年處理18萬噸粗苯加氫精制工藝設計畢業(yè)設計

1、唐山學院畢業(yè)設計唐山學院畢業(yè)設計設計題目：年處理18萬噸粗苯加氫精制工藝設計系別:環(huán)境與化學工程系班級:09石油化工生產技術（2）班姓名:丁偉偉指導教師:程磊2 0 12年 6月 4日-4 -18萬噸/年粗苯加氫精制工藝設計摘要粗苯為中間體產品，僅作為溶劑使用，但是精制后的焦化苯、焦化甲苯、焦 化二甲苯等產品，是有機化工、醫(yī)藥和農藥等的重要原料。業(yè)內專家認為，粗苯 加氫精制技術代表了粗苯加工精制的發(fā)展方向， 這一技術在我國的推廣使用，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 產的水平。在本設計加氫工藝中，低溫加氫工藝的加氫溫度、壓力較低，產品質 量好，已被廣

2、泛用于以石油重整油、高溫裂解汽油、焦化粗苯為原料的加氫生產 中，因此本粗苯精制采用低溫加氫精制工藝。純苯精度可達99.9%以上，甲苯也在99%上，產品純度均優(yōu)于其他方法。矚慫潤厲釤瘞睞櫪廡賴。關鍵詞：粗苯加氫苯甲苯工藝設計Process Design of Hydrogenation of CrudeBenzene with Annual Handling Capacity of180 Thousand Tons 聞創(chuàng)溝燴鐺險愛氌譴凈。AbstractCrude Ben zol for in termediate products, only use as a solve nt, but af

3、ter refi ning cok ing benzene, coke tolue ne, xyle ne and other cok ing products, orga nic chemicals, pharmaceuticals and pesticides, such as the importa nt raw materials, In dustry experts believe that crude benzene hydroge nati on tech no logy for refi ning crude benzene represe ntsthe directi on

4、of developme nt of this tech no logy in Chi na to promote the use of benzene is not only valuable resources can be fully utilized, can effectively improve the appeara nee of refi ned crude benzen e, improve hygie neThe middle level. During the design process of hydrogenation, the hydrogenation of lo

5、w-temperature hydrogenation process temperature, 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 hydroge nati on refi ning p

6、rocess. Accuracy of 99.9% pure benzene tha n tolue ne are more tha n 99% purity of product are better tha n other methods殘 樓諍錈瀨 濟溆塹籟。Key words: Crude Benzene; hydrogenation; benzene; Toluene; process design釅錒極額閉鎮(zhèn)檜豬訣錐。目 錄1引言彈貿攝爾霽斃攬磚鹵廡。1.1設計的意義謀蕎摶篋飆鐸懟類蔣薔。1.2設計指導思想和原則 1廈礴懇蹣駢時盡繼價騷。1.3設計依據煢楨廣鰳鯡選塊網羈淚。2生產方

7、法和工藝流程的確定零婭盡損鶴慘歷蘢鴛賴。2.1工藝技術的比較與選擇 越叢媽羥為贍債蟶練淨。2.1.1主要生產工藝技術簡介 2預頌圣鉉儐歲齦訝驊糴。2.1.2工藝技術的比較與選擇 3滲釤嗆儼勻諤鱉調硯錦。2.2生產流程敘述 編誅臥瀉噦圣騁貺頂廡。3物料衡算擁締鳳襪備訊顎輪爛薔。3.1原料粗苯計算題熱俁閫歲匱閶鄴鎵騷。3.2兩苯塔進出料傑搏鄉(xiāng)囂懺蔞鍥鈴氈淚。3.3預精餾塔進出料 嚴變黲癟報倀鉉錨鈰贅。3.4純苯塔進出料 （買鯛鴯譖曇膚遙閆擷凄。4設備的計算與選型綾鏑鯛駕櫬鶘蹤韋轔糴。4.1塔體的工藝計算： 題躓髏彥浹綏譎飴憂錦。4.1.1精餾塔的物料衡算 7苗蠆驢繪燈鮒誅髏貺廡。4.1.2精餾塔塔

