处理量为4万吨年的粗苯精制工艺毕业设计.docx

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1、设计说明本设计是针对处理量为 4 万吨/年的粗苯精制工艺，承受的是溶剂萃取低温加氢工艺，萃取剂是 N-甲酰吗啉。在本设计中精馏工段主要有四个塔，即预精馏塔， 萃取精馏塔，纯苯塔和二甲苯塔，在本设计的设计计算中主要是对纯苯塔做了具体计算，分别对其进展了物料衡算，热量衡算，纯苯塔的设计计算，以及塔附件的计算。并对其进展了流体力学性能的验算，以及塔板负荷性能图的绘制。其中计算出纯苯塔主要参数为：塔径 1.4m，塔高 19m，实际塔板数 32 块，板间距 0.4m。其中精馏段塔板数为 11 块，提馏段塔板数为 21 块等等，经过精制后使甲苯含量小于 0.3%，苯含量大于 99.7%，二甲苯含量小于 4

2、.0%。最终又绘制了工艺流程图， 物料衡算图，以及纯苯塔的主体设备图。其中纯苯塔塔顶温度为80，塔釜温度为 120。本设计的产品有纯苯、甲苯、二甲苯、非芳烃、重苯，其中最主要的产品是纯苯、甲苯和二甲苯。【关键词】粗苯，加氢，精制，苯II河南城建学院本科毕业设计Design descriptionsDesign descriptionsThis design is for productivity for 40000 tons/year of coarse benzene refiningprocess, USES is the solvent extraction low temperatur

3、e hydrogenation process,extracting agent is N-formex Lin. In this design distillation section there are four maintower, namely the column, extraction column, pure benzene tower and xylene tower, inthe design of the design and calculation is mainly to the pure benzene tower madedetailed calculation,

4、respectively, on the material balance calculations, heat balancecalculations, pure benzene tower design calculation, and the calculation of toweraccessories. And its fluid mechanics properties of the link, and tower plate loadperformance drawing. Calculate the pure benzene tower of main parameters f

5、or: tower1.4 m diameter, high tower 19 m, actual tower number 32 block board, board spacing0.4 m. Rectifying section of tower number plate for of 11, ask for fractions for 21block tower board, etc, the finished to less than 0.3% after the toluene content, benzenecontent than the 99.7%, dimethyl benz

6、ene content is less than 4.0%. Finally andmapped the process flow diagram, material calculation chart, and pure benzene towermain equipment of the figure. Among them pure benzene tower temperature 80 tower, column reactor temperature of 120 .The design of the products have pure benzene, toluene, xyl

7、ene, the aromatics,heavy benzene, one of the main product is pure benzene, toluene and xylene.Key words ：coarse，benzene，hydrotreating，benzene河南城建学院本科毕业设计目 录目 录ii设计说明IDesign descriptionsII主要符号说明iii引 言11. 生产方法和工艺流程确实定41.1 工艺技术的比较与选择41.1.1 主要生产工艺技术简介41.1.2 工艺技术的比较51.1.3 本设计承受的方法61.2 精馏塔类型的选择61.3 工艺催化加氢

8、及萃取剂的选择72. 工艺流程选择及流程表达92.1 技术路线92.2 工艺流程图92.3 流程表达93. 设计计算及设备选型113.1 系统物料衡算113.1.1 操作条件113.1.2 原料处理量113.1.3 两苯塔进出料113.1.4 预精馏塔进出料113.2 纯苯塔的设计计算123.2.1 纯苯塔作用123.2.2 操作条件123.2.3 物料衡算123.2.4 塔径的计算213.2.5 塔板主要工艺尺寸的计算233.2.6 塔板的流体力学验算263.2.7 塔板负荷性能图303.2.8 纯苯塔热量衡算353.2.9 常压塔的主要尺寸确定363.3 关心设备设计和选型393.3.1

