年產(chǎn)8萬噸粗苯精制車間工藝設(shè)計(jì).

1、一、總論1概述粗苯為中間體產(chǎn)品，本身用途極為有限，僅作為溶劑使用，但是精制后的的焦化苯、焦化甲苯、焦化二甲苯等產(chǎn)品，是有機(jī)化工、醫(yī)藥和農(nóng)藥的等重要原料，在國(guó)內(nèi)，國(guó)際上都有很好的市場(chǎng)，目前精苯產(chǎn)品價(jià)格持續(xù)上漲，市場(chǎng)潛力巨大。苯是染料、塑料、合成橡膠、合成樹脂、合成纖維、合成藥物和農(nóng)藥等的重要原料，也是重要的有機(jī)溶劑。我國(guó)的純苯消費(fèi)領(lǐng)域主要在化學(xué)工業(yè)，以苯為原料的化工產(chǎn)品主要要苯乙烯、苯酚、己內(nèi)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)中用作提高辛烷值的摻和劑。甲苯是一種無色有芳香味的液體，廣泛應(yīng)用與農(nóng)藥、樹脂等與大眾息息相關(guān)的行業(yè)中，國(guó)際主要用途是提高汽油辛烷值或用于生產(chǎn)苯以及

2、二甲苯，而在我國(guó)主要用途是化工合成和溶劑，其下游主要產(chǎn)品是硝基甲苯、苯甲酸、氯化芐、間甲酚、甲苯二異氰酸酯等，還可以生產(chǎn)很多農(nóng)藥和醫(yī)藥中間體。另外，甲苯具有優(yōu)異的有機(jī)物溶解性能，是一種有廣泛用途的有機(jī)溶劑。二甲苯的主要衍生物為對(duì)二甲苯，鄰二甲苯等?；旌隙妆街饕饔糜推嵬苛系娜軇┖秃娇掌吞砑觿?，此外還用于燃料、農(nóng)藥等生產(chǎn)。對(duì)二甲苯主要生產(chǎn)PTA以及聚酯等。鄰二甲苯主要用于生產(chǎn)苯酐等。生產(chǎn)方法及特點(diǎn)：采用溶劑萃取低溫加氫工藝。低溫加氫工藝的加氫溫度、壓力較低，產(chǎn)品質(zhì)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(guó)內(nèi)外是比較成熟的工藝，已被廣泛用于石油重整油、高溫

3、裂解汽油、焦化粗苯為原料的加氫生產(chǎn)中，因此粗苯精制采用低溫加氫精制工藝。溶劑萃取低溫加氫方法相對(duì)于萃取蒸餾低溫加氫方法復(fù)雜，粗苯先精餾分成輕苯和重苯，然后對(duì)輕苯加氫，產(chǎn)品質(zhì)量較高。2. 文獻(xiàn)綜述焦化粗苯的加工技術(shù)主要有兩種，即酸洗法和加氫法。酸洗法由于在產(chǎn)品種類、材料選擇、儀表操作維護(hù)以及投資與經(jīng)濟(jì)效益等方面存在諸多的不足之處，特別是其生產(chǎn)過程帶來嚴(yán)重的環(huán)境污染，因而在國(guó)內(nèi)外已經(jīng)趨向淘汰。因此加氫法是國(guó)內(nèi)外粗苯加氫技術(shù)的發(fā)展趨勢(shì)。國(guó)內(nèi)粗苯加氫精制工藝技術(shù)路線的選擇(1)部分引進(jìn)國(guó)外工藝包。加氫工藝采用美國(guó)Axens公司的氣液加氫工藝包；萃取蒸餾工藝采用中國(guó)石化石科院SED環(huán)丁礬法工藝包。其代表

4、項(xiàng)目是寶鋼化工梅山10萬t/a 苯類產(chǎn)品升級(jí)改造項(xiàng)目。. (2)全部采用國(guó)產(chǎn)化工藝技術(shù)。加氫工藝采用國(guó)內(nèi)優(yōu)化的新加氫工藝；萃取蒸餾工藝采用中國(guó)石化石科院SED環(huán)丁礬法工藝包。其代表項(xiàng)目(已投產(chǎn))是太化一期8萬t/a；在建項(xiàng)目是山東棗莊15萬t/a一期、二期工程、山東海力8萬t/a、山西潞寶8萬t/a等。(3)全套引進(jìn)德國(guó)Uhde公司的K.K法工藝包。其代表項(xiàng)目(已投產(chǎn))是石家莊焦化5萬t/a 和寶鋼三期5萬t/a;在建項(xiàng)目是山西三維20萬t/a、鞍鋼15萬t/a、旭陽焦化10萬t/a、建滔5萬t/a等。1在今后幾年中，焦化精制苯發(fā)展中值得注意的是：(1)焦化精制苯的發(fā)展方向是正確的，下游產(chǎn)品對(duì)

