年处理量48万吨重整装置芳烃精馏的工艺设计-二甲苯塔

--48吨年重整置烃精馏工设计-二甲苯塔分--

--摘

要本设计系根据设计任务书中确定的生产任务进行的州石化公司重整装置为设计原型，以生产芳烃为主要目的部包括反应产物后加氢以使其中的烯烃饱和芳烃溶剂抽混合芳烃精馏。设计时依次进行全系统物料衡算,量衡算工条件计算,二甲苯塔的工艺设计计算，附属设备选型计绘制带控制点的工艺程.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不足之处希望各位老师给予指正。关词物料衡算热量衡算；二甲苯塔；--

--Tｈeｒocessdesigｎ

ofrｅfomｉ

ｕnitaｒｍｉｈydｒocａｂｏｃatonｆｏr480００ｎｓａnnualoｕｐｐarｔｏfｍｔThisｄｉｇｅdonteｄｅｇｆ

ｒtｋsinｅｔｂlishｉｔhｅmiｓｏncａrｉｔＪｕPetrｏchemiｃａlComｐanyａsepaｒatｉonｎitfortｈｅdｇｎofｔheｏtyｅcomefｒoaｕｆｅｐｔroleumｄｒoｃｒbｏnｃｔｃ

ｕiｔａｓｒｗｔｄｅsｉｇｎｏsｔｍｄｅorderｍａbalance，heatｂalanｃtｈprocesｃalculａtioｎ，ｓigncalｃulationｐrocesxyleetｏ，anciｌlａｒyequiｅｎtｓｅｓ，ｄrawiｎgｆlｏｃｗithapoiｎThiｓｄesｉgnfullyｉnaccounttheｃｔｎｆｅｒgyａvingｉcesｎeedtａkｅｉｔoｏuntｃｔsoｆｑuipｍｔiｏnｐrocesｓconｒｏｌ

ofｅｎomicrａｉｏａｌiｔyinｅsｏｍａａmeersｉｓｎｐｏcｅssｄｒｃtlyfｒ

ａctuaｌｉ。ｃeIｌiｍ，oｎteacheｒtoｒｔｍｅ。

thedesignｓhｏtcomiｎａiｎｕｓKey

words:balance；ｅａｂ；xyｌｅneｅ--

--目

录１概述.................................................................................................错误未定义签。1。1苯.......................................................................................错!未定义签。１.1。1苯的来源错未定义签。1．1。2苯的物理性质错未定义签。1.1．3苯的化学性质..................................................................错!未定义书。1．１．４苯的工业用...........................................................错!未定义签。1。2甲苯...............................................................................错!未定义签。1.２。１甲苯的物理性质1。2。２甲苯的化学性质1.2.3甲苯的作用与用途1.3精馏塔的介绍１．4精馏原理2重整装置的物料衡算......................................................................错!未定义书签。2。1苯塔物料衡算错!未定义签。2。1。1原料组成及流量错!未定义书签２.1.２清晰分割物料衡算误!未义书签2.1．3苯塔物料平衡错!未定义书签２。2甲苯塔物料衡算................................................................错误!未义书签２.2。1原料组成及流量错!未定义书签2．2．2清晰分割物料衡算误!未义书签2。2。３甲苯塔物料平衡错!未定义书签2。3二甲苯塔物料衡算错误!未定义签。2。３.１原料组成及流量....................................................错误!未定义书签。2.3．２清晰分割物料衡算..................................................错!未定义签。2。3。3二甲苯塔物料平衡错!未定义书签3二甲苯塔热量衡算..........................................................................!未定书签。3．1冷凝器的热量衡算..............................................................错!未定义签。3．2再沸器的热量衡算..............................................................错!未定义签。3。3二甲苯塔热量衡算结果汇总ﻩ错误!未义书签4二甲苯塔工艺条件的计算错!未定义书签4.１4。24.34。44.５4。6

操作压力的确定..................................................................错!未定义签。回流温度的确定错!未定义签。塔顶温度的计算错误未定义签。塔底温度的计................................................................错误!未定义签。进料温度的计算..................................................................错!未定义签。二甲苯塔操作条件汇总215二甲苯塔塔板数的确定..................................................................错误未定义签。--