8、頂、塔底、進料板溫度計算 8鍬籟饗逕瑣筆襖鷗婭薔。4.1.3精餾塔塔頂、塔底、進料板密度流量的計算.15 構氽頑黌碩飩薺齦話騖。4.1.4最小回流比、回流比及操作線的計算 16輒嶧陽檉籪癤網儂號澩。4.1.5塔板的計算1洗側閆繭絳闕絢勵蜆贅。4.1.6表面張力的計算 1朋饒鎂錕縊灩筧嚌儼淒。4.1.7 相平均黏度 20凍鈹鋨勞臘錯癇婦脛糴。4.1.8塔徑的計算2恥諤銪滅縈歡煬鞏鶩錦。4.2塔板尺寸的設計與計算2發(fā)腎鑰詘漣鉀溈懼統(tǒng)庫。4.2.1溢流堰設計2頷癘鄴頏謅攆檸攜驤蘞。4.2.2弓形降液管的寬度和面積 23閿擻轅嬪諫遷擇植秘騖。4.2.3降液管的底隙高度 23氬嚕躑竄貿懇彈濾頷澩。4.3

9、塔板布置及浮閥的數目與排列 23釷鵒資贏車贖孫滅獅贅。4.3.1塔板布置2邠闡譜鯪逕導嘯畫長涼。4.3.2浮閥數目與排列 24t辭調擔鈧諂動禪瀉類。4.4塔板的流體力學計算 2夠覲詿縲鐋囁偽純鉿錈。4.4.1氣相通過浮閥塔板的壓降 25熒紿譏粧鏌觶鷹緇機庫。4.4.2降液管高度驗算 26!漬螻偉閱劍鯫腎邏蘞。4.4.3物沫夾帶驗算 27中憂蔣氳頑薟驅藥憫騖。4.5塔附件設計2穎芻莖峽餑億頓裊賠瀧。4.5.1接管的計算 28濫驂膽閉驟羥闈詔寢賻。4.5.2裙座2銚銻縵嚌鰻鴻鋟謎諏涼。4.5.3 塔高3擠貼綬電麥結鈺贖嘵類。4.6塔板負荷性能圖3（賠荊紳諮侖驟遼輩襪錈。4.7設備一覽表3塤礙籟饈決

10、穩(wěn)賽釙冊庫。5 車間布置3裊樣祕廬廂顫諺鍘羋藺。5.1車間布置原貝U 3嫗盤紲囑瓏詁鍬齊驚。5.2廠房概況及布置361萬璉轆娛閬蟶鬮綰瀧。纟吉論3驍顧燁鶚巰瀆蕪領鱺賻。謝寸辭38釙濺曖惲錕縞馭篩涼。參考文獻3鎦詩涇艷損樓紲鯗餳類。附錄4櫛緶歐鋤棗鈕種鵑瑤錟。夕卜文資料4轡燁棟剛殮攬瑤麗鬮應。唐山學院畢業(yè)設計1引言1.1設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)質純苯，甲苯、 二甲苯和重苯等，這些產品廣泛用于合成纖維、塑料、醫(yī)藥、染料、農藥、油漆、 橡膠及日用化工等行業(yè)，均為高附加值產品，具有可觀的經濟效益。峴揚爛滾澗輻灄 興渙藺。加氫法精制粗苯產品能夠達到石油級質量要求，具

11、有工藝先進，苯收率高， 無污染等優(yōu)勢。苯加氫是化工產業(yè)延伸和增加產品附加的需要。作為基礎化工原料的笨，近幾年隨著下游需求不斷增強， 市場一直走俏。粗苯加氫工藝生產的苯 能夠滿足下游產品高質量的要求，能夠有效的補充市場需求，為地區(qū)經濟和社會 的發(fā)展做出積極的貢獻。詩叁撻訥燼憂毀厲鋨驁。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，使焦化行業(yè)更 加規(guī)范，一些大型焦爐陸續(xù)上馬，焦化企業(yè)配套建設的化工回收裝置的收率也隨之 提高,這使得我國的粗苯產量有了明顯的提高。 截止2006年,我國焦化粗苯年產量 已達到145萬噸左右，這使得粗苯加氫精制的原料有了可靠保障。則鯤愜韋瘓賈暉園棟瀧。本設計的產