5、焦化精制苯的需求仍然旺盛。(2)隨著在建苯加氫裝置的陸續(xù)投產(chǎn)，粗苯需求也將加大，上游粗苯原料的市場(chǎng)競(jìng)爭(zhēng)將會(huì)加劇，甚至?xí)_(dá)到白熱化的狀況。因此，我們建議今后幾年要適當(dāng)控制粗苯精制項(xiàng)目建設(shè)，以緩解粗苯供需矛盾。確實(shí)要上粗苯精制項(xiàng)目要經(jīng)過充分論證和原料市場(chǎng)風(fēng)險(xiǎn)評(píng)估后，才能付諸實(shí)施，以避免無米之炊的風(fēng)險(xiǎn)。(3)今后焦化精制苯項(xiàng)目將面臨著上有石油苯價(jià)格的下壓和下有粗苯價(jià)格的上漲，隨著發(fā)展焦化苯精制的利潤(rùn)空間將越來越小。(4)焦化精制工藝之間的競(jìng)爭(zhēng)將越來越激烈。2006年前加氫苯工藝無可挑剔的戰(zhàn)勝了焦化純苯工藝，而2007年發(fā)展的無硫苯工藝又將與加氫苯工藝展開原料和價(jià)格上的競(jìng)爭(zhēng)，隨著技術(shù)的發(fā)展和提高以小勝

6、大不是沒有可能。因此在選擇精制工藝的時(shí)候一定要慎重。2焦化粗苯加氫精制工藝分析和操作3關(guān)鍵詞：焦化粗苯。加氫精制。過程分析。生產(chǎn)控制摘要：焦化粗苯加氫精制工藝的反應(yīng)原理進(jìn)行了一般地分析。結(jié)果表明，適宜的反應(yīng)溫度，系統(tǒng)壓力和氫分壓對(duì)加氫精制反應(yīng)更好，并對(duì)延長(zhǎng)催化劑的使用壽命起到一定的作用。延長(zhǎng)催化劑的壽命，催化劑活性會(huì)降低。操作溫度和操作壓力需要加強(qiáng)。當(dāng)催化劑老化，產(chǎn)品質(zhì)量不能達(dá)到規(guī)定的要求，有必要進(jìn)行再生催化劑反應(yīng)以恢復(fù)其活性。實(shí)際上，對(duì)加氫的主要參數(shù)已經(jīng)進(jìn)行了合理控制。在確保單元操作在連續(xù)操作中是安全穩(wěn)定的時(shí)，它有很高的產(chǎn)品回收率，產(chǎn)品質(zhì)量有了明顯的提高。引言昆明焦化煤氣制造有限公司5000

7、0噸年的焦化粗苯加氫精制裝置建成并于2008十二月投入運(yùn)營(yíng)的。這個(gè)單元操作引進(jìn)德國(guó)伍德催化加氫精制技術(shù)（kkprocess） 1 ，由ACRE焦化耐火工程咨詢公司進(jìn)行總承包建設(shè)。在焦化粗苯加氫精制裝置中，加氫精制裝置是整套生產(chǎn)裝置的基礎(chǔ)，并且控制加氫反應(yīng)是關(guān)鍵。其目的是除去不飽和烴，如焦化苯中的硫、氮雜質(zhì)、含氧化合物，為后續(xù)生產(chǎn)單元操作生產(chǎn)純度在99.95%以上的純苯產(chǎn)品提供優(yōu)質(zhì)原材料，純甲苯產(chǎn)品純度在99%以上，純二甲苯產(chǎn)品純度也在90%以上。因此，有效地分析加氫反應(yīng)過程，為生產(chǎn)正常合理控制加氫精制裝置，非常重要。焦化粗苯加氫精制工藝分析反應(yīng)原理。焦化粗苯是從焦?fàn)t煤氣凈化過程 2 中回收的焦

8、炭產(chǎn)物的重要產(chǎn)品之一。粗苯主要包括苯、甲苯、二甲苯等苯系化合物，還含有不飽和有機(jī)化合物及少量如硫、氮雜質(zhì)、含氧化合物。在粗苯加氫精制工藝，如果不能有效地除去這些雜質(zhì)，在一方面，它們將嚴(yán)重影響產(chǎn)品質(zhì)量和苯、甲苯、二甲苯等的產(chǎn)量，另一方面，不飽和化合物雜質(zhì)如苯乙烯會(huì)在生產(chǎn)過程中造成設(shè)備干擾和發(fā)生聚合物的結(jié)焦現(xiàn)象，然后影響安全和整個(gè)粗苯加氫精制裝置的運(yùn)行和顯示經(jīng)濟(jì)效率的穩(wěn)定性。粗苯加氫反應(yīng)，其不飽和碳?xì)浠衔?、硫、氮和氧的化合物和其它雜質(zhì)在粗苯與氫反應(yīng)的特定操作條件下（壓力，溫度，催化劑，氫分壓），通過蒸餾產(chǎn)生容易去除的物質(zhì)，如硫化氫，氨，蒸餾水物質(zhì)，非芳烴，為了實(shí)現(xiàn)粗苯精制的目的。加氫精制過程中設(shè)