--5。1最小回流比的计算错误!未定义签。５。2最少理论塔板数的计算ﻩ错误!未义书签５。3理论塔板数和实际回流比的确定错误!未定书签。5．4实际塔板数的确定错误!未定义书签。5。5进料位置的确定错误!未定书签。５。６二甲苯塔塔板数计算结果汇总!未定书签。结论错!未义书签。参考文献..........................................................................................错误未定义书签。谢辞错未定义书。--

--１文献综述1.1苯1.1.1苯的来源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应情况各不相同:美国主要从重整汽油中获得;西欧主要来自裂解汽油；中国则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分离苯：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４（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。催化脱烷基法反应温度500～6５０℃，压力３．０~７。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，反应温度比催化脱烷基法高约1０0～200℃,力为3。0~１0．0MPa，特点是操作比较简单，但能耗大、反应器材料要求高。甲苯歧化：甲苯与苯比较，用途较少。甲苯经歧化反应除制得苯外，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。从炼焦副产分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分离，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5０%～７0%）、甲苯、二甲苯等,可用精馏法分离出苯。1．1.2苯的物理性质--

--苯的沸点为80℃，熔点为.5℃,在常温下是一种无色、味甜、有芳香气味的透明液体，易挥.苯比水密度低,密度为0．88g/ml，但其分子质量比水.苯难溶于水１升水中最多溶解1ｇ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,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.1.1。3苯的化学性质苯参加的化学反应大致有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应;一种是发生在苯环上的加成反应;一种是普遍的燃烧（氧化反应）。1。1.４苯的工业用途早在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９５０年代四乙基铅开始使用以前，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应加成反应氧化反应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。大约的苯用于制造苯系中间体的基本原料。此外,苯有良好的溶解性能，可作为化工生产中的溶剂。１.２甲苯1.2.1甲苯的来源催化重整油中含芳烃％(体积)，其中甲苯含量可达。催化重整油采用二甘醇、环丁砜、Ν－甲基吡咯烷酮等溶剂进行萃取以回收芳烃（见芳烃抽提)，最后经精馏得到高纯度甲苯。--

--裂解汽油中芳烃含量为７0％(质量）左右,其中15％～20%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、精可得到纯度。5％以上的甲苯。1。2．2甲苯的物理性质外观与性状：无色透明液体，有类似苯的芳香气味。熔点。９℃，相对密度0。８７（水=1）,沸点110.６℃，相对蒸气密度。14（空气=11．2。３甲苯的化学性质化学性质活泼，与苯相像[３］

可进行氧化、磺化、硝化和歧化反应，以及侧链氯化反应。甲苯能被氧化成苯甲酸。1。2．４甲苯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.甲苯进行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（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多次部分汽化和部分冷凝达到轻重组分分离的方法.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，熟悉各种塔型的操作特性,对选择、设计和分析分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,常以间歇方式进行.平衡蒸馏又称闪蒸，也是一种单级蒸馏操作，常以连续方式进行.简单蒸馏和平衡蒸馏一般用于较易分离的体系或分离要求不高的体系对于较难分离的体系可采用精馏，用普通精馏不能分离体系则可采用特殊精馏特殊精馏是在物系中加入第三组分，改变被分离组分的活度系数，增大组分间的相对挥发度，达到有效分离的目的。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精馏原理精馏的基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部分溶液汽化,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部分蒸汽被冷凝，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部分汽化和部分冷凝过程，使溶液分离，这种方法，叫做“简单蒸馏”。如果将蒸馏所得的冷凝液再一次进行部分汽化，气相中的轻组分浓度就会更高。如果使溶液多次部分汽化一部分冷凝，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分离，这种方法，叫做“精馏”。--

Ｗ1W2n--Ｗ1W2n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基本原理、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行，它由精馏塔、冷凝器和再沸器等构,由于再沸器供热,塔底存液部分汽化，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,部分作为回流液回入塔中，逐渐下流，使塔中各板上保持一定液层。假设料液中仅含有二个组分，于中部适当位置处加入精馏塔，其液相部分也逐板下流进入再沸器，汽相部分上升流经各板至塔顶冷凝器。精馏塔中料液加入板称为加料板加料板以上部分称为精馏段加料板以下部分称为提留段2的物料衡

