年處理量48萬噸重整裝置芳烴精餾的工藝設(shè)計——二甲苯塔

1、48萬噸/年重整裝置芳烴精餾的工藝設(shè)計二甲苯塔局部摘 要本設(shè)計系根據(jù)設(shè)計任務(wù)書中確定的生產(chǎn)任務(wù)進展的，以錦州石化公司重整裝置為設(shè)計原型，以生產(chǎn)芳烴為主要目的，這局部包括反響產(chǎn)物后加氫以使其中的烯烴飽和芳烴溶劑抽提，混合芳烴精餾。設(shè)計時依次進展全系統(tǒng)物料衡算，熱量衡算，工藝條件計算，二甲苯塔的工藝設(shè)計計算，附屬設(shè)備選型計算，繪制帶控制點的工藝流程圖。本設(shè)計充分考慮生產(chǎn)裝置的節(jié)能降耗的必要性，設(shè)備選型方面兼顧工藝控制要求經(jīng)濟合理等方面，在設(shè)計過程中有些參數(shù)直接取自生產(chǎn)實際。由于本人水平有限，對本設(shè)計中存在的缺點和缺乏之處希望各位教師給予指正。關(guān)鍵詞：物料衡算；熱量衡算；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 錄 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. 苯的來源 PAG

6、EREF _Toc348028820 h 1 HYPERLINK l _Toc348028821 1.1.2 苯的物理性質(zhì) PAGEREF _Toc348028821 h 2 HYPERLINK l _Toc348028822 1. 苯的化學性質(zhì) PAGEREF _Toc348028822 h 3 HYPERLINK l _Toc348028823 .4 苯的工業(yè)用途 PAGEREF _Toc348028823 h 3 HYPERLINK l _Toc348028824 1.2 甲苯 PAGEREF _Toc348028824 h 4 甲苯的物理性質(zhì) 1.2.2 甲苯的化學性質(zhì) 1.2.3 甲

7、苯的作用與用途 1.3 精餾塔的介紹 1.4 精餾原理 HYPERLINK l _Toc348028825 2重整裝置的物料衡算 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 原料組成及流量 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 原料組成及流量 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 原料組成及流量 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 3二甲苯塔熱量衡算 PAGEREF _Toc348028838 h 14 HYPERLINK l _Toc348028839 3.1 冷凝器的熱量衡算 PAGEREF _Toc348028839 h 14 HYPERLINK l _Toc348028840 3.2 再沸器的熱量衡算 PAGEREF _Toc348028840 h 15 HYPERLINK l _Toc348028841 3.3 二甲苯塔熱量衡算結(jié)果匯總 PAGEREF _Toc348028841 h 17 HYPERLINK l _Toc348028842 4二甲苯塔工藝條件的計算 PAGEREF _To

11、c348028842 h 18 HYPERLINK l _Toc348028843 4.1 操作壓力確實定 PAGEREF _Toc348028843 h 18 HYPERLINK l _Toc348028844 4.2 回流溫度確實定 PAGEREF _Toc348028844 h 18 HYPERLINK l _Toc348028845 4.3 塔頂溫度的計算 PAGEREF _Toc348028845 h 18 HYPERLINK l _Toc348028846 4.4 塔底溫度的計算 PAGEREF _Toc348028846 h 19 HYPERLINK l _Toc34802884

12、7 4.5 進料溫度的計算 PAGEREF _Toc348028847 h 19 HYPERLINK l _Toc348028848 4.6 二甲苯塔操作條件匯總 PAGEREF _Toc348028848 h 20 HYPERLINK l _Toc348028849 5二甲苯塔塔板數(shù)確實定 PAGEREF _Toc348028849 h 21 HYPERLINK l _Toc348028850 5.1 最小回流比的計算 PAGEREF _Toc348028850 h 21 HYPERLINK l _Toc348028851 5.2 最少理論塔板數(shù)的計算 PAGEREF _Toc3480288

