流量：( kmol/h )其中苯的摩尔流量：( kmol/h )原料各组分组成及流量见下表表2-1 苯塔进料中各组份的量及组成组成kg/hWt%kmol/hmol%摩尔质量(kg/kmol)C6422513.7178C71354140.342.2 92C812094333.3106C9264010.18.412032500 =SUM(AB

26、OVE) 1003 =SUM(ABOVE) 10096.8 清晰分割物料衡算选苯为轻关键组分，甲苯作为重关键组分，根据产品质量指标，C7在塔顶产品中的含量%，C6在塔底产品中的含量1%mol%，进展清晰分割物料衡算，物料衡算图见图3。图2-1 苯塔物料衡算图计算塔顶馏出液量D和塔底釜液量W列于下表2-2 计算塔顶馏出液量D和塔底釜液量W。组分进料F(kmol/h)塔顶馏出液D(kmol/h)塔底釜液W(kmol/h)C6100WWC7DC802C9053100+20.01D+列全塔物料衡算式： 3=D+WW =D解得： D=kmol/hW=kmol/h求出塔顶及塔底的产品量及组成如下表2-3

27、求出塔顶及塔底的产品量及组成。组分塔顶馏出液塔底釜液kg/hWt%kmol/hmol%kg/hWt%kmol/hmol%C67390.599.88495.251C79.20.1222C8.6239.3C90000625259.927399.7 =SUM(ABOVE) 100 =SUM(ABOVE) 10010055 =SUM(ABOVE) 100平均摩尔质量kg / kmol78 苯塔物料平衡苯塔物料平衡数据见表。表2-4 苯塔物料平衡组分进料塔顶馏出液塔底釜液kg/hWt%kmol/hmol%kg/hWt%kmol/hmol%kg/hWt%kmol/hmol%C6422513.717495.

28、251C71354140.342.29.220.122C812094333.3.16239.3C9264010.1000062529.9232500 =SUM(ABOVE) 1003 =SUM(ABOVE) 100710051001001002.2 甲苯塔物料衡算2 原料组成及流量甲苯塔以苯塔底物料为原料，进展原料组成及流量的换算：原料的摩尔流量为F=319.1kmol/h原料各组分组成及流量见下表。表2-5 甲苯塔进料中各组份的量及组成组成kg/hWt%kmol/hmol%摩尔质量(kg/kmol)C6495.25178C7292C8218892106C96252120100100100 清

29、晰分割物料衡算选甲苯C7为轻关键组分，二甲苯C8为重关键组分，根据产品质量指标，C8在塔顶产品中的含量%，C7在塔底产品中的含量1%mol%，进展清晰分割物料衡算，物料衡算图见图4。图2-2 甲苯塔物料衡算图计算塔顶馏出液量D和塔底釜液量W列于下表2-6 计算塔顶馏出液量D和塔底釜液量W。组分进料F(kmol/h)塔顶馏出液D(kmol/h)塔底釜液W(kmol/h)C65.255.250C722C82D2D0列全塔物料衡算式 =D+W-0.01W+0.005D=D解得： D=265.58kmol/hW=25kmol/h2求出塔顶及塔底的产品量及组成如下表2-7 求出塔顶及塔底的产品量及组成。

30、组分塔顶馏出液塔底釜液kg/hWt%kmol/hmol%kg/hWt%kmol/hmol%C6485.250000C797.7425922.591C81.3322C90000625224384100100100100平均摩尔质量kg / kmol91.97108.4 甲苯塔物料平衡甲苯塔物料平衡数据见下表。表2-8 甲苯塔物料平衡组分进料塔顶馏出液塔底釜液kg/hWt%kmol/hmol%kg/hWt%kmol/hmol%kg/hWt%kmol/hmol%C6495.251485.250000C724222425997.51C821889211.33C962520000625210011001

31、001002.3 二甲苯塔物料衡算 原料组成及流量二甲苯塔以甲苯塔底物料为原料，进展原料组成及流量的换算：原料的摩尔流量为 ( kmol/h )原料各组分组成及流量见下表。表2-9 二甲苯塔进料中各组份的量及组成组成kg/hWt%kmol/hmol%摩尔质量(kg/kmol)C7192C822106C962521201001003182.3.2 清晰分割物料衡算选混二甲苯C8为轻关键组分，重芳烃C9为重关键组分，根据产品质量指标，C9在塔顶产品中的含量0.5%，C8在塔底产品中的含量1%mol%，进展清晰分割物料衡算，物料衡算图见图5。图2-3 二甲苯物料衡算图计算塔顶馏出液量D和塔底釜液量W

32、列于下表2-10 计算塔顶馏出液量D和塔底釜液量W。组分进料F(kmol/h)塔顶馏出液D(kmol/h)塔底釜液W(kmol/h)C70C822C90.005D05D2列全塔物料衡算式 =W+D9-0.01W+0.005D=D解得： D= kmol/hW= kmol/h2求出塔顶及塔底的产品量及组成如下表2-11 求出塔顶及塔底的产品量及组成。组分塔顶馏出液塔底釜液kg/hWt%kmol/hmol%kg/hWt%kmol/hmol%C7230000C8204.651C96127299100100100100平均摩尔质量kg / kmol 二甲苯塔物料平衡二甲苯塔物料平衡数据见表。表2-12