重整装置2.12

苯塔物料算原料组及流量年处理量4８万吨，年工作时间０0小时，则原料质量流量为W

4

(kg/h）３2500计算示例：以苯为例，进行原料组成及流量的换算:苯的质量流量：FWC

6000013%7800

kｇ/４２25苯的摩尔分数:摩尔分数与质量分数换算关系如下式。x1

xM1xx2MM12

xMn式中

x、ｘ、……、x各组分在料液中的质量分数；M、M、……M-—各组分的摩尔质量.1２则：--

C11nn12C11nn12nｎ%

1Mx1W2MM

WnM1

2

n

40.136.510.4平均摩尔质量M:平均摩尔质量用下式计算M=MｘMｘ+……＋M式中ｘ、x、……、ｘ—各组分在料液中的摩尔分数Ｍ、、……、M——各组分的摩尔质量。1２则：Ｍ８０。161+9２×0。4２６×03323+２０.0８４=967６（ｋg／ｋｌ)原料的摩尔流量60000M96.76其中苯的摩尔流量

（ｏ)３．Fkmol/ｈ７.1C原料各组分组成及流量见下表表苯进料中各组份的量及组成摩尔质量组成

kg／

Wｔ

kｍol／ｈ

ｍo

(kg/kmol）Ｃ

6

２

137

１6

C

7

403

１44４

4．２

９2Ｃ

8

３5.9

１2

３3３

０Ｃ

9

６４

３3.9

8.4

--

76--762.1

∑

３０0清晰分物料衡算

１00８8100６选苯为轻关键组分,甲苯作为重关键组分，根据产品质量指,Ｃ在塔顶产品中的含量≯0。％,Ｃ在塔底产品中的含量1%(mol%),进行清晰分割物料衡物料衡算图见图3图—1

苯塔物料衡算图（1）算塔顶馏出液量D和塔底釜液量W列于下表计算塔顶馏出液量D和底釜液量组分

进料Ｆ（kml/）

塔顶馏出液D(ｋｏｌ/h

塔底釜液W(kｍｏｌ/h）CC

67

。１４４。４

—0．０.001D

0．01W26—0。０ＤC

８

１206

．C

9

。９

０

５２．１--

--∑

３３5。

１00-0.０01D

。Ｗ2617－0Ｄ5+５２。1列全塔物料衡算式解得：

3３5.８8＝D+W5１。7—0.01W＋0.００=DD＝１６。（kｍol/h）W=319。）（2）出塔顶及塔底的产品量及组成如下表2-3求塔顶及塔底的产品量及组.塔顶馏出液

塔底釜液组分

kg/ｈＷt％ｋｏl

％ｋ

W%

mol%／h

ｈC

6

99４99９

０．5

０．

．25

１９C

7

９。2．1

．

０.1

２４

５4９

Ｃ

8

０

０

２5

．C

９

０

２

。92∑

９。

１０

５平均摩尔质量（kg／ｌ)

７8０0.14--

--２苯塔物平衡苯塔物料平衡数据见表。进料组

表－4苯物料平衡塔顶馏出液

塔底釜液kg/

W

mｏ

Ｗ

kmoｌ

W

kmo

ｍo分

molｋｇ/hｈ

ｔ

l％

ｔ％

/h

ｔ％

／h

ｌ％4２

7390。

９４。

2513５

13。7４

５1。716.199.88．9409。5５75４240６４

５2

149。

4１

０．3

１

2.2

9。2

0.1

0。1

7。２

４

2６

781２33.