13、51 h 23 HYPERLINK l _Toc348028852 5.3 理論塔板數(shù)和實際回流比確實定 PAGEREF _Toc348028852 h 24 HYPERLINK l _Toc348028853 5.4 實際塔板數(shù)確實定 PAGEREF _Toc348028853 h 25 HYPERLINK l _Toc348028854 5.5 進料位置確實定 PAGEREF _Toc348028854 h 26 HYPERLINK l _Toc348028855 5.6 二甲苯塔塔板數(shù)計算結(jié)果匯總 PAGEREF _Toc348028855 h 27 HYPERLINK l _Toc34

14、8028856 結(jié) 論 PAGEREF _Toc348028856 h 28 HYPERLINK l _Toc348028857 參考文獻 PAGEREF _Toc348028857 h 29 HYPERLINK l _Toc348028858 謝 辭 PAGEREF _Toc348028858 h 301 文獻綜述工業(yè)上大量的苯主要由重整汽油及裂解汽油生產(chǎn)，甲苯歧化、烷基苯脫烷基等過程也是苯重要的工業(yè)來源，由煤焦化副產(chǎn)提供的苯占的比例已經(jīng)很小。不同國家和地區(qū)的苯的供給情況各不一樣：美國主要從重整汽油中獲得；西歐主要來自裂解汽油；中國那么主要由重整汽油及煉焦副產(chǎn)品生產(chǎn)。由重整汽油及裂解汽油別離

15、苯： 在石腦油經(jīng)催化重整所得的重整汽油中，約含苯6質(zhì)量，用液-液萃取法將重整汽油中芳烴分出，再精餾得到苯、甲苯、二甲苯。由烴類裂解得到的裂解汽油中，苯含量最高可達40質(zhì)量,工業(yè)上也用液-液萃取的方法從中抽提芳烴,然后精餾得苯等芳烴組分,但萃取前需先用催化加氫方法除去裂解汽油中的烯烴及含硫化合物等雜質(zhì)。脫烷基制苯:所用烷基苯可以是甲苯、二甲苯或多烷基苯，由芳烴的供需平衡決定。烷基苯脫烷基工藝可分為催化脫烷基法和熱脫烷基法。催化脫烷基法反響溫度500650，壓力3.07.0MPa,用負載于氧化鋁上的鉻、鈷或鉬系催化劑，特點是能耗低，但因催化劑易結(jié)焦，需有較大的氫烷基苯比，俗稱氫油比。此外，還要求原

16、料中非芳烴含量不能太高。熱脫烷基法允許原料中非芳烴含量較高,反響溫度比催化脫烷基法高約100200，壓力為3.010.0MPa，特點是操作比擬簡單,但能耗大、反響器材料要求高。甲苯歧化:甲苯與苯比擬，用途較少。甲苯經(jīng)歧化反響除制得苯外，同時獲得用途較大的二甲苯，因此這也是解決各種芳烴的需求不平衡的重要方法。從煉焦副產(chǎn)別離苯:煤焦化過程中，除生成焦炭外，得到焦爐煤氣及液體產(chǎn)物。焦爐煤氣經(jīng)油吸收別離，得到芳烴混合物,再用硫酸處理或催化加氫,脫除混合物中烯烴及含硫化合物,得到粗苯。粗苯中含苯(5070)、甲苯、二甲苯等，可用精餾法別離出苯。物理性質(zhì)，在常溫下是一種無色、味甜、有芳香氣味的透明液體，易