33、二甲苯塔物料平衡组分进料塔顶馏出液塔底釜液kg/hWt%kmol/hmol%kg/hWt%kmol/hmol%kg/hWt%kmol/hmol%C7120000C8299.898.280.881C9625211.040.5612722991001001001001001003二甲苯塔热量衡算3.1 冷凝器的热量衡算对塔顶冷凝器作热量衡算，如图6。图3-1 冷凝器作热量衡算图得到热量衡算式为：QCQVQRQD =VHVDHLD=R+1DHVDHLD式中 QC冷凝器的热负荷，kJ/h；QV塔顶蒸气的热量，kJ/h；QR回流液的热量，kJ/h；QD馏出液的热量，QD=D ，kJ/h；HVD塔顶蒸汽的

34、焓，kJ/kg；HLD塔顶馏出液的焓，kJ/kg；HLi液相纯组分i的焓，kJ/kg；HVi汽相纯组分i的焓，kJ/kg；xDi 组分i在塔顶馏出液中的质量分数；yDi 组分i在塔顶汽相中的质量分数；V塔顶蒸汽的流量，V=R+1D ，kg/h；D塔顶馏出液的流量，kg/h；R回流比。1物料的组成及焓塔顶蒸气与馏出液组成一样，数值见表6，其中塔顶蒸气为饱和蒸汽，回流液及馏出液为饱和液体。根据物料的温度、查得焓值，具体计算结果见下表。设焓的零点为0下同。表3-1 查得焓值，具体计算结果组 分xDi = yDiWt%P= 0.15 MPa，T= P=MPa，T= HLi(kJ/kg)xDi HLi(

35、kJ/kg)HV i (kJ/kg)yDi HVi(Kj/kg)C7C8C91002冷凝器的热负荷QC R+1DHVDHLD=R+1D= (1.7+1) (507.223) = 2.44107 kJ/h3冷却介质消耗量WC采用工业循环水作为冷剂，并取水的进口温度为25，出口温度为35。查定性温度t =时，水的比热容Cp=4.174kJ/(kg. )3.2 再沸器的热量衡算对塔底再沸器作热量衡算，如图7。图3-2 再沸器作热量衡算图得到热量衡算式为：式中 QB再沸器的热负荷，kJ/h；塔底蒸气的热量，kJ/h；塔底釜液的热量， QW =W HLW ，kJ/h；提馏段底层塔板液体的热量，kJ/h；

36、向环境散失的热量取再沸器带入热量的10，kJ/h；HVW塔底蒸汽的焓，kJ/kg；HLW塔底釜液的焓，kJ/kg；HLm提馏段底层塔板液体的焓，取HLm = HLW ，kJ/kg；塔底蒸汽的流量，对于泡点进料， kg/h。1物料的组成及焓取塔底蒸汽与釜液的组成一样，其数值见表6，其中塔底蒸气为饱和蒸汽，釜液为饱和液体。根据物料的温度、压力见表3-2查得焓值，具体计算结果见下表3-2 焓值，具体计算结果。组 分xWi= yWi Wt%P= 0.2 MPa， T= 171 HLi(kcal/kg)xWi HLi(kJ/kg)HVi(kcal/kg)yWi HVi(kJ/kg)C8C91002再沸器

37、的热负荷QB =R+1D= (1.7+1) 49.944) =106 kJ/h3加热介质消耗量Wh采用饱和水蒸气为热剂，给二甲苯塔釜液加热，设传热过程中两种流体均仅发生相变，为恒温传热过程。由表8可知，塔底温度为，因此选用1.2MPa的饱和水蒸气，查得其T=，汽化热r =kJ/kg。3.3 二甲苯塔热量衡算结果汇总二甲苯塔热量衡算结果见表。表3-3 二甲苯塔热量衡算表工程数值再沸器的热负荷QB106 kJ/h加热蒸汽消耗量Wh kg/h冷凝器的热负荷QC2.44107 kJ/h冷却水消耗量WC 105 kg/h4二甲苯塔工艺条件的计算4.1 操作压力确实定设塔顶到回流罐的压力差为MPa，那么塔

38、顶压力P顶 MPa；塔顶到塔釜压力降为0.05MPa，那么塔釜压力P底MPa；进料口压力取塔顶压力和塔釜压力的平均值，故设进料压力P进MPa。4.2 回流温度确实定4.3 塔顶温度的计算塔顶为饱和汽相，故应采用露点方程计算塔顶温度。式中 yi 任意组分i在气相中的摩尔分数；xi 任意组分i在液相中的摩尔分数；ki 相平衡常数。假设1说明所设温度偏低，ki值太小，假设1说明温度偏高，ki值太大，经反复假设温度，并求出相应的直到满足为止，此时的温度即露点。在塔顶压力下，假设塔顶露点温度，按理想物系处理，计算得汽相各组分的平衡常数，计算过程及结果列表如下。表4-1 计算得汽相各组分的平衡常数，计算过