12、品有純苯、甲苯、二甲苯、非芳烴、重苯，其中最主要的產品是 純苯、甲苯和二甲苯?，F將各種主要產品的重要作用介紹如下：脹鏝彈奧秘孫戶孿釔賻。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、 農藥的原料，也是重要的有機溶劑。我國純苯的消費領域主要在化學工業(yè)，以苯為原料的化工產品主要有苯乙烯、苯酚、己內酰胺、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。鰓躋峽禱紉誦幫廢掃減。甲苯：是一種無色有芳香味的液體，廣泛應用于農藥、樹脂等與大眾息息相 關的行業(yè)中，國際上其主要用途是提高

13、汽油辛烷值或用于生產苯以及二甲苯，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，還可生產很多農藥和醫(yī)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。稟虛嬪賑維嚌妝擴踴糶。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?料的溶劑和航空汽油添加劑，此外還用于燃料、農藥等生產。對二甲苯主要生產 PTA以及聚酯等。鄰二甲苯主要用于生產苯酐等。 陽簍埡鮭罷規(guī)嗚舊巋錟。-0 -唐山學院畢業(yè)設計1.2設計指導思想和原則本設計本著充分運用國家資源，產出高純度有價值產品的原則，力求符合國 家的經濟政策和

14、技術政策，達到工藝上可靠，經濟上合理；要盡可能吸收最新科 技成果，力求技術先進，經濟效益更大，不造成環(huán)境污染；符合國家工業(yè)安全與 衛(wèi)生要求，達到國家生產技術標準并達到環(huán)保要求。溈氣嘮戇萇鑿鑿櫧諤應。既要考慮到技術可靠，經濟合理，又要最大限度地保護環(huán)境不受污染，且利于國民經濟的全面發(fā)展。1.3設計依據根據設計任務，粗苯的年處理量為 180,000噸/年。全年生產時間為300天 7200小時，剩余時間為大修、中修時間。鋇嵐縣緱虜榮產濤團藺。工藝設計原料粗苯要求：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

15、。懨俠劑鈍觸樂鷴燼觶騮。料液組成：0.83苯，0.17甲苯（質量分率，以下同）。產品組成（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?；亓鞅龋篟= （ 1.2 2） Rmin。-3 -2生產方法和工藝流程的確定2.1工藝技術的比較與選擇2.1.1主要生產工藝技術簡介目前已工業(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。謾飽兗爭詣繚鮐癩別濾。（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600-650C，壓力6.0MPa 條件下進行催化加氫反

16、應。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 轉化為苯和低分子烷烴。故高溫加氫的產品只有苯，沒有甲苯和二甲苯，另外還 要進行脫硫、脫氮、脫氧的反應，脫除原料有機物中的S、N、0,轉化成H2S、NH3、H20的形式除去，對加氫油的處理可采用一般精餾方法， 最終得到苯產品。 咼鉉們歟謙鴣餃競蕩賺。該法的工藝過程大致為：粗苯預蒸餾、獲得輕苯再預加氫，主加氫在穩(wěn)定塔 然后進行精餾。可見，加氫用原料實質上是輕苯，這里的預蒸餾相當于國內的兩 苯塔。國內回收苯族烴廣為采用生產兩苯（輕苯與重苯）的工藝，因此，Litol加氫技術應用于

17、我國，應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將苯環(huán)上的烷基脫除，故只能獲得一種產品：純苯，但產率高達114%。預蒸餾采用減壓操作，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。預加氫采用Co-Mo系催化劑，但必須先硫化，以適當降低催化劑的活 性、并提高不飽和化合物加成反應的選擇性。 該工序的作用是先將易發(fā)生聚合的 物質除去，有利于后續(xù)主加氫的操作。主加氫采用 Cr2O3- AI2O3系催化劑，反應溫度為 610630E、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)定塔實質是