17、揮發(fā)。苯比水密度低，密度為0.88g/ml，但其分子質(zhì)量比水輕。苯難溶于水，1升水中最多溶解1.7g苯；但苯是一種良好的有機溶劑，溶解有機分子和一些非極性的無機分子的能力很強,除甘油,乙二醇等多元醇外能與大多數(shù)有機溶劑混溶.除碘和硫稍溶解外,無機物在苯中不溶解.苯對金屬無腐蝕性。苯參加的化學反響大致有3種：一種是其他基團和苯環(huán)上的氫原子之間發(fā)生的取代反響；一種是發(fā)生在苯環(huán)上的加成反響；一種是普遍的燃燒氧化反響。工業(yè)用途早在1920年代，苯就已是工業(yè)上一種常用的溶劑，主要用于金屬脫脂。由于苯有毒，人體能直接接觸溶劑的生產(chǎn)過程現(xiàn)已不用苯作溶劑。苯有減輕爆震的作用而能作為汽油添加劑在1950年代四乙

18、基鉛開場使用以前，所有的抗爆劑都是苯。然而現(xiàn)在隨著含鉛汽油的淡出，苯又被重新起用。由于苯對人體有不利影響，對地下水質(zhì)也有污染，歐美國家限定汽油中苯的含量不得超過1%。苯的最主要的用途是制取乙苯，其次是制取環(huán)己烷和苯酚。苯經(jīng)取代反響、加成反響、氧化反響等生成的一系列化合物可以作為制取塑料、橡膠、纖維、染料、去污劑、殺蟲劑等的原料。大約10%的苯用于制造苯系中間體的根本原料。此外,苯有良好的溶解性能,可作為化工生產(chǎn)中的溶劑。催化重整油中含芳烴5060(體積)，其中甲苯含量可達4045。催化重整油采用二甘醇、環(huán)丁砜、甲基吡咯烷酮等溶劑進展萃取以回收芳烴(見芳烴抽提)，最后經(jīng)精餾得到高純度甲苯。裂解汽

19、油中芳烴含量為70質(zhì)量左右,其中1520是甲苯。裂解汽油經(jīng)兩段加氫脫除二烯烴、單烯烴和微量硫，再經(jīng)萃取、精餾，可得到純度99.5以上的甲苯。物理性質(zhì)，水=1，空氣=1?；瘜W性質(zhì)化學性質(zhì)活潑，與苯相像。3可進展氧化、磺化、硝化和歧化反響，以及側(cè)鏈氯化反響。甲苯能被氧化成苯甲酸。的作用與用途甲苯大量用作溶劑和高辛烷值汽油添加劑，也是有機化工的重要原料，但與同時從煤和石油得到的苯和二甲苯相比，目前的產(chǎn)量相對過剩，因此相當數(shù)量的甲苯用于脫烷基制苯或岐化制二甲苯。甲苯進展側(cè)鏈氯化得到的一氯芐；二氯芐和三氯芐，包括它們的衍生物苯甲醇；苯甲醛和苯甲酰氯一般也從苯甲酸光氣化得到，在醫(yī)藥；農(nóng)藥；染料，特別是香料

20、合成中應(yīng)用廣泛。甲苯的環(huán)氯化產(chǎn)物是農(nóng)藥；醫(yī)藥；染料的中間體。甲苯氧化得到苯甲酸，是重要的食品防腐劑主要使用其鈉鹽，也用作有機合成的中間體。甲苯及苯衍生物經(jīng)磺化制得的中間體，包括對甲苯磺酸及其鈉鹽；CLT酸；甲苯磺酰氯等，用于洗滌劑添加劑，化肥防結(jié)塊添加劑；醫(yī)藥；染料的生產(chǎn)。甲苯硝化制得大量的中間體?？裳苌玫胶芏嘧罱K產(chǎn)品，其中在聚氨酯制品；染料和有機顏料；橡膠助劑；醫(yī)藥；炸藥等方面最為重要。1.3精餾塔的介紹蒸餾是利用液體混合物中各組分揮發(fā)度的不同并借助于屢次局部汽化和局部冷凝到達輕重組分別離的方法。蒸餾操作在化工、石油化工、輕工等工業(yè)生產(chǎn)中中占有重要的地位。為此，掌握氣液相平衡關(guān)系，熟悉各種