9、再沸器393.3.2 冷凝器393.3.3 储罐的选择404. 设备一览表及公用工程414.1 设备一览表414.2 公用工程规格415. 存在的问题及建议425.1 萃取溶剂的选择425.2 三废治理和综合利用425.2.1 废气的处理技术425.2.2 废水425.2.3 固体废弃物435.3 粗苯中的氯含量435.4 总结44设计结论45参考文献48附 录49致 谢50河南城建学院本科毕业设计主要符号说明主要符号说明符号名称单位M苯的摩尔质量kg / kmolAM甲苯的摩尔质量kg / kmolBF原料处理量kmol / hD塔顶液体流量kmol / hW塔底液体量量kmol / hxF

10、原料中苯的摩尔分数xD塔顶产品中苯的摩尔分数xW塔底产品中甲苯的摩尔分数t塔顶温度Dt进料板温度FtW塔底温度平均相对挥发度R最小回流比minR操作回流比N最少理论板层数minN理论板层数主要符号一览表：iv苯的黏度A甲苯的黏度A平均黏度Pa.sPa.s Pa.sE板效率TM气相平均摩尔质量vmM液相平均摩尔质量LmKg/kmol Kg/kmol气相平均密度Kg/m3vmLm液相平均密度Kg/m3a质量分率外表张力mN / mL气相负荷kmol / hV液相负荷kmol / hVs气相体积流率m3 / sLs液相体积流率m3 / sH板间距mTD塔径mA塔截面积m 2Tl堰长mwh溢流堰高度m

11、wWd弓形降液管宽度mA弓形降液管截面积fm2液体在降液管中的停留时间sh降液管底隙高度m0hw凹形受液盘深度mWs安定区宽度mWc无效区宽度mA开孔区面积am2h干板阻力mch液体外表张力阻力meV液沫夹带Kg 液/Kg 气u漏液点气速m / s0,minK稳定系数Q热流量KJ / hH塔高m引 言1. 设计指导思想和原则本设计本着充分运用国家资源，产出高纯度有价值产品的原则，力求符合国家的经济政策和技术政策，到达工艺上牢靠，经济上合理；要尽可能吸取最科技成果，力求技术先进，经济效益更大，不造成环境污染；符合国家工业安全与卫生要求，到达国家生产技术标准并到达环保要求。既要考虑到技术牢靠，经济

12、合理，又要最大限度地保护环境不受污染，且利于国民经济的全面进展。2. 设计的意义资源、环境和人口是当前困扰人类社会进展的三大突出问题，这三大问题与能源都有亲热关系。能源本身就是资源，而且是重要的资源；能源大量和非干净的消费造成了环境的破坏；人口的增长势必增加对能源的需求。我国是一个煤炭储量丰富而石油和自然气相对贫乏的国家。迄今为止，我国能源始终是以煤为主的多元化构造。估量在今后相当长的一段时间内，这一格局也不会转变。利用我国丰富的煤炭资源，实施“以煤造油”和“以煤代油”是优化终端能源，实现石油供给多元化和保证能源安全的重大决策，符合我国国情和可持续进展的需要。而粗苯是煤造油中主要的附属产品。因

13、此粗苯的精制具有重要的意义。本设计的产品有纯苯、甲苯、二甲苯、非芳烃、重苯，其中最主要的产品是纯苯、甲苯和二甲苯。现将各种主要产品的重要作用介绍如下：1) 纯苯纯苯是重要的化工原料，广泛用作合成树脂、合成纤维、合成橡胶、染料、医药、农药的原料，也是重要的有机溶剂。我国纯苯的消费领域主要在化学工业， 以苯为原料的化工产品主要有苯乙烯、苯酚、己内酰胺、尼龙66 盐、氯化苯、硝基苯、烷基苯和顺酐等。在炼油行业中用作提高汽油辛烷值的掺和剂。2) 甲苯甲苯是一种无色有芳香味的液体，广泛应用于农药、树脂等与群众息息相关的行业中，国际上其主要用途是提高汽油辛烷值或用于生产苯以及二甲苯，而在我国其主要用途是化