9、置兩個(gè)反應(yīng)堆，即預(yù)反應(yīng)器和主反應(yīng)器，在不同的反應(yīng)，催化加氫反應(yīng)條件是不同的。操作溫度。加氫反應(yīng)溫度直接影響加氫精制效果，進(jìn)而影響加氫反應(yīng)的產(chǎn)品質(zhì)量（產(chǎn)品的反應(yīng)器出口）。由于加氫反應(yīng)在熱力學(xué)上是放熱反應(yīng)，提高溫度對(duì)放熱反應(yīng)是不利，但從動(dòng)態(tài)的角度分析，提高溫度可以加快反應(yīng)速度。正常的工作溫度下，其脫硫，脫硝，脫氧，烯烴飽和等反應(yīng)屬不可逆反應(yīng)，由于雜質(zhì)含量較低的原料，如烯烴和硫，氮，氧化合物等，反應(yīng)不受熱力學(xué)平衡限制，溫度上升反應(yīng)速率明顯加快。然而，溫度太高，則會(huì)導(dǎo)致側(cè)線反應(yīng)增強(qiáng)，如芳烴加氫反應(yīng)。苯、甲苯等產(chǎn)品的產(chǎn)量降低。當(dāng)反應(yīng)溫度的升高，該裝置及氫能源消耗消費(fèi)將明顯增加，并且增加了催化劑焦化的可能

10、性。因此，在實(shí)際生產(chǎn)中，應(yīng)根據(jù)原材料的性質(zhì)和產(chǎn)品的要求確定一個(gè)合適的反應(yīng)溫度。操作壓力。加氫精制過程中反應(yīng)壓力的影響是由氫分壓的加氫系統(tǒng)的體現(xiàn)。該系統(tǒng)的氫分壓主要是由操作壓力決定，循環(huán)氣與原料的比例，循環(huán)氣體中的氫氣純度，等等。加氫反應(yīng)是體積減少的反應(yīng)。在其他條件不變的情況下，增加系統(tǒng)的壓力，反應(yīng)平衡向前移動(dòng)，使加氫反應(yīng)地更徹底。從動(dòng)力學(xué)上說，增加系統(tǒng)的壓力，提高反應(yīng)物的分壓，可以加快反應(yīng)。但工作壓力太大，容易導(dǎo)致系統(tǒng)的超高溫壓力，不利于裝置的安全生產(chǎn)。溫度和壓力是加氫作用的重要影響因素。超高溫壓力對(duì)反應(yīng)的不好。降低反應(yīng)溫度，增加系統(tǒng)壓力，適當(dāng)增加氫分壓對(duì)反應(yīng)更好，并對(duì)延長(zhǎng)催化劑的使用壽命起到

11、一定的作用。延長(zhǎng)催化劑的壽命，催化劑活性會(huì)降低。操作溫度和操作壓力就需要加強(qiáng)。在粗苯加氫精制裝置的生產(chǎn)實(shí)踐中，探索和總結(jié)了加氫精制反應(yīng)中的關(guān)鍵工藝參數(shù)，合格的中間產(chǎn)物，氫化產(chǎn)生的BTXS油，為后續(xù)生產(chǎn)單元操作提供優(yōu)質(zhì)的原料。在保證整個(gè)系統(tǒng)的安全穩(wěn)定運(yùn)行，產(chǎn)品如苯，甲苯，二甲苯是優(yōu)質(zhì)的，主要產(chǎn)品的產(chǎn)量可以達(dá)到97.5%以上。該裝置的主要技術(shù)經(jīng)濟(jì)指標(biāo)優(yōu)于設(shè)計(jì)值。3. 設(shè)計(jì)任務(wù)的依據(jù)查閱有關(guān)資料后大致確定題目，然后經(jīng)老師指導(dǎo)后修改，確定題目。4主要原材料規(guī)格、來源以及水、電、汽等的供應(yīng)情況（1）原料規(guī)格4：含有：苯 80.78%，甲苯14.27%，苯后0.23%，二甲苯2.93%，苯乙烯0.95%，

12、總烷烴0.84%，環(huán)烷烴0.37%，甲基環(huán)烷烴0.18%，總硫焦化粗苯催化加氫精制純苯的研究與開發(fā)（2）來源：山西焦化集團(tuán)有限公司（3）水、電、汽供應(yīng)：主要以附近水庫為供水水源，該廠在生產(chǎn)化工產(chǎn)品時(shí)能同時(shí)發(fā)電承擔(dān)廠區(qū)用電。生產(chǎn)裝置有年產(chǎn)360萬噸的JN60型焦?fàn)t6座，配套三個(gè)化產(chǎn)回收系統(tǒng)、污水處理系統(tǒng)及公輔設(shè)施。蒸汽由燒煤得到。冷卻水：供應(yīng)溫度為常溫，回水溫度為進(jìn)水溫度+10；對(duì)于循環(huán)冷卻水要求回水能直接流到冷卻塔頂，不另設(shè)接力泵，因此壓力設(shè)為0.4MPa(G)，供水壓力取0.6MPa(G)。電：對(duì)輸入的動(dòng)力電源要求，采用單回路電壓為280V，頻率為50赫茲，允許波動(dòng)范圍±3%。電動(dòng)