21、塔型的操作特性，對選擇、設(shè)計和分析別離過程中的各種參數(shù)是非常重要的。蒸餾過程按操作方式可分為間歇蒸餾和連續(xù)蒸餾。間歇蒸餾是一種不穩(wěn)態(tài)操作，主要應(yīng)用于批量生產(chǎn)或某些有特殊要求的場合；連續(xù)蒸餾為穩(wěn)態(tài)的連續(xù)過程，是化工生產(chǎn)常用的方法。蒸餾過程按蒸餾方式可分為簡單蒸餾、平衡蒸餾、精餾和特殊精餾等。簡單蒸餾是一種單級蒸餾操作，常以間歇方式進展。平衡蒸餾又稱閃蒸，也是一種單級蒸餾操作，常以連續(xù)方式進展。簡單蒸餾和平衡蒸餾一般用于較易別離的體系或別離要求不高的體系。對于較難別離的體系可采用精餾，用普通精餾不能別離體系那么可采用特殊精餾。特殊精餾是在物系中參加第三組分，改變被別離組分的活度系數(shù)，增大組分間的相

22、對揮發(fā)度，到達有效別離的目的。特殊精餾有萃取精餾、恒沸精餾和鹽溶精餾等。精餾過程按操作壓強可分為常壓精餾、加壓精餾和減壓精餾。1.4精餾原理精餾的根本原理是利用溶液中各組分的揮發(fā)性的不同。將溶液加熱至沸，有一局部溶液汽化，由于各個組分的揮發(fā)性不同，液相和氣相的組成不一樣：揮發(fā)性高的組分，即沸點較低的組分在氣相中的濃度比在液相中的濃度要大；揮發(fā)性較低的組分，即沸點較高的組分在液相中濃度比在氣相中濃度要大。同樣的道理，物料蒸氣被冷卻后有一局部蒸汽被冷凝，冷凝液中的重組分濃度比氣相中重組分濃度高。多組分溶液經(jīng)過一次局部汽化和局部冷凝過程，使溶液別離，這種方法，叫做“簡單蒸餾。如果將蒸餾所得的冷凝液再

23、一次進展局部汽化，氣相中的輕組分濃度就會更高。如果使溶液屢次局部汽化一局部冷凝，最終可以在氣相中得到較純的輕組分，在液相中得到較純的重組分。多組分溶液經(jīng)過上述步驟而使溶液別離，這種方法，叫做“精餾。精餾按原理中所含組分數(shù)目可分為雙組分和多組分精餾。工業(yè)生產(chǎn)中，以多組分精餾較為普遍。但多組分和兩組分精餾的根本原理、計算方法均無本質(zhì)的區(qū)別。按操作方式可分為間歇和連續(xù)精餾。按操作壓強可分為常壓、加壓和減壓精餾。精餾在精餾裝置中進展，它由精餾塔、冷凝器和再沸器等構(gòu)成，由于再沸器供熱，塔底存液局部汽化，蒸汽沿塔逐板上升，使全塔處于沸騰狀態(tài)。蒸汽在塔頂冷凝器中冷凝得到餾出液，局部作為回流液回入塔中，逐漸下

24、流，使塔中各板上保持一定液層。假設(shè)料液中僅含有二個組分，于中部適當位置處參加精餾塔，其液相局部也逐板下流進入再沸器，汽相局部上升流經(jīng)各板至塔頂冷凝器。精餾塔中料液參加板稱為加料板，加料板以上局部稱為精餾段，加料板以下局部稱為提留段。2重整裝置的物料衡算2.1 苯塔物料衡算2 原料組成及流量年處理量48萬噸，年工作時間8000小時，那么原料質(zhì)量流量為kg/h32500計算例如：以苯為例，進展原料組成及流量的換算：苯的質(zhì)量流量： kg/h 4225苯的摩爾分數(shù)：摩爾分數(shù)與質(zhì)量分數(shù)換算關(guān)系如下式。式中 xW1、xW2、xWn各組分在料液中的質(zhì)量分數(shù)；M1、M2、Mn各組分的摩爾質(zhì)量。那么：17%平均