14、工合成和溶剂，其下游主要产品是硝基甲苯、苯甲酸、氯化苄、间甲酚、甲苯二异氰酸酯等，还可生产很多农药和医药中间体。另外，甲苯具有优异的有机物溶解性能，是一种有广泛用途的有机溶剂。3) 二甲苯二甲苯的主要衍生物为对二甲苯，邻二甲苯等。混合二甲苯主要用作油漆涂10料的溶剂和航空汽油添加剂，此外还用于燃料、农药等生产。对二甲苯主要生产PTA 以及聚酯等。邻二甲苯主要用于生产苯酐等。3.国内外进展状况生产芳香烃-苯、甲苯、二甲苯的主要原料是石油催化重整的重整油、石油裂化的高温裂解汽油和焦化粗苯。这 3 种原料占总原料量的比例依次为：70%、27%、3%。以石油为原料生产芳香烃的工艺都承受加氢工艺，以焦化

15、粗苯为原料生产芳香烃的工艺有酸洗精制法和加氢精制法。酸洗法仍在进展中国家被大量承受，其工艺落后、产品质量低、无法与石油苯竞争，而且收率低、污染严峻，产生的废液很难处理。早在上世纪60 年月兴旺国家已经淘汰了酸洗精制法，用加氢精制取代，产品可到达石油苯的质量标准。国内有很多企业已建成投产或正在建设粗苯加氢装置。20 世纪 80 年月上海宝钢从国外引进了第一套 Litol 法高温加氢工艺，90 年月石家庄焦化厂从德国引进了第一套 K.K 法低温加氢工艺，1998 年宝钢引进了其次套 K.K 法加氢工艺， 还有很多企业正在筹建加氢装置。随着对产品质量和环保的要求越来越高，粗苯加氢工艺的应用是大势所趋

16、。目前我国宝钢、石家庄焦化厂共有 4 套粗苯加氢装置，产能约 21 万吨/年。目前有实力的焦化企业或化工企业都在争取建设大型精苯装置。石家庄循环经济化工示范基地建设实施方案中规划的石家庄焦化集团粗苯精制工程将承受具有国际先进水平的以 N-甲酰吗啉为溶剂的粗苯加氢工艺技术，总投资 1.7 亿元，年生产粗苯精制 10 万吨。山西省“十一五”期间，粗苯加工利用工程打算投资就达 78 亿元，并且制止建并逐步淘汰现有酸洗法苯精制装置和工艺，鼓舞进展先进的粗苯加氢精制工艺。日前，山西太化股份公司与上海宝钢化工、山西太兴煤焦集团合资建设的全国最大的 30 万吨/年焦化粗苯加氢精制工程一期工程 8 万吨/年焦

17、化粗苯加氢精制工程已成功试车。太化承受的低温法反响温度在 320以下，温度压力低，与酸洗法相比三苯收率增加8%-10，产品硫含量小于 110-6，资源利用率高，产品质量好，到达石油级纯苯产品标准。业内专家认为，粗苯加氢精制技术代表了粗苯加工精制的进展方向，这一技术在我国的推广使用，不仅可使贵重的苯资源得到充分利用，还可有效改善粗苯精制的面貌，提高清洁生产的水平。4. 设计依据焦化粗苯精制是煤化工的根底技术之一，粗苯通过进一步加工精制后，可以获得如纯苯、甲苯、二甲苯和重苯等多种产品。由于近年来油价大幅上涨，与以石油为原料生产的石油苯相比，焦化苯有着很大的利润空间，因此粗苯精制产业引起了业界的广泛

18、关注。依据设计任务，粗苯的年生产力量为 40,000 吨/年折算为 100%Q。全年生产时间为 7200 小时，剩余时间为大修、中修时间，则每小时的生产力量为： 400007200=5560kg/h工艺设计原料粗苯要求甲苯含量：小于 0.3%苯含量：大于 99.7%二甲苯：小于 4.0%纯苯塔塔顶温度 80 纯苯塔塔釜温度 1201. 生产方法和工艺流程确实定1.1 工艺技术的比较与选择1.1.1 主要生产工艺技术简介目前已工业化的粗苯加氢工艺有莱托(Litol)法、萃取蒸馏低温加氢(K.K)法和溶剂萃取低温加氢法，第一种为高温加氢，后两种为低温加氢。(1) Litol 法加氢精制高温催化加氢