13、機(jī)使用380V交流電；正常照明用220/380V交流電，事故照明用220V直流電；電器部分控制，信號(hào)及繼電器保護(hù)用220V直流電。汽：蒸汽分中壓蒸汽和低壓蒸汽，部分換熱器的換熱過程需要水蒸氣，根據(jù)生產(chǎn)需要覺得壓力和溫度，蒸汽壓力取低于1.0MPa(G)，進(jìn)反應(yīng)器溫度為145，出反應(yīng)器溫度為100；中壓蒸汽取2.0MPa(G)。導(dǎo)熱油：制氫工序及加氫反應(yīng)器等部分工號(hào)加熱器用到導(dǎo)熱油，設(shè)計(jì)溫度，250。5.其他本項(xiàng)目廠址位于山西省臨汾市洪洞廣勝寺附近，有國(guó)道，高速公路在附近，交通便利。原料來自自身焦化廠管道運(yùn)輸，產(chǎn)品苯、甲苯，灌裝車運(yùn)，重苯、萃取劑管道運(yùn)輸，萃取劑回收利用。建立初期雨水收集裝置處理

14、廢水，節(jié)省能源。優(yōu)化換熱網(wǎng)絡(luò)。二、生產(chǎn)工藝和流程確定粗苯的精制最早是采用酸洗法，該法只能部分地脫除粗苯中的含硫化合物（主要是噻吩和雜質(zhì)），在加工過程中芳烴化合物損失較大（8%10%），其副產(chǎn)廢物酸焦油和殘?jiān)袩o有效的處理辦法，造成環(huán)境的污染。隨著有機(jī)化學(xué)工業(yè)的迅速發(fā)展，對(duì)苯系芳烴產(chǎn)品的質(zhì)量要求很高，酸洗法得到的芳烴產(chǎn)品已無法滿足需求，在發(fā)達(dá)國(guó)家該方法早已被淘汰。目前國(guó)外用于焦化粗苯精制主要是加氫法：環(huán)丁砜法，K.K法，Litol法 Litel法(即高溫法)反應(yīng)溫度與反應(yīng)壓力(6OMPa)都很高，對(duì)設(shè)備、管道、儀表等的材質(zhì)和質(zhì)量要求很高，制造難度與投資也大，操作運(yùn)轉(zhuǎn)過程危險(xiǎn)性相對(duì)較大。同時(shí)該過程

15、把價(jià)格較高的甲苯和二甲苯轉(zhuǎn)化為價(jià)格較低的苯，經(jīng)濟(jì)上不盡合理。環(huán)丁砜法和K.K法分別又稱溶劑萃取低溫加氫法和萃取蒸餾低溫加氫法。以粗苯或焦油的脫酚輕油為原料，氫耗較低，加氫反應(yīng)溫度、壓力較低，設(shè)備制造難度小，很多設(shè)備可國(guó)內(nèi)制造，能耗也較少。前者工藝較復(fù)雜，粗苯先精餾成輕苯和重苯，然后對(duì)輕苯加氫，但產(chǎn)品質(zhì)量較高；后者工藝簡(jiǎn)單，可對(duì)粗苯直接加氫，不需要先精餾分離成輕苯和重苯，但粗苯在預(yù)蒸發(fā)器和多級(jí)蒸發(fā)器中容易結(jié)焦堵塞。環(huán)丁砜法用溶劑環(huán)丁砜，K.K法用溶劑N-甲酰嗎啉。環(huán)丁砜法的加氫油先后經(jīng)液一液萃取和萃取蒸餾分離掉非芳烴，再經(jīng)連續(xù)精餾得到高純度的苯、甲苯和混合三甲苯產(chǎn)品，二甲苯中非芳烴含量低于2.5

16、%。N-甲酰嗎啉法在精餾加氫油時(shí)，若想生產(chǎn)高純度甲苯，就必須經(jīng)二次萃取蒸餾，否則所得二甲苯中的非芳烴含量達(dá)4%，故精餾操作較前者差5經(jīng)綜合比較考慮，本設(shè)計(jì)采用溶劑萃取低溫加氫工藝，即環(huán)丁砜法粗苯加氫精制工藝。方塊流程圖：加氫加熱爐一級(jí)反應(yīng)器脫重組分塔粗苯循環(huán)洗滌二級(jí)反應(yīng)器汽化塔 酸性氣 重苯穩(wěn)定塔分離器加熱爐 含硫污水萃取塔苯塔甲苯塔 甲苯 苯 非芳烴1.4.2工藝特點(diǎn)粗苯中雜質(zhì)較多，采用預(yù)蒸餾處理分離出重質(zhì)苯殘油，減少系統(tǒng)堵塞現(xiàn)象，有效延長(zhǎng)催化劑使用壽命和本裝置運(yùn)行周期。環(huán)丁砜法催化加氫工藝對(duì)加工的原料適應(yīng)性強(qiáng)，靈活性大。設(shè)計(jì)裝置可以加工不同原料(重整產(chǎn)物、裂解汽油、氫焦化油及上述混合物)。