41

2０

０９

35．9０6

３

００

021889

６

６．５

Ｃ

４2６

１10．1

３3．984

００

0

０６25２

40

52３２

33

1０

73９9。

1０

５２6∑

1００

94．85

１00

100

５．４

100500

５８8

0

７

０

１7．7６２．２2

甲苯塔物衡算原料组及流量甲苯塔以苯塔底物料为原料，进行原料组成及流量的换算：原料的摩尔流量为F＝319。１（kmoｌ/h)原料各组分组成及流量见下表。表

甲苯塔进料中各组份的量及组成--

7--7摩尔质量组成

ｋg/h

Wt

ｋｈ

％CC

67

０９．５２406．2

０．７945.７4

。25２．6

７

C

１889

４1

２０6.5

３9.3

Ｃ9∑

５2１7．

８

．１。

910

２１002２

清晰分物料衡算选甲（C为轻关键组分二甲（)为重关键组分根据产品质量指标,C７

8在塔顶产品中的含量≯0，在塔底产品中的含量≯1%（）进行清晰分割物料衡算，物料衡算图见图4.图

甲苯塔物料衡算图（1）算塔顶馏出液量Ｄ和塔底釜液量于下表２-6计算塔顶馏出液量Ｄ和塔底釜液量。组分

进料F（kｍｏl/h）

塔顶馏出液D（）

塔底釜液ｏｌ/ｈ）Ｃ

6

５

C

６。６

２616

—

Ｃ

8

．5

．

２06。5

－0．００5

D５２∑

０５

．５．88列全塔物料衡算式--

--解得：

519。37D＋W５.25+2６1。6-0。Ｗ．00D=DD＝５8（ｏｌ／ｈ）Ｗ=29.８８（kmｏｌ(2）求出塔顶及塔底的产品量及组成如下表—7

求出塔顶及塔底的产品量及组成。塔顶馏出液

塔底釜液组分

kg/Ｗｔ%

ｋmo

mo％ｋg/h

ｏｌ/ｈ

ｌ％C

6

０５

1

１。９80

C

7

２333。

74

２

９7

２0.0２

．59

C

０．．33５

７48７。

０

。５C

０

00622１６

．

∑

４384100５。

１0028202．04

１

２5。

平均摩尔质量１971０8４(kg/kmol)2.甲苯塔料平衡甲苯塔物料平衡数据见下表。表2８进料组

甲苯塔物料平衡塔顶馏出液

塔底釜液W

kｍ

mol

kmo

mol

kｍ分

k/hWt％

Wt％

mol%ｔ％

ol/h

％

/h

％

／h--

88--88409．5

６

5。９

0

０００

4０950.795。25

８

8Ｃ７

2４０6７．2

45．74

2６１。６

４９.78

23３３。５2

97。７4

2599７．5

２0２２

０。72

2９１２１8

４

3９.

1４0。9

０。

1

05

2１7

77.12

205。

7８。

８９６

2065

３

８

５8

8.0

1795９０00

６2５22２

２

６2５211.88。１

２

16

052617。

５25.4

2484０

265.5

10

８１∑

100

１00

1007

６

８

０2.3

二甲苯塔料衡算2

原料组及流量二甲苯塔以甲苯塔底物料为原料进行原料组成及流量的换算:原料的摩尔流量为F

（ｋ)原料各组分组成及流量见下表。表—9

二甲苯塔进料中各组份的量及组成摩尔质量组成Ｃ7

ｋg/h．０２

２

kmo/h．59

ｌ％

（kg／kmol)C

8

２

７7

．

８．９

C

９

。16

。

∑

８

０

２59.8８

10

８2.3.2

清晰分物料衡算选混二甲苯(C为关键组分重芳（C为重关键组分,根据产品质量指标，９C在塔顶产品中的含量≯0５%在塔底产品中的含量≯1％ｌ，进行清９晰分割物料衡算，物料衡算图见图５。--

７--７图—3二苯物料衡算（1）算塔顶馏出液量Ｄ和塔底釜液量于下表—

计算塔顶馏出液量D和底釜液量W组分Ｃ

进料F（／h）。59

塔顶馏出液D（

塔底釜液ｋｏl／h０C

8

２０

０。17

—

０．０

0０１Ｃ

9

5。－D∑

２０８．３

．８列全塔物料衡算式2５９。８＋2.５—０。Ｗ+0.00５D=D解得:Ｄ２。3（ｋｍW=5１.58

（ｋmｏl/h）２）求出塔顶及塔底的产品量及组成如下--

--表2１

求出塔顶及塔底的产品量及组成。塔顶馏出液组分kg/hWt％kmol/hmoｌ%kｇ／h

塔底釜液Wt%kmｏl/h

mｏＣＣ

78

．２1

0.12．。２。

１．

54

．88

．515

０２。9

８C

9

２。８

０。1

０５

51.06

∑

２1。8

００

２0。

１０0

７

10

１

平均摩尔质量（/ｋmol)2.3.3二甲苯物料平衡

。９

1．二甲苯塔物料平衡数据见表。表－1２进料

二甲苯塔物料平衡塔顶馏出液

塔底釜液组kmｏl

W

kｍoｌ分

kｇ/hWt

kmｏmol%kghWt%

mol％

kg／h

mol%／ｈ

ｔ％

/h

2０２。１2

２．59

１

238．28。19

１.22000

02Ｃ

2174８.