18、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，能將尚未反應的微量不飽和烴除去， 為 后續(xù)精餾工序獲得優(yōu)質苯創(chuàng)造條件。為了循環(huán)利用氫氣，粗苯加氫后的尾氣必須經過一系列處理，包括脫硫（MEA法）、甲苯洗凈、改質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300-370C，壓力2.5-3.0MPa條件下進行催化加氫反應。主要進行加氫脫除不 飽和烴，使之轉化為飽和烴；另外還

19、要進行脫硫、脫氮、脫氧反應，與高溫加氫 類似，轉化成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。因此低溫加氫的產品有苯、甲苯、二甲苯?，撝C 齷蘄賞組靄縐嚴減。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， 最終得到苯、甲苯、二甲苯。麩肅鵬鏇轎騍鐐縛縟糶。2.1.2工藝技術的比較與選擇Litol法粗苯加氫工藝的加氫反應溫度、壓力較高，又存在氫腐蝕，對設備的制造材質、工藝、結構要求較高，設備制造難度較大，只能

20、生產1種苯，制氫工藝較復雜，米用轉化法，以循環(huán)氣為原料制氫，總精制率較低。納疇鰻吶鄖禎銣膩鰲錟。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，加氫反應溫度、壓力較低，設 備制造難度小，很多設備可國內制造，能耗也較少，能夠生產3種苯一純苯、甲苯、二甲苯，生產操作容易。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，產品質量好。 風攆鮪貓鐵頻鈣薊糾廟。在本設計加氫工藝中，低溫加氫工藝的加氫溫度、壓力較低，產品質量好，低溫加氫工藝包括萃取蒸餾低溫加氫工藝和溶劑萃取低溫加氫工藝，這兩種工藝在國內外是比較成熟的工藝，已被廣泛

21、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中，因此本粗苯精制采用低溫加氫精制工藝。純苯精度可達 99.9%以上，甲苯也在99%以上，產品純度均優(yōu)于其他方法。 滅曖駭諗鋅獵輛覯餿藹。K-K法粗苯加氫屬于中溫、中壓、不脫烷基的加氫技術，其操作溫度為340 370E、壓力為2.83.0MPa。顯然，該技術對加氫設備的材質要求相應較低。 鐒 鸝餉飾鐔閌貲諢癱騮。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，但粗苯在預蒸 發(fā)器和多級蒸發(fā)器中容易結焦堵塞； 后者工藝較復雜，粗苯先精餾分成輕苯和重 苯，然后對輕苯加

22、氫，但產品質量較高。攙閿頻嶸陣澇諗譴隴瀘。經過綜合比較考慮，本設計采用溶劑萃取低溫加氫工藝。唐山學院畢業(yè)設計2.2生產流程敘述粗苯首先經原料輸送泵進入兩苯塔， 在其中實現輕重苯分離，重質苯作為產 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 后進入預反應器，預反應器的作用主要是除去二烯烴和苯乙烯， 催化劑為Ni-Mo， 預反應器產物經管式爐加熱后，進入主反應器，在此發(fā)生脫硫、脫氮、脫氧、烯 烴飽和等反應，催化劑為 Co-Mo，預反應器和主反應器內物料狀態(tài)均為氣相。 從主反應器出來的產物經一系列換熱器、 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物

23、中沉積的鹽類。 分離器把主反應器產物最終分 離成循環(huán)氫氣、液態(tài)的加氫油和水，循環(huán)氫氣經預熱器，補充部分氫氣后，由壓 縮機送到預蒸發(fā)器前與原料粗苯混合。加氫油經預熱器預熱后進入脫輕塔， 脫輕塔由中壓蒸汽進行加熱，脫輕塔實 質就是精餾塔，把溶解于加氫油中的氨、硫化氫以尾氣形式除去，含H2S的尾氣可送入焦爐煤氣脫硫脫氰系統(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，所以通常塔頂產品與塔底產品混 合后作為二甲

24、殘油產品外賣。苯、甲苯餾分與部分補充的甲酰嗎啉溶劑混合后進入萃取蒸餾塔，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 苯產品。溶劑再生塔底采出的貧 N-甲酰嗎啉溶劑經冷卻后循環(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 物，再生后的溶劑又回到萃取蒸餾塔。趕輾雛紈顆鋝討躍滿賺。畫出流程示意圖，如圖2-1