17、脫S、N效果好，最小芳烴飽和，芳烴損失小。全部設(shè)備可立足國(guó)內(nèi)，不需從國(guó)外進(jìn)口，節(jié)省投資，備品備件易解決，建設(shè)周期短，投產(chǎn)快，投資收回時(shí)間短。采用低溫粗苯加氫工藝，裝置運(yùn)行安全性能較高。設(shè)計(jì)中充分利用工藝生產(chǎn)過程中的余熱換熱，以降低能耗，提高企業(yè)的經(jīng)濟(jì)效益。溶劑無毒性，整個(gè)工藝過程幾乎不產(chǎn)生廢渣和廢液，基本上消除了三廢，環(huán)保效果好。裝置內(nèi)各排放點(diǎn)放出的廢氣經(jīng)過集中收集后進(jìn)入廢氣處理系統(tǒng)，對(duì)含硫成分進(jìn)一步處理，工藝過程中的事故排放氣排入火炬進(jìn)行焚燒處理；廢水量很少，并且排入集中的污水處理系統(tǒng)6。三、生產(chǎn)流程簡(jiǎn)述1.原料處理粗苯經(jīng)預(yù)蒸餾塔分離成輕苯和重苯，重質(zhì)苯作為產(chǎn)品輸送著罐區(qū)，塔頂輕苯被送至加氫

18、工序，除去重苯的目的是防止C9以上重組分使催化劑老化。輕苯與補(bǔ)充氫氣和循環(huán)氫氣混合，經(jīng)加熱器加熱后，以氣液兩相混合狀態(tài)進(jìn)入預(yù)反應(yīng)器。預(yù)反應(yīng)器中保持部分液相的目的是防止反應(yīng)器內(nèi)因聚合而發(fā)生堵塞。在預(yù)反應(yīng)器主要是易聚合的物質(zhì)發(fā)生反應(yīng)，如二烯烴，苯乙烯等，其在催化劑為Ni-Mo及220-230溫度和3.5MPa壓力下，經(jīng)加氫飽和，除去二烯烴和苯乙烯，防止其在主反應(yīng)器內(nèi)聚合，使催化劑活性降低。主要反應(yīng)如下7：預(yù)反應(yīng)器出來的氣液混合物在蒸發(fā)器中與管式爐加熱后的循環(huán)氫氣混合被全部氣化，混合氣體經(jīng)管式爐進(jìn)一步加熱后進(jìn)入主反應(yīng)器，在主反應(yīng)器中以Co-Mo型為催化劑，340-380溫度和3.4MPa壓力下，發(fā)生

19、脫硫、脫氮、烯烴飽和反應(yīng)，主要反應(yīng)如下7：主反應(yīng)器結(jié)構(gòu)是雙催化劑床層，使用內(nèi)床層循環(huán)氫氣冷卻來控制反應(yīng)器溫度。主反應(yīng)器產(chǎn)物經(jīng)冷卻后被注入軟水，然后進(jìn)人分離器，注水的目的與KK法相同，溶解生成的NH4HS、NH4CI等鹽類，防止其沉積。分離器把物料分離成循環(huán)氫氣、水和加氫油。循環(huán)氫氣經(jīng)預(yù)熱器，補(bǔ)充部分氫氣后，由壓縮機(jī)送到預(yù)蒸發(fā)器前與原料苯混合。加氫油經(jīng)穩(wěn)定塔排出NH3、H2S尾氣后進(jìn)入萃取塔。含H2S的尾氣可送入焦?fàn)t煤氣脫硫脫氰系統(tǒng)。在萃取塔中，以環(huán)丁砜為萃取劑把非芳烴脫除掉，汽提塔進(jìn)一步脫除非芳烴，非芳烴作為產(chǎn)品外賣?；厥账逊紵N與萃取劑分離開，回收塔出來的芳烴經(jīng)白土塔，除去微量的不飽和物后，

20、依次進(jìn)入苯塔、甲苯塔，最終得到苯、甲苯、二甲苯。制氫系統(tǒng)與K.K法一致，是以焦?fàn)t煤氣為原料，采用變壓吸附原理把焦?fàn)t煤氣中的氫分離出來，制取純度達(dá)99.9的氫氣。8四、工藝計(jì)算書4.1系統(tǒng)物料衡算4.1.1工藝流程圖9：4.1.2確定計(jì)算任務(wù)通過對(duì)該系統(tǒng)進(jìn)行物料衡算，求出循環(huán)物流組成、循環(huán)量、加氫量、4.1.3基礎(chǔ)數(shù)據(jù)4原料組成：非芳烴（正辛烷+環(huán)己烷）0.16%+0.51%=0.67%；不飽和化合物（戊二烯+苯乙烯）0.93%+1.4%=2.33%； 硫化物（吡啶+噻吩）0.22%+0.51%=0.73%；BTX（苯+甲苯+二甲苯）75.09%+ 16.1%+3.71%=94.9%；化合物(主