７

78

２１69

24。

0。５20517

98.2854.670．88

１

０2

7

５

２65

158

９６2５222.1652。120.05124.8

０1．046127

51.06

９9

２

61８217292.20∑

１00259。88100

１00

100

１．８

10０

51．58100０8

８４

１--

VRDVDDVRDVDDRDLLiiDii3.１

3甲苯塔热量衡算冷凝器的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Ｑ=-Ｑ－Q=V（－Ｈ)=1）H—H）ＤＤＶＬH

VD

HDi

ViH

xHLD

i

Li式中

Ｑ——冷凝器的热负荷，kＪ—-塔顶蒸气的热量，ｋＪ／h;Ｖ——回流液的热量，kJ/h;Ｑ-—馏出液的热量，=HＤLD

／h;H——塔顶蒸汽的焓ｋＪ/；H-—塔顶馏出液的焓，kJ/kg；ＤH——液相纯组分i的焓，kJ/kg；H--汽相纯组分的焓，／；Ｖｘ——组分i塔顶馏出液中的质量分数；y——组分i在塔顶汽相中的质量分数Ｄ——塔顶蒸汽的流量，=（R+１，；D—-塔顶馏出液的流量，kｇ/h;R—回流比.1。物料的成及焓塔顶蒸气与馏出液组成相同数值见表6，其中塔顶蒸气为饱和蒸汽，回流液及馏出液为饱和液.根据物料的温度、查得焓,具体计算结果见下表。设焓的零点--

DiDiLLiViｉDpC--DiDiLLiViｉDpC为0℃下同。表３—1查得焓值具体计算结组

分

x=ＤｉW％

＝０，=141.4℃015Mａ，T=１。℃ｙii(Kj/kH（ｇ（kJ/ｋｇH（ｇ）

０。1

。6

５

６Ｃ

９

．56

９１６

５。7

501.392∑

0.1０

３。69８８3．１

０。７。7

．4１６

。９5７．2232．冷凝器热负荷＝（R+1）H-H)ＣＶＤＬ=(１）

—

)Di

Di

Li。7+1）×2４（３—1）。

7

ｋJ/h3。冷却介消耗量Ｗ

采用工业循环水作为冷剂并取水的进口温度为℃，出口温度为℃。查定性温度t=

252

30

℃时，水的比热容C＝4.174kＪg．℃)3．2

7kg/hC（））P再沸器的量衡算对塔底再沸器作热量衡算，如图7。图—2再器作热量衡图得到热量衡算式为：--

BVWLx=LiiiBVWLx=LiiiiViBQ

Q

Q

L

'

VW

'H

Lm

损'(H

H

)VW

LW

损(H

H

)Q

式中——再沸器的热负荷，kJ／h;Q'QWQL'

——塔底蒸气的热量，kJ/h；——塔底釜液的热量，Q=H，kＪ；Ｗ——提馏段底层塔板液体的热量，ｋ／h;

——向环境散失的热量（取再沸器带入热量的损

10Ｈ——塔底蒸汽的焓，kＪｋg;H——塔底釜液的焓，kＪ/k；ＬH—-提馏段底层塔板液体的焓，取=H,ｋｋg;Ｗ

——塔底蒸汽的流量,对于泡点进料kｇ/1。物料的成及焓取塔底蒸汽与釜液的组成相同其数值见表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—）查得焓值，具体计算结果见下组