39、程及结果组分yi = y1i =xDiP=MPa，设T=P=MPa，设T=kikiC7C8C91当塔顶温度为时，满足归一条件，平衡液相组成之和1，故塔顶温度为。4.4 塔底温度的计算塔底为饱和液相，故应采用泡点方程计算塔底温度。在塔底压力下，假设塔底泡点温度，计算得液相各组分的平衡常数，计算过程及结果列表如下。表4-2 计算得液相各组分的平衡常数，计算过程及结果组分xi=xWi P=MPa，设T=204P=MPa，设T=kiki xikiki xiC8C91注：第二列数据见表6。当塔底温度为时，满足归一条件，平衡汽相组成之和1，故塔底温度为。4.5 进料温度的计算二甲苯塔采用饱和液相进料，故应

40、采用泡点方程计算进料温度。在进料压力下，假设泡点温度，由p-T-k图查得料液各组分的平衡常数，并进展相关计算如下表4-3 由p-T-k图查得料液各组分的平衡常数，并进展相关计算。组分xi=xFi P=MPa，设T=152P=MPa，设T=164kiki xikiki xiC7C8078951C91534当进料温度为164时，满足归一条件，平衡汽相组成之和1，故进料温度为164。 二甲苯塔操作条件汇总二甲苯塔操作条件见表。表4-4 甲苯塔操作条件工程塔顶进料塔釜压力MPa温度1645二甲苯塔塔板数确实定5.1 最小回流比的计算采用恩德伍德underwood法计算最小回流比。 A B式中 xFi组

41、分i在进料中的摩尔分数；组分i对基准组分j的相对挥发度，取塔顶、塔釜条件下的平均值；q原料的液化分率饱和液相进料q=1；方程A的根，且；xDi组分在塔顶产品中的摩尔分数；Rmin最小回流比。1确定相对挥发度由p-T-k图查得液相各组分的平衡常数，选取C9组分为基准组分j，计算相对挥发度，详见下表5-1 由p-T-k图查得液相各组分的平衡常数，选取C9组分为基准组分j，计算相对挥发度。组成塔顶，T =，PMPa塔底，T =，PMPakikiC7C8C91112值计算根据，可知1.00。通过试差法计算值。设=，计算结果详见下表5-2 计算值。组成xFi %xFiC71C87895196981648

42、4C9200510200510086932222309934。因为，所以而计算结果，误差较大，需要重新计算。再设=1.125，计算结果详见下表5-3 设=1.125，计算结果。组成xFi %xFiC71C8C91100计算结果 0.03843 ，误差较大，需要重新计算。再设=，计算结果详见下表5-4 设=，计算结果。组成xFi %xFiC71C8C91100当=时， 0，故取=1.122。3最小回流比计算将=1.122带入到方程中，计算Rmin。Rmin计算过程详见下表5-5 Rmin计算过程。组成xDi %xDiC7C8C91100所以 Rmin15.2 最少理论塔板数的计算最少理论板数采用

43、芬斯克方程计算。式中 轻关键组分l、重关键组分h之间的相对挥发度，取塔顶、塔底的平均值；xl、xh轻关键组分l、重关键组分h的摩尔分数；下标D、W塔顶、塔底。根据前面相对挥发度的计算可知，=根据表2的数据，把相关条件带入芬斯克方程可得：5.3 理论塔板数和实际回流比确实定应用吉利兰关联图，根据实际回流比R，采用简捷法计算理论板数。计算例如：取R=，那么查吉利兰关联图得那么整理得N=不同实际回流比下的理论板数计算结果如下表5-6 不同实际回流比下的理论板数计算结果。RN由计算结果可以看出当R=之间塔板数变化最慢，所以确定回流比为，那么理论板数为16.15 ，取N= 17块。5.4 实际塔板数确实

44、定1确定塔板效率全塔效率由下式计算。式中 塔顶与塔底平均温度下组分i的液相黏度，mPas。根据表7计算定性温度查得173各组分粘度得：表5-7 查得173各组分粘度组分xFi %(mPas)xFi (mPas)C71C8C9100=0.170.616lg=选用浮阀塔板，板效率修正系数取1.1，那么板效率为0.6291.10.6922实际塔板数确实定实际塔板数由下式计算。式中 N理论塔板数；NP实际塔板数；塔板效率。把相关条件带入方程可得根据现场实际，取二甲苯塔的塔板数为30块。5.5 进料位置确实定在泡点进料的情况下，进料位置可以下两个根据公式计算。及 式中 n精馏段塔板数；m提馏段塔板数；W塔底釜液的流量，kmol/h；D塔顶馏出液的流量，kmo