21、要是1，2，4三甲苯)1.37%，；其中輕苯為除以上化合物，重苯為以上化合物。4.1.4 計(jì)算基準(zhǔn)10物料衡算中物料流量均以小時(shí)作為單位時(shí)間。粗苯的年處理量為8萬t，年生產(chǎn)能力工作時(shí)間定為8000小時(shí)，剩余時(shí)間為大修、中修時(shí)間，產(chǎn)品苯的純度為99.95%，則每小時(shí)生產(chǎn)能力：F=8000000/8000=10000kg/h。以此為依據(jù)進(jìn)行下面計(jì)算。 組分分子量 項(xiàng)目正辛烷環(huán)己烷戊二烯苯乙烯吡啶噻吩苯甲苯分子量114846810479847892 預(yù)分餾塔物料衡算預(yù)分餾塔D1,XD如圖所示，設(shè)計(jì)要求餾出液中輕苯的回收率為99.9%，釜液中重苯的回收率為99.99%，飽和液體進(jìn)料，物系的平均相對(duì)揮發(fā)

22、度取2.3，則有物料衡算式：聯(lián)立四式求得： 確定回流比：因?yàn)槭秋柡鸵后w進(jìn)料，所以有即: （2-1）則 R=1.5Rmin=1.5×0.7756=1.165 預(yù)反應(yīng)器預(yù)反應(yīng)器物料衡算如圖所示，氫氣的密度取主預(yù)反應(yīng)器平均溫度下即230，3.5Mpa時(shí)的數(shù)值，則。按操作要求11，保證粗苯：循環(huán)氫氣=1：800的原則， 蒸發(fā)器又結(jié)合經(jīng)驗(yàn)即氫氣循環(huán)量不低于3800m3/h，則氫氣循環(huán)的量為1.67×3800=6346kg/h，即通入預(yù)反應(yīng)器 氫氣總量為F氫 = 6369.45kg/h.蒸發(fā)器底殘液為進(jìn)料量1%2%，則 對(duì)氣相物流衡算： 圖預(yù)反應(yīng)器示意圖 苯乙烯 + 氫氣 苯 + 乙烷

23、 1 2 1 1 X Y Z解得： X=2.69kmol/h Y=Z=1.346kmol/h 戊二烯 + 氫氣 戊烷 1 2 P解得： P=2.86kmol/h則: 11.1kg/h 對(duì)液相物流衡算： 代入數(shù)據(jù)求得: 主反應(yīng)器物料衡算如圖2-3所示，對(duì)氣相物流衡算： 主反應(yīng)器噻吩 + 氫氣 正丁烷 + 硫化氫1 4 1 1 解得： 吡啶 + 氫氣 戊烷 + 氨圖 主反應(yīng)器示意圖 1 5 1 1 解得： 對(duì)液相物流衡算： （因?yàn)闅錃馐沁^量的，所以轉(zhuǎn)化率取100%）則 高壓分離器穩(wěn)定塔高壓分離器及穩(wěn)定塔物料衡算對(duì)液相物流衡算：對(duì)氣相物流衡算：（回收） 圖 高壓分離器及穩(wěn)定塔示意圖萃取蒸餾系統(tǒng)物料衡

24、算如圖， 萃取精餾塔 其中： 圖萃取精餾塔示意圖 則： 白土精制塔作物料衡算白土精餾塔如圖，由由經(jīng)驗(yàn)數(shù)據(jù)知： ，則： ×1圖 白土精餾塔示意圖解得： 120.6947kmol/h 純苯精餾塔物料衡算如圖所示，本精餾塔設(shè)計(jì)要求餾出液純苯的純度為99.95%，即：純苯精餾塔餾出液中苯的收率為99%。物系的平均相對(duì)揮發(fā)度取2.5 。由物料衡算式： 純苯精餾塔示意圖聯(lián)立上式解得： a. 確定回流比 因?yàn)槭秋柡鸵后w進(jìn)料，所以有即則： 4.2系統(tǒng)熱量衡算4.2.1計(jì)算基準(zhǔn) 本設(shè)計(jì)的熱量衡算中物料流量均以小時(shí)作為單位時(shí)間。4.2.2預(yù)分餾塔的冷凝器和蒸發(fā)器熱量衡算 已知數(shù)據(jù)：泡點(diǎn)進(jìn)料溫度93（經(jīng)驗(yàn)

25、數(shù)值），由于餾出液中二甲苯的含量很低，為簡(jiǎn)化起見，則餾出液汽化熱按苯和甲苯組成計(jì)算。 在操作條件下苯、甲苯純組分的汽化熱分別為390kJ/kg和360kJ/kg，摩爾質(zhì)量分別為。由于是飽和液體進(jìn)料，則精餾段和提餾段的蒸汽流量 （2-2）即：同理，釜液汽化熱按1，2，4-三甲苯計(jì)算即 。已知數(shù)據(jù)如下表2-2：表2-2 不同溫度下的比熱容溫度T/K CP/cal/kmol400k 46.96600k 64.29本計(jì)算是在泡點(diǎn)溫度下進(jìn)行的，有內(nèi)差法計(jì)算即則： 已知加熱介質(zhì)及冷卻介質(zhì)的數(shù)據(jù)： 加熱蒸汽的溫度為125，汽化熱為r=2193kJ/kg，冷凝水在飽和溫度下排出 冷卻水進(jìn)出全凝器的溫度分別為2