Ｗi

表3焓值，具体计算结果.０．，

T=１7１℃分

Ｈ（ｋａl/

ｘH(kJ／

Ｈ（）Ｈ／）ｋg

kg）∑

９9１

。19６

。52４9.94４

１。13。３２71。

。183135.62６１３０2.再沸器的热负荷

DDHVW

H)H)10%Q

B

R(HVWLW--

1hＣC--1hＣC(R+D(yH-H)WiViWiLi。7+）×2817０.9２．80９－４。＝１0

6

kJ/ｈ3.加热介质消耗量Ｗ

h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,恒温传热过程。由表8可知塔底温度为。5,因此选用1２MPa的饱和水蒸气，查得其T＝233。7℃，汽化热r=1793.5kＪ/。6.5164092.6kg/hr3。３

二甲苯塔量衡算结果总二甲苯塔热量衡算结果见表表３—3二苯塔热量衡算表项目

数值再沸器的热负荷

B

7．34×１0

６

ｋ加热蒸汽消耗量冷凝器的热负荷

40２．62．４4×0

kg／ｋJ/冷却水消耗量W

5。75×10

5

4。1

4二苯塔工艺条件的计操作压力确定设塔顶到回流罐的压力差为０则塔顶压力PMPa塔顶到塔釜顶压力降为０。05MPa,则塔釜压力Ｐ＝；进料口压力取塔顶压力和塔釜压力底的平均值，故设进料压力P＝0．175MPa.进--

iiiiiy=iiiiiy=ｘ4.２4.３

回流温度确定塔顶温度计算塔顶为饱和汽相,故应采用露点方程计算塔顶温度。yixikii

yiki

式中

y任意组分i在气相中的摩尔分数；x-—任意组分i在液相中的摩尔分数;k-—相平衡常数。若

x

i

＞1

说明所设温度偏低k值太小若

x

i

〈1

说明温度偏高,k值太大经y反复假设温度，并求出相应的ik

直到满足

xi

为止，此时的温度即露点。i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,算过程及结果列表如下。表—

计算得汽相各组分的平衡常数，计算过程及结果Ｐ＝０。１５ＭPa，设Ｔ

。15MPa,设T=１41.4℃组分

ｉDi

ｋｉ

=141.3℃

yiki

ｋi

yikiCC

78

。２6

。9993．9753

0

2.0４1０．

0.0０6--

iiiiiｉiiiiiiiｉiiFiiＣ

9

．５

０。０1

０。

０。３∑

３

。405

１．０5当塔顶温度为1。℃时足归一条平衡液相组成之和１.005i故塔顶温度为11。4℃。４．４

塔底温度计算塔底为饱和液相，故应采用泡点方程计算塔底温度。xiiiyiii

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2

计算得液相各组分的平衡常数，计算过程及结果。2MPａ，设T=０４℃

。2ＭPa,T=２４℃组分

x=x

kｉ

ｋ

k

kCC

89

0.0０8．９２

２．２５。97

０

．72。988

。７9∑

７

９8７

。26

０．９9注：第二列数据见表。当塔底温度为04.5℃时，满足归一条件，衡汽相组成之和

y0.999i

≈１，故塔底温度为２04.５℃。4。5

进料温度计算二甲苯塔采用饱和液相进料，故应采用泡点方程计算进料温度。xii

i

yxiii在进料压力下假设泡点温度,由-T－图查得液各组分的平衡常数,并行相关计算如下表—3由—T-图得料液各组分的衡常数，并进行相关计算。。设℃

＝T=1６４℃组分

x=x

ｉ

kｉ

ｋｉ

k

ｋii--

--C

７

0.0１７4

３８2

．038C

8

0.7８95

０。

．１

Ｃ

9

。07∑

。２

０．５

5.3４

１当进料温度为１℃时，满足归一条件，平衡汽相组成之和

y1.003i

≈1，故进料温度为16４℃。4.６

二甲苯塔作条件汇总二甲苯塔操作条件见表。表—4

甲苯塔操作条件项目压力(Ｍａ温度（℃）

塔顶。５１４。

进料５

塔釜0.2２04。5--

nnFiＤi99nnFiＤi99i5甲苯塔塔板数的确5。1

最小回流的计算采用恩德伍德（ｅrwoｏ法计算最小回流比ijFiiij

(A)R

min

ijDiiij

（B)式中

x——组分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,ijij

kk

ij

，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，；ljhjx-组i在塔顶产品中的摩尔分数;Ｒ——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选取组分为基准组分j计算相对挥发详见下ij表５由－Ｔk图得液相各组分的衡常,选取C组分为基准组ｊ，计算相对挥发度