19、的典型工艺是 Litol 工艺，在温度为 600-650，压力 6.0MPa 条件下进展催化加氢反响。主要进展加氢脱除不饱和烃，加氢裂解把高分子烷烃和环烷烃转化为低分子烷烃，以气态分别出去；加氢脱烷基，把苯的同系物最终转化为苯和低分子烷烃。故高温加氢的产品只有苯，没有甲苯和二甲苯，另外还要进展脱硫、脱氮、脱氧的反响，脱除原料有机物中的 S、N、O，转化成 H2S、NH3、H2O 的形式除去，对加氢油的处理可承受一般精馏方法，最终得到苯产品。Litol 法发生的主要反响：1 脱硫反响莱托法催化加氢，可使噻吩脱至 0.30.2ppm，此法不需要预先脱除原料中的硫分。2 脱烷基反响莱托加氢催化剂有加

20、氢脱烷基性能，可将烷基苯转化成苯。3 饱和烃加氢裂解烷烃与环烷烃几乎全部裂解成低分子烷烃。4 环烷烃脱氢5 不饱和烃加氢6 脱氧和脱氮该法的工艺过程大致为：粗苯预蒸馏、获得轻苯预加氢主加氢稳定塔白土塔精馏。可见，加氢用原料实质上是轻苯，这里的预蒸馏相当于国内的两苯塔。国内回收苯族烃广为承受生产两苯轻苯与重苯的工艺，因此，Litol 加氢技术应用于我国，应以轻苯直接作为加氢原料比较合理。Litol 加氢工艺的特点是能够将苯环上的烷基脱除，故只能获得一种产品：纯苯，但产率高达 114%。预蒸馏承受减压操作，旨在降低温度，以避开不饱和化合物在蒸馏过程中发生聚合。预加氢承受 Co-Mo 系催化剂，但必

21、需先硫化，以适当降低催化剂的活性、并提高不饱和化合物加成反响的选择性。该工序的作用是先将易发生聚合的物质除去，有利于后续主加氢的操作。主加氢承受 Cr O Al O系催化剂，反响温度为 610630、操作压力23235.88MPa。能将轻苯中的不饱和化合物与含硫化合物几乎全部加氢脱除，获得的加氢油只需要承受一般的精馏方法就能分别，稳定塔实质是一个精馏塔，且承受加压操作，旨在提高苯的沸点、以削减苯的损失；同时使具有不同沸点的饱和烃与苯分别。白土塔是起吸附作用的装置，能将尚未反响的微量不饱和烃除去，为后续精馏工序获得优质苯制造条件。为了循环利用氢气，粗苯加氢后的尾气必需经过一系列处理，包括脱硫ME

22、A 法、甲苯洗净、改质变换与变压吸附等工序，最终获得99.9%的氢气返回系统供加氢之用。2萃取蒸馏低温加氢(K.K)法和溶剂萃取低温加氢法低温催化加氢的典型工艺是萃取蒸馏加氢(K.K 法)和溶剂萃取加氢。在温度为 300-370，压力 2.5-3.0MPa 条件下进展催化加氢反响。主要进展加氢脱除不饱和烃，使之转化为饱和烃；另外还要进展脱硫、脱氮、脱氧反响，与高温加氢类似，转化成H2S、NH3、H2O 的形式。但由于加氢温度低，故一般不发生加氢裂解和脱烷基的深度加氢反响。因此低温加氢的产品有苯、甲苯、二甲苯。对于加氢油的处理，萃取蒸馏低温加氢工艺承受萃取精馏方法，把非芳烃与 芳烃分别开。而溶剂