26、0及35，其平均比熱容：Cp=4.176kJ/(kg) 再沸器的熱損失為其有效傳熱量的10%；全凝器的熱損失忽略不計(jì)。計(jì)算如下：（1）再沸器的熱負(fù)荷QB及加熱蒸汽消耗量Wh （2-3）加熱蒸汽的理論消耗 (2-4) 考慮再沸器的熱損失，則加熱蒸汽的實(shí)際消耗量為：（2）全凝器的熱負(fù)荷QC及冷卻水消耗量WC 冷卻水的消耗量 上述計(jì)算是在恒摩爾流的假設(shè)下進(jìn)行。4.2.3 純苯精餾塔的冷凝器和再沸器的熱量衡算已知操作條件下的汽液平衡組成及對(duì)應(yīng)的平衡溫度如表2-3。表2-3 汽液平衡組成及對(duì)應(yīng)的平衡溫度t/ 80.1 85 90 95 x 1.00 0.780 0 .581 0.412 y 1.00 0

27、.897 0.773 0.633本精餾塔中進(jìn)料組成 由內(nèi)差法計(jì)算即:餾出液汽化熱按純苯計(jì)算，查的即 釜液汽化熱按甲苯和二甲苯計(jì)算，查表知：則： 已知加熱介質(zhì)及冷卻介質(zhì)的數(shù)據(jù)： 加熱蒸汽的溫度為125，汽化熱為r=2193kJ/kg，冷凝水在飽和溫度下排出 冷卻水進(jìn)出全凝器的溫度分別為20及35，其平均比熱容為：Cp=4.176kJ/(kg) 再沸器的熱損失為其有效傳熱量的10%；全凝器的熱損失忽略不計(jì)。又有泡點(diǎn)進(jìn)料，則。計(jì)算如下：(1) 再沸器的熱負(fù)荷QB及加熱蒸汽消耗量Wh加熱蒸汽的消耗量： 考慮再沸器的熱損失 ：（2）全凝器的熱負(fù)荷QC及冷卻水消耗量WC上述計(jì)算在恒摩爾流假設(shè)下進(jìn)行。五、主

28、要設(shè)備的工藝計(jì)算和設(shè)備選型純苯精餾塔的工藝設(shè)計(jì)5.1設(shè)計(jì)計(jì)算已知精餾段的有關(guān)工藝參數(shù)如下：氣相流量： 液相流量：氣相密度： 液相密度：液相表面張力：5.1.1塔徑計(jì)算由 取板間距則由以上數(shù)據(jù)查下圖史密斯關(guān)聯(lián)圖得故 取安全系數(shù)為0.7，則空塔氣速為 （3-2）按標(biāo)準(zhǔn)塔徑圓整后為 D=1.5m塔截面積： 空塔氣速： 5.1.2精餾塔塔板數(shù)計(jì)算理論板數(shù)的計(jì)算由物料衡算結(jié)果可知： 泡點(diǎn)進(jìn)料的熱狀況參數(shù)： a. 逐板計(jì)算法精餾段的操作線方程為： (3-16)因?yàn)榕蔹c(diǎn)進(jìn)料， 提餾段操作線方程為:相平衡方程為： (3-17)用相平衡方程和精餾段操作線方程進(jìn)行逐板計(jì)算，直到時(shí)，改用提餾段操作線方程與相平衡方程

29、繼續(xù)逐板計(jì)算，直到為止。因?yàn)樗斎?，則 由精餾段操作線方程： 交替使用相平衡方程和精餾段操作線方程逐板計(jì)算，當(dāng)求得（加料板），改用提餾段操作線方程，當(dāng)時(shí)，第23平衡級(jí)為再沸器。即塔內(nèi)安裝22層理論板即可滿足分離要求。計(jì)算結(jié)果如表3-4。 序號(hào) y x 備注 序號(hào) y x 備注 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 5 0.9969 0.9922 17 0.8799 0.

30、745 進(jìn)料板 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 理論板氣液組成計(jì)算結(jié)果5.1.3實(shí)際板數(shù)及塔高的計(jì)算（1） 泡點(diǎn)溫度下物系的粘度計(jì)算已知數(shù)據(jù)表3-5：表3-5粘度數(shù)據(jù)表 項(xiàng)目 80 9