25、所示。-4 -唐山學院畢業(yè)設計-11 -訃11圖2-1流程示意圖3物料衡算3.1原料粗苯處理量根據設計任務，塔的年處理量為180,000噸/年。每年按7200個小時計算，則每小時的生產處理量為：180000叼200=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/ho兩苯塔塔頂出料為輕苯(BTXS)，其流量為：Wi=VK (70.8%+14.2%+3.5%+1.5%)=25000 90%=22500 kg/ho兩苯塔塔底出料為重苯，其流量為：W1 =W 10 %=25000X 10%=25kgyho3.3預精餾塔進出料從兩苯塔出來的BTXS經過加氫

26、脫輕后直接進入預精餾塔，所以進入預精餾 塔的流量就是W1=22500 kg/ho夾覡閭輇駁檔驀遷錟減。預精餾塔頂出料為BT,其流量為：W2=WX (70.8 %+14.2 %)=25000 8X%=21250 kg/h。預精餾塔塔底出料為XS,其流量為：W2 =WX (3.5%+1.5%)=25000 X 5%=12g/h。3.4純苯塔進出料苯的摩爾質量：MA=78.11kg/kmol。甲苯的摩爾質量：M B=92.14kg/kmol。純苯塔的原料處理量 F=25000X(70.8%+14.2%)=22500 kg/ho原料中苯的質量分數：Xf =70.8/(70.8+14.2)=0.83。甲

27、苯的質量分數：Xf / =14.2/(70.8+14.2)=0.174設備的計算與選型精餾工段主要有四個塔，即預精餾塔，萃取精餾塔，純苯塔，二甲 苯塔，這里只對純苯塔進行計算。4.1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、塔底產品的摩爾分率苯的摩爾質量：M A=78.11kg/kmol。 甲苯的摩爾質量：MB=92.14kg/kmol。原料中苯的質量分數：Xf=0.83,0.83則其摩爾分數為Xf =nA78$0.852nA +nB 0.83 十 10.8378.1192.14塔頂產品苯的質量分數：Xd =0.999,則其摩爾分數為:Xd =nAnA m0.999781

28、 = 0.999。視絀鏝鴯鱭鐘腦鈞欖糲。O.9 1 一 0.99978.1192.14底產品甲苯的質量分數：Xw =0.01,則其摩爾分數為= 0.012。=0.001/92.14= 0.9991 -0.99978.1192.14(2) 原料液及塔頂、塔底產品的平均摩爾質量 原料液的平均摩爾質量Mf =0.852 78.111 -0.85292.14=80.8614kg/kmol。塔頂產品的平均摩爾質量MD =0.999 78.111 -0.999 92.14 =78.9533kg/kmol。塔液產品的平均摩爾質量Mw =0.012 78.111 -0.012 92.14=91.9716 kg

29、/kmol。(3) 物料衡算：總物料衡算：F=D+W， 苯的物料衡算：F況=DX Xd +W0.646=133.1 kPa,絕對壓強：Px =99.S8 伽 Hg, 則進料板絕對壓強：P = 790 998.58 =894.29mm Hg。2常壓下兩組分的沸點，苯：Ta=80.10C ；甲苯：Tb=110.63C。(1) 塔頂溫度的求?。阂阎核敭a品苯的摩爾分數為：0.999,則甲苯的摩爾分數為：0.001 塔頂采用全凝器。根據：lg Pi =Ai- 色Antoine 方程T +Ci苯和甲苯的基礎物性數據，如下表 4-1。表4-1苯和甲苯的基礎物性數據ABC苯15.90082788.51-5

30、2.36甲苯16.01733096.52-53.67采用試差法求塔頂溫度：設塔頂溫度為：81C( 354.15k)試差:lg PA =15.9008-278851 -354.15-52.36PA =781.25 mm Hglg Pb=16.0173-3096.52354.15-53.67PB =302.49 m HgkA = PA / P =781.25/790=0.9889kB= PB /P =302.49/790=0.3829與塔頂氣相平衡的液相組成:Xa=xd/ kA=0.999/0.9889=1.0102Xb =(1- Xd )/ kB=(1-0.999)/ 0.3829=0.0026