25、摩爾質(zhì)量M：平均摩爾質(zhì)量用下式計算。M = M1x1+M2x2+Mnxn式中 x1、x2、xn各組分在料液中的摩爾分數(shù)；M1、M2、Mn各組分的摩爾質(zhì)量。那么：M=780.161 + 92+ 1060.3323+ 1200.084=kg / kmol原料的摩爾流量：( kmol/h )其中苯的摩爾流量：( kmol/h )原料各組分組成及流量見下表表2-1 苯塔進料中各組份的量及組成組成kg/hWt%kmol/hmol%摩爾質(zhì)量(kg/kmol)C6422513.7178C71354140.342.2 92C812094333.3106C9264010.18.412032500 =SUM(AB

26、OVE) 1003 =SUM(ABOVE) 10096.8 清晰分割物料衡算選苯為輕關(guān)鍵組分，甲苯作為重關(guān)鍵組分，根據(jù)產(chǎn)品質(zhì)量指標，C7在塔頂產(chǎn)品中的含量%，C6在塔底產(chǎn)品中的含量1%mol%，進展清晰分割物料衡算，物料衡算圖見圖3。圖2-1 苯塔物料衡算圖計算塔頂餾出液量D和塔底釜液量W列于下表2-2 計算塔頂餾出液量D和塔底釜液量W。組分進料F(kmol/h)塔頂餾出液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求出塔頂及塔底的產(chǎn)品量及組成如下表2-3

27、求出塔頂及塔底的產(chǎn)品量及組成。組分塔頂餾出液塔底釜液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平均摩爾質(zhì)量kg / kmol78 苯塔物料平衡苯塔物料平衡數(shù)據(jù)見表。表2-4 苯塔物料平衡組分進料塔頂餾出液塔底釜液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 原料組成及流量甲苯塔以苯塔底物料為原料，進展原料組成及流量的換算：原料的摩爾流量為F=319.1kmol/h原料各組分組成及流量見下表。表2-5 甲苯塔進料中各組份的量及組成組成kg/hWt%kmol/hmol%摩爾質(zhì)量(kg/kmol)C6495.25178C7292C8218892106C96252120100100100 清

29、晰分割物料衡算選甲苯C7為輕關(guān)鍵組分，二甲苯C8為重關(guān)鍵組分，根據(jù)產(chǎn)品質(zhì)量指標，C8在塔頂產(chǎn)品中的含量%，C7在塔底產(chǎn)品中的含量1%mol%，進展清晰分割物料衡算，物料衡算圖見圖4。圖2-2 甲苯塔物料衡算圖計算塔頂餾出液量D和塔底釜液量W列于下表2-6 計算塔頂餾出液量D和塔底釜液量W。組分進料F(kmol/h)塔頂餾出液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求出塔頂及塔底的產(chǎn)品量及組成如下表2-7 求出塔頂及塔底的產(chǎn)品量及組成。

30、組分塔頂餾出液塔底釜液kg/hWt%kmol/hmol%kg/hWt%kmol/hmol%C6485.250000C797.7425922.591C81.3322C90000625224384100100100100平均摩爾質(zhì)量kg / kmol91.97108.4 甲苯塔物料平衡甲苯塔物料平衡數(shù)據(jù)見下表。表2-8 甲苯塔物料平衡組分進料塔頂餾出液塔底釜液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 原料組成及流量二甲苯塔以甲苯塔底物料為原料，進展原料組成及流量的換算：原料的摩爾流量為 ( kmol/h )原料各組分組成及流量見下表。表2-9 二甲苯塔進料中各組份的量及組成組成kg/hWt%kmol/hmol%摩爾質(zhì)量(kg/kmol)C7192C822106C962521201001003182.3.2 清晰分割物料衡算選混二甲苯C8為輕關(guān)鍵組分，重芳烴C9為重關(guān)鍵組分，根據(jù)產(chǎn)品質(zhì)量指標，C9在塔頂產(chǎn)品中的含量0.5%，C8在塔底產(chǎn)品中的含量1%mol%，進展清晰分割物料衡算，物料衡算圖見圖5。圖2-3 二甲苯物料衡算圖計算塔頂餾出液量D和塔底釜液量W