31、0 0.311 0.286 0.339 0.313在泡點(diǎn)溫度84.28下，由內(nèi)差法計(jì)算甲苯的粘度為：解得： 同理，計(jì)算二甲苯的粘度為： 解得： 則本物系在泡點(diǎn)溫度下的平均粘度為（2） 奧康奈爾關(guān)聯(lián)法計(jì)算全塔效率 又有： 則塔的有效高度為：5.1.4溢流裝置計(jì)算因塔徑D=1.5m，可選用單溢流弓形降液管，采用凹形受液盤，各項(xiàng)計(jì)算如下a 堰長(zhǎng)Lw Lw =0.7D=0.7×1.5=1.05mb溢流堰高度hw 由 hw=hL-hOW，選用平直堰，堰上液層高度hOW 故 c 弓形降液管寬度Wd和截面積Af ， 由 ，查圖3-2， 得 依式，即故降液管設(shè)計(jì)合理。 弓形降液管的參數(shù)圖 d 降液管

32、底隙高度ho 則 即 故降液管底隙高度設(shè)計(jì)合理。選用凹形受液盤，深度為5.1.5塔板布置因D1.5m， 取WS=0.09m ， WC=0.06m5.1.6篩孔計(jì)算及其排列本例所處理的物系無腐蝕性，可選用， 篩孔直徑 篩孔按正三角形排列。取孔中心距 ，篩孔數(shù)目n為 （3-5） 則 3.2流體力學(xué)驗(yàn)3.2.1塔板壓降氣體通過一層塔板的壓降為： （3-6）干板壓降為： （3-7）氣體通過篩孔的速度為由故 氣體通過充氣液層的壓降式 （3-8）查圖12得：液體表面所產(chǎn)生的壓降式 （3-9）計(jì)算表明，液體表面張力所產(chǎn)生的壓降很小，可以忽略不計(jì)。每層塔板的 (3-10)3.2.2液面落差對(duì)于篩板塔，液面落差

33、很小，且本例的塔徑和液流量均不大，故可忽略液面差的影響。3.2.3液泛為防止塔內(nèi)發(fā)生液泛，降液管內(nèi)液層高Hd應(yīng)服從關(guān)系 因?yàn)楸?甲苯物系屬于一般物系，所以取則 而板上不設(shè)進(jìn)口堰， 即故：不會(huì)發(fā)生液泛現(xiàn)象。5.1.7漏液對(duì)篩板塔，取漏液量10%時(shí)的氣相動(dòng)能因子為則 穩(wěn)定系數(shù) ，故無漏液現(xiàn)象。5.1.8液沫夾帶由 得 故：在本設(shè)計(jì)中液沫夾帶量ev在允許范圍內(nèi)。5.2塔板負(fù)荷性能圖5.2.1漏液線前已求得：據(jù)此 可做出與液體流量無關(guān)的水平漏液線1。5.2.2液沫夾帶線以eV=0.1kg液/kg氣為限，求由 則 (3-11)整理后，如下表3-1：表3-1 液沫夾帶計(jì)算 0.002 0.0040.006

34、0.0082.0392.0061.9781.953 由上表可做出液沫夾帶線2。5.2.3液相負(fù)荷下限線對(duì)于平直堰，取堰上液層高度負(fù)荷標(biāo)準(zhǔn)。則 據(jù)此可做出與氣體流量無關(guān)的垂直液相負(fù)荷下線3。5.2.4液相負(fù)荷上限線以作為液體在降液管中停留時(shí)間的下限，則 據(jù)此可做出與氣體流量無關(guān)的垂直液相負(fù)荷上限線4。5.2.5液泛線令 ；聯(lián)立上式得 忽略，將； （3-12）式中， （3-13） （3-14） （3-15）將有關(guān)的數(shù)據(jù)代入，得故 列表計(jì)算如下表3-2：表3-2 液泛計(jì)算結(jié)果0.0040.0060.0080.0102.6563.5692.482.385由上表數(shù)據(jù)即可做出液泛線5。5.2.6篩板的負(fù)荷

35、性能圖根據(jù)以上各線方程，可做出篩板塔的負(fù)荷性能圖，如圖3-3所示。圖3-3 篩板的負(fù)荷性能圖1 漏液線 2、液沫夾帶線 3 液相負(fù)荷下限線 4 液相負(fù)荷上限線 5 液泛線在負(fù)荷性能圖上，做出操作點(diǎn)A，連接OA，即作出操作線。由圖可看出，該篩板的操作上限為液泛控制，下限為漏液控制。由圖查得，故操作彈性為 所設(shè)計(jì)篩板的主要結(jié)果匯總于表3-3。表3-3 篩板計(jì)算主要結(jié)果匯總 序號(hào) 項(xiàng)目 數(shù)值 序號(hào) 項(xiàng)目 數(shù)值 1 塔徑D/m 1.5 13 安定區(qū)域?qū)挾萕S/m 0.09 2 板間距HT/m 0.45 14 邊緣區(qū)域?qū)挾萕c/m 0.06 3 溢流型式 單溢流 15 鼓泡區(qū)域面積Aa/m2 1.29 4 降液管型式 弓形 16 開孔率 10% 5 堰長(zhǎng)Lw/m 1.12 17 空塔氣速u/(m/s) 0.979 6 堰高h(yuǎn)w/m 0.0466 18 篩孔氣速uo/(m/s) 15.51 7 板液上層高度hL/m 0.06 19 穩(wěn)定系數(shù)K 2.64 8