。ij组成

塔顶T=1４1℃ｋiijD

塔底=204℃＝2MＰkijW

ij

ijD

ijWCC

78

２．０41０。９６

５52２.707

2

８672２９９

１９。４９Ｃ

9

０．368

。８

１

2.θ值计算--

F--F根，可知2４95１.０0。通过试差法计。ljhj１3，计算结果详见下表

计算值.组成

x％ｉ

ij

ij

ｘFi

ij

xijFiijCC

．95

。198．495

．０52１．９６９8

．１334C

9

２0０5

０05

-０．3

—06６∑

０

．693

２３

４．９3

０９34因q，所以

ni

ijFiij

0而计算结果

i

xijFiij

，误差较大，需要重新计算。再１.２5，计算结果详见下表5-3

设

=1.1，计算结果。组成

ｘ％Fi

ij

ij

xＦ

ij

xijFiijC

１

。198

０。052

．7

０127７Ｃ

8

．５

１。

１７

４37C

。００５

－０．125

－1∑

。693

。２２3

５。3１８

８３计算结果

ni

xijFiij

０.038３,误差较大需要重新计算。再1122，计算结果详见下--

iminmnDi--iminmnDi表５-4设1.22计算结果。组成

x

ij

ij

ｘi

ij

xijFiijＣ

。198

。０52

３

０．CC

89

７９5。５

。95

．9698。2005

１。－

。4378-１.6０4∑

8

２223

．８

０。１．２2时，

i

ijFiij

0.005

≈，故=。122。3。最小回比计算２带入到方R

min

ijDiiij

，计算Ｒ.ｎR计算过程详见下表５－5R计过程组成

ij

x％

ij

ｘDi

ij

xijDiijC

7

１８

。22

３４

４。076

０１56C

５

9２8

2２1

1.37３

。7859C

9

０.５

０.０05

—２

－０。0４１∑

８．693

1

2

。３７

１所以5.２

Ｒ=1。７６051=０．６ｎ最少理论板数的计算最少理论板数采用芬斯克方程计算。--

DWlhxlDWlhxlN

llglh

式中值；

-—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lhｘ、ｘ—轻关键组分l、关键组分ｈ的摩尔分数下标D、—塔顶、塔底。根据前面相对挥发度的计算可知=２５lh根据表2数据，把相关条件带入芬斯克方程可得：

min

lghDW

0.98282.495

9.8５.3

lh理论塔板和实际回流的确定应用吉利兰关联图，根据实际回流比，采用简捷法计算理论板数。计算示例：取１．5,则R0.76050.3481.7查吉利兰关联图得NminN2

0.35则NN9.8min0.35N2整理得N=16．15不同实际回流比下的理论板数计算结果如下--

F--F表5６不实际回流比下的理论板数计算结果。R１．1１。31.51.71.9

RR１２48０.29４80。39９

NNN0４。．。

N．15５.１０由计算结果可以看出当．7~1.９之间塔板数变化最所以确定回流比为1．7,则理论板数为1615

，取N＝

1７块。5.4

实际塔板的确定1．确定塔效率全塔效率由下式计算。0.170.616lg

Fi

Li式中

-—塔顶与塔底平均温度下组分i液相黏度，Ｐaｓ。Li根据表７计算定性温t

t.4204顶底

℃查得１73各组分粘度得：表5查℃各组分粘度组分

ｘ％F

Li

（mPaｓ）

Li

ｘ（Ｐas）ｉC

7

0.1６7

．０01C

８

78.9５

。

０４C

9

２０。05

0４

０∑0.170.616lg

０．９＝0.17-0。61ｌ。６２９FiLi

。18选用浮阀塔板，板效率修正系数取１.1，则板效率为。６．6922．实际塔数的确定--

FFlWh--FFlWh实际塔板数由下式计算N

P

N式中Ｎ——理论塔板数；N—-实际塔板数;Ｐ

—塔板效率.把相关条件带入方程可得