32、列于下表2-10 計算塔頂餾出液量D和塔底釜液量W。組分進料F(kmol/h)塔頂餾出液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求出塔頂及塔底的產(chǎn)品量及組成如下表2-11 求出塔頂及塔底的產(chǎn)品量及組成。組分塔頂餾出液塔底釜液kg/hWt%kmol/hmol%kg/hWt%kmol/hmol%C7230000C8204.651C96127299100100100100平均摩爾質(zhì)量kg / kmol 二甲苯塔物料平衡二甲苯塔物料平衡數(shù)據(jù)見表。表2-12

33、二甲苯塔物料平衡組分進料塔頂餾出液塔底釜液kg/hWt%kmol/hmol%kg/hWt%kmol/hmol%kg/hWt%kmol/hmol%C7120000C8299.898.280.881C9625211.040.5612722991001001001001001003二甲苯塔熱量衡算3.1 冷凝器的熱量衡算對塔頂冷凝器作熱量衡算，如圖6。圖3-1 冷凝器作熱量衡算圖得到熱量衡算式為：QCQVQRQD =VHVDHLD=R+1DHVDHLD式中 QC冷凝器的熱負荷，kJ/h；QV塔頂蒸氣的熱量，kJ/h；QR回流液的熱量，kJ/h；QD餾出液的熱量，QD=D ，kJ/h；HVD塔頂蒸汽的

34、焓，kJ/kg；HLD塔頂餾出液的焓，kJ/kg；HLi液相純組分i的焓，kJ/kg；HVi汽相純組分i的焓，kJ/kg；xDi 組分i在塔頂餾出液中的質(zhì)量分數(shù)；yDi 組分i在塔頂汽相中的質(zhì)量分數(shù)；V塔頂蒸汽的流量，V=R+1D ，kg/h；D塔頂餾出液的流量，kg/h；R回流比。1物料的組成及焓塔頂蒸氣與餾出液組成一樣，數(shù)值見表6，其中塔頂蒸氣為飽和蒸汽，回流液及餾出液為飽和液體。根據(jù)物料的溫度、查得焓值，具體計算結(jié)果見下表。設(shè)焓的零點為0下同。表3-1 查得焓值，具體計算結(jié)果組 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冷凝器的熱負荷QC R+1DHVDHLD=R+1D= (1.7+1) (507.223) = 2.44107 kJ/h3冷卻介質(zhì)消耗量WC采用工業(yè)循環(huán)水作為冷劑，并取水的進口溫度為25，出口溫度為35。查定性溫度t =時，水的比熱容Cp=4.174kJ/(kg. )3.2 再沸器的熱量衡算對塔底再沸器作熱量衡算，如圖7。圖3-2 再沸器作熱量衡算圖得到熱量衡算式為：式中 QB再沸器的熱負荷，kJ/h；塔底蒸氣的熱量，kJ/h；塔底釜液的熱量， QW =W HLW ，kJ/h；提餾段底層塔板液體的熱量，kJ/h；