31、12則：XXi= XA+ Xb =1.0102+0.002612=1.0128121| EXi-1 | =0. 0128120.001 不合格,EXi1所設溫度偏低設塔頂溫度為：815C( 354.65k)試差：2788.51lg Pa =15.9008-354.65 -52.36*PA =793.28 m Hglg Pb =16.0173354.65-53.67PB =307.72 m HgkA= PA /P =793.28/790=1.0042kB= PB /P =307.72/790=0.3895與塔頂氣相平衡的液相組成：Xa=xd/ kA =0.999/1.0042=0.9948Xb

32、=(1-xd )/ kB=(1-0.999)/ 0.3895=0.002567 唐山學院畢業(yè)設計則：EXi= Xa+ Xb =0.9948+0.002576=0.9976671| EXi-1 | =0.0026330.001 不合格，EXi1| EXi-1 | =0.0004761| EXi-1 | =0. 004830.001 不合格，EXi1所設溫度偏低。設塔釜溫度為：1197C( 392.85k)試差：2788.51lg PA =15.9008-392.85 -52.36P =2233.00 m Hg3096.52lg PB =16.0173-392.85-53.67LI *PB =98

33、0.31 m HgkA= PA /P =2233.00/998.58=2.2362kB= PB /P =980.31/998.58=0.9817與液相平衡的氣相組成:Ya=Xw/ kA =0.012/2.2362=0.02683Yb =(1- Xw)/kB =(1-0.012)/ 0.981=0.9699則：EXi = Xa+ Xb =0.02683+0.9699=0.996730.001 不合格,EXi1| EXi-1 | =0. 00081| EXi-1 | =0.04030.001 不合格,EXi1所設溫度偏低。設進料板溫度為：885C( 361.65K)試差:2788.51lg PA

34、=15.9008-361.65 -52.36_ *P =977.46 m Hg3096.52lg PB =16.0173-B361.65-53.67PB =388.78 m HgkA= PA /P =977.46/894.29=1.0930kB= PB /P =388.78/894.29=0.4347泡點進料，與液相平衡的氣相組成：Ya=Xf/ kA =0.852/1.1416=0.9312Yb=(1- Xf )/ kB =(1-0.852)/ 0.4564=0.06433則：XXi= Xa+ Xb =0.9312+0.06433=0.995530.001 不合格,EXi1| EXi-1 |

35、=0.00028223.1548=489.2076Kmol/h。由Xf =0.852 帶入方程得：y 0.9182平均摩爾質量計算：Mldm =0.9976 78.111 -0.9976 92.14 =78.1437kg/kmolMvdm =0.999 78.11 1 -0.999 92.14 = 78.9533kg/kmolMlfm -0.852 78.111 0.852 92.14 =80.1864kg/kmolMvfm =0.9182 78.111 0.918292.14 = 79.2576kg/kmol提餾段操作線方程：y(n .1 = XmVXwL / =L+F=268.8438+2

36、65.0074=533.8512Kmol/hVx =V=489.2076Kmol/h帶入數據可得:m空竺Xm_29處 0.012489.2076489.2076ym 1 =1.0913X0.001Xw =0.012帶入公式得：yw 二 0.02865平均摩爾質量計算：Mlwm =0.012 78.111 -0.012 92.14 = 91.97164kg/kmolMvwm = 0.02856 78.111 -0.02856 92.14 = 91.7380kg/kmol(3) 精餾段的基礎數據平均溫度：J tD = 81.4 88-66 = 85.03 C2 2平均壓力：PD05.3 119.j

37、12.25KPa2 2平均摩爾質量：“78.1437 +80.1864九“,Mlm79.16505 kg/kmol78.953379.2576Mvm79.10545 kg/kmol氣相平均密度：cPmMvm112.25X79.10545 , 3vm2.9818kg/m ,RTm8.314U273.15 + 85.03)液相平均密度：.814.0986 805.44203im809.7703kg/m ,氣相體積流量：VMvm489.2076 漢 79.105453 oVs13.6051m3/S ,3600 Pvm3600 7.9818液相體積流量：Li LMLm 二 268*8438 79.16