36、向環(huán)境散失的熱量取再沸器帶入熱量的10，kJ/h；HVW塔底蒸汽的焓，kJ/kg；HLW塔底釜液的焓，kJ/kg；HLm提餾段底層塔板液體的焓，取HLm = HLW ，kJ/kg；塔底蒸汽的流量，對于泡點進料， kg/h。1物料的組成及焓取塔底蒸汽與釜液的組成一樣，其數(shù)值見表6，其中塔底蒸氣為飽和蒸汽，釜液為飽和液體。根據(jù)物料的溫度、壓力見表3-2查得焓值，具體計算結(jié)果見下表3-2 焓值，具體計算結(jié)果。組 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、的熱負荷QB =R+1D= (1.7+1) 49.944) =106 kJ/h3加熱介質(zhì)消耗量Wh采用飽和水蒸氣為熱劑，給二甲苯塔釜液加熱，設(shè)傳熱過程中兩種流體均僅發(fā)生相變，為恒溫傳熱過程。由表8可知，塔底溫度為，因此選用1.2MPa的飽和水蒸氣，查得其T=，汽化熱r =kJ/kg。3.3 二甲苯塔熱量衡算結(jié)果匯總二甲苯塔熱量衡算結(jié)果見表。表3-3 二甲苯塔熱量衡算表工程數(shù)值再沸器的熱負荷QB106 kJ/h加熱蒸汽消耗量Wh kg/h冷凝器的熱負荷QC2.44107 kJ/h冷卻水消耗量WC 105 kg/h4二甲苯塔工藝條件的計算4.1 操作壓力確實定設(shè)塔頂?shù)交亓鞴薜膲毫Σ顬镸Pa，那么塔

38、頂壓力P頂 MPa；塔頂?shù)剿獕毫禐?.05MPa，那么塔釜壓力P底MPa；進料口壓力取塔頂壓力和塔釜壓力的平均值，故設(shè)進料壓力P進MPa。4.2 回流溫度確實定4.3 塔頂溫度的計算塔頂為飽和汽相，故應(yīng)采用露點方程計算塔頂溫度。式中 yi 任意組分i在氣相中的摩爾分數(shù)；xi 任意組分i在液相中的摩爾分數(shù)；ki 相平衡常數(shù)。假設(shè)1說明所設(shè)溫度偏低，ki值太小，假設(shè)1說明溫度偏高，ki值太大，經(jīng)反復假設(shè)溫度，并求出相應(yīng)的直到滿足為止，此時的溫度即露點。在塔頂壓力下，假設(shè)塔頂露點溫度，按理想物系處理，計算得汽相各組分的平衡常數(shù)，計算過程及結(jié)果列表如下。表4-1 計算得汽相各組分的平衡常數(shù)，計算過

39、程及結(jié)果組分yi = y1i =xDiP=MPa，設(shè)T=P=MPa，設(shè)T=kikiC7C8C91當塔頂溫度為時，滿足歸一條件，平衡液相組成之和1，故塔頂溫度為。4.4 塔底溫度的計算塔底為飽和液相，故應(yīng)采用泡點方程計算塔底溫度。在塔底壓力下，假設(shè)塔底泡點溫度，計算得液相各組分的平衡常數(shù)，計算過程及結(jié)果列表如下。表4-2 計算得液相各組分的平衡常數(shù)，計算過程及結(jié)果組分xi=xWi P=MPa，設(shè)T=204P=MPa，設(shè)T=kiki xikiki xiC8C91注：第二列數(shù)據(jù)見表6。當塔底溫度為時，滿足歸一條件，平衡汽相組成之和1，故塔底溫度為。4.5 進料溫度的計算二甲苯塔采用飽和液相進料，故應(yīng)

40、采用泡點方程計算進料溫度。在進料壓力下，假設(shè)泡點溫度，由p-T-k圖查得料液各組分的平衡常數(shù)，并進展相關(guān)計算如下表4-3 由p-T-k圖查得料液各組分的平衡常數(shù)，并進展相關(guān)計算。組分xi=xFi P=MPa，設(shè)T=152P=MPa，設(shè)T=164kiki xikiki xiC7C8078951C91534當進料溫度為164時，滿足歸一條件，平衡汽相組成之和1，故進料溫度為164。 二甲苯塔操作條件匯總二甲苯塔操作條件見表。表4-4 甲苯塔操作條件工程塔頂進料塔釜壓力MPa溫度1645二甲苯塔塔板數(shù)確實定5.1 最小回流比的計算采用恩德伍德underwood法計算最小回流比。 A B式中 xFi組

41、分i在進料中的摩爾分數(shù)；組分i對基準組分j的相對揮發(fā)度，取塔頂、塔釜條件下的平均值；q原料的液化分率飽和液相進料q=1；方程A的根，且；xDi組分在塔頂產(chǎn)品中的摩爾分數(shù)；Rmin最小回流比。1確定相對揮發(fā)度由p-T-k圖查得液相各組分的平衡常數(shù)，選取C9組分為基準組分j，計算相對揮發(fā)度，詳見下表5-1 由p-T-k圖查得液相各組分的平衡常數(shù)，選取C9組分為基準組分j，計算相對揮發(fā)度。組成塔頂，T =，PMPa塔底，T =，PMPakikiC7C8C91112值計算根據(jù)，可知1.00。通過試差法計算值。設(shè)=，計算結(jié)果詳見下表5-2 計算值。組成xFi %xFiC71C87895196981648

42、4C9200510200510086932222309934。因為，所以而計算結(jié)果，誤差較大，需要重新計算。再設(shè)=1.125，計算結(jié)果詳見下表5-3 設(shè)=1.125，計算結(jié)果。組成xFi %xFiC71C8C91100計算結(jié)果 0.03843 ，誤差較大，需要重新計算。再設(shè)=，計算結(jié)果詳見下表5-4 設(shè)=，計算結(jié)果。組成xFi %xFiC71C8C91100當=時， 0，故取=1.122。3最小回流比計算將=1.122帶入到方程中，計算Rmin。Rmin計算過程詳見下表5-5 Rmin計算過程。組成xDi %xDiC7C8C91100所以 Rmin15.2 最少理論塔板數(shù)的計算最少理論板數(shù)采用

43、芬斯克方程計算。式中 輕關(guān)鍵組分l、重關(guān)鍵組分h之間的相對揮發(fā)度，取塔頂、塔底的平均值；xl、xh輕關(guān)鍵組分l、重關(guān)鍵組分h的摩爾分數(shù)；下標D、W塔頂、塔底。根據(jù)前面相對揮發(fā)度的計算可知，=根據(jù)表2的數(shù)據(jù)，把相關(guān)條件帶入芬斯克方程可得：5.3 理論塔板數(shù)和實際回流比確實定應(yīng)用吉利蘭關(guān)聯(lián)圖，根據(jù)實際回流比R，采用簡捷法計算理論板數(shù)。計算例如：取R=，那么查吉利蘭關(guān)聯(lián)圖得那么整理得N=不同實際回流比下的理論板數(shù)計算結(jié)果如下表5-6 不同實際回流比下的理論板數(shù)計算結(jié)果。RN由計算結(jié)果可以看出當R=之間塔板數(shù)變化最慢，所以確定回流比為，那么理論板數(shù)為16.15 ，取N= 17塊。5.4 實際塔板數(shù)確實

44、定1確定塔板效率全塔效率由下式計算。式中 塔頂與塔底平均溫度下組分i的液相黏度，mPas。根據(jù)表7計算定性溫度查得173各組分粘度得：表5-7 查得173各組分粘度組分xFi %(mPas)xFi (mPas)C71C8C9100=0.170.616lg=選用浮閥塔板，板效率修正系數(shù)取1.1，那么板效率為0.6291.10.6922實際塔板數(shù)確實定實際塔板數(shù)由下式計算。式中 N理論塔板數(shù)；NP實際塔板數(shù)；塔板效率。把相關(guān)條件帶入方程可得根據(jù)現(xiàn)場實際，取二甲苯塔的塔板數(shù)為30塊。5.5 進料位置確實定在泡點進料的情況下，進料位置可以下兩個根據(jù)公式計算。及 式中 n精餾段塔板數(shù)；m提餾段塔板數(shù)；W塔底釜液的流量，kmol/h；D塔頂餾出液的流量，kmo