38、505 007301m3/S。 3600 PLm3600 漢 809.7703tF - tw平均溫度:M LM91.97164 80.18642=86.07902 kg/kmolM VM91.7380 79.25762二 85.4 9 7k8g / k m o l氣相平均密度: 液相平均密度: 氣相體積流量: 液相體積流量:PmM VmRTm126.15 85.49788.314 273.15 104.76769.5868 805.44202Vs2VM vm3600 r vm二 3.4373kg/m= 787.5144kg/m3，489.2076 85.49783600 3.4373= 3.3

39、801m3/S，LM Lm 533.8512乂86.07902L s23600 PLm 3600787.5144= 0.01621m/S。(4)提餾段的基礎數據平均壓力：PmPP33*1 119j26.15KPa。2 2t m -2119.85 88.662= 104.26 C,平均摩爾質量:4.1.5塔板的計算(1) 求最小理論塔板數Nm:根椐芬斯克公式：Nm二丄lgf十上業(yè) -1lg 口- xd 人 xw )_得：Nm lg 旦亜血賞-1=11.7583 Ig2.428 也1-0.999 人 0.012 丿(2) 求實際理論板數N :吉利蘭圖的橫坐標為：1.22-0.8103-0.1845

40、R 11.22 1查吉利蘭圖得：上叫=0.48N +2則：N-11.75830.48N 2所以：N：、24.46 塊。(3)進料板位置精餾段的平均相對揮發(fā)度：精二2.5457，所以：血=丄訂丄丫上11IgCto 此1 -Xd 人 Xf 力Nm=lg 衛(wèi)9竺 82 ”Ig 2.5457田-0.9 9 趴 0.8 5 2 丿Nm =4.5184貝N -4.5184 c c0.48N 2所以:N 10.5354 塊。即第11層理論板為進料板(4) 實際板數查板效率與關聯圖得：板效率：E=0.57,所以實際塔板數：N=24.46/0.57=43塊，實際精餾段板數：N=10.5354/0.57=19塊，

41、實際提餾段板數：N=43-19=24塊4.1.6表面張力的計算n液相平均表面張力依下式計算，即：二Lm=v XHi呂精餾段：塔頂液相平均表面張力的計算：由 tD=814C查手冊得： c=21.49mN/m，二B=21.78mN/m。二ldm =0.9976 21.49 0.0024 21.78 =21.4907 (mN/ m)進料板液相平均表面張力的計算：由 tF = 88.66 C 查手冊得：20.47mN /m，二b 二 20.74mN /m。CFm 二 0.852 20.47 0.148 20.74 二 20.51mN /m精餾段液相平均表面張力：21.4907 +20.51= 21.0

42、0mN /m丄ml 二2提餾段：塔釜液相平均表面張力的計算:由 tw =119.85 C 查手冊得：匚a =16.25mN/m，二B=17.14mN/m。nw 0.012 16.25 0.988 17.14 = 17.1293mN / m提餾段液相平均表面張力:=18.8197mN /m17.1293+20.51:-Lm2 =24.1.7液相平均黏度苯和甲苯的液相黏度如下表4-2塔頂液相平均黏度的計算:由 tD=814c :0.308 - 0.279 _ 0.30880 -9080 -81.4得 =0.30394mPa.s0.311 -0.286 _ 0.311-二b80 -9080 -81.4得七=0.3075m Paslg 。=0.9976 lg 0.30394 0.0024 lg 0.3075解得：LDm =0.3041mPa.S 進料板液相平均黏度的計算:由 tF = 88.66 C :0.308 -0.279 _ 0.308 - 業(yè)80 -9080 -88.66得 =0.2829mPa.s0.311 -0.286 _ 0.311 780 -9080 -88.66得- 二 0.2894m P aslg ULFm =0.852lg 0.28290.148lg 0.