23、萃取低温加氢工艺是承受溶剂液液萃取方法，把非芳烃与芳 烃分别开，芳烃之间的分别可用一般精馏方法实现，最终得到苯、甲苯、二甲苯。萃取蒸馏低温加氢法是石家庄焦化厂于 20 世纪 90 年月由国外引进的第一套粗苯低温加氢工艺，并在国内得到推广应用。萃取蒸馏低温加氢法可生产苯、甲苯、二甲苯，3 种苯对原料中纯组分的收率及总精制率设计值见下表：苯/%98.5甲苯/%98.0二甲苯/%117总粗制率/%99.8萃取蒸馏低温加氢苯、甲苯、二甲苯收率及总精制率二甲苯收率超过 100%是由于在预反响器中，苯乙烯被加氢转化成乙苯，而二甲苯中含有乙苯，总精制率达 99.8%，比莱托法的要高。1.1.2 工艺技术的比

24、较Litol 法粗苯加氢工艺的加氢反响温度、压力较高，又存在氢腐蚀，对设备的制造材质、工艺、构造要求较高，设备制造难度较大，只能生产 1 种苯，制氢工艺较简单，承受转化法，以循环气为原料制氢，总精制率较低。与 Litol 法相比，萃取蒸馏低温加氢方法和溶剂萃取低温加氢方法的优点是以粗苯或焦油蒸馏的脱酚轻油为原料，氢耗较低，加氢反响温度、压力较低，设备制造难度小，很多设备可国内制造，能耗也较少，能够生产 3 种苯一纯苯、甲苯、二甲苯，生产操作简洁。制氢工艺承受变压吸附法，以甲醇为原料制氢，制氢工艺简洁，产品质量好。1.1.3 本设计承受的方法在本设计加氢工艺中，低温加氢工艺的加氢温度、压力较低，

25、产品质量好， 低温加氢工艺包括萃取蒸馏低温加氢工艺和溶剂萃取低温加氢工艺，这两种工艺在国内外是比较成熟的工艺，已被广泛用于石油重整油、高温裂解汽油、焦化粗苯为原料的加氢生产中，因此本粗苯精制承受低温加氢精制工艺。纯苯精度可达99.9%以上，甲苯也在 99%以上，产品纯度均优于其他方法。K-K 法粗苯加氢属于中温、中压、不脱烷基的加氢技术，其操作温度为 340 370、压力为 2.83.0MPa。明显，该技术对加氢设备的材质要求相应较低。萃取蒸馏低温加氢方法和溶剂萃取低温加氢方法两种低温加氢方法相比较， 前者工艺简洁，可对粗苯直接加氢，不需先精馏分别成轻苯和重苯，但粗苯在预蒸发器和多级蒸发器中简

26、洁结焦堵塞；后者工艺较简单，粗苯先精馏分成轻苯和重苯，然后对轻苯加氢，但产品质量较高。经过综合比较考虑，本设计承受溶剂萃取低温加氢工艺1.2 精馏塔类型的选择气液传质设备主要分为板式塔和填料塔两大类。精馏操作既可承受板式塔， 也可承受填料塔，板式塔为逐级接触型气液传质设备，其种类繁多，依据塔板上气液接触元件的不同，可分为泡罩塔、浮阀塔、筛板塔、穿流多孔板塔、舌形塔、浮动舌形塔和浮动喷射塔等多种。板式塔在工业上最早使用的是泡罩塔(1813 年)、筛板塔(1832 年)，其后，特别是在本世纪五十年月以后，随着石油、化学工业生产的快速进展，相继消灭了大批型塔板，如S 型板、浮阀塔板、多降液管筛板、舌

27、形塔板、穿流式波浪塔板、浮动喷射塔板及角钢塔板等。目前从国内外实际使用状况看，主要的塔板类型为浮阀塔、筛板塔及泡罩塔，而前两者使用尤为广泛。筛板塔是传质过程常用的塔设备，它的主要优点有：1构造比浮阀塔更简洁，易于加工，造价约为泡罩塔的 60，为浮阀塔的 80 左右。2 处理力量大，比同塔径的泡罩塔可增加 1015。3 塔板效率高，比泡罩塔高 15左右。4 压降较低，板上液面落差小，每板压力比泡罩塔约低 30左右。缺点是：操作弹性小，筛孔简洁堵塞。浮阀塔是在泡罩塔的根底上进展起来的，它主要的改进是取消了升气管和泡罩，在塔板开孔上设有浮动的浮阀，浮阀可依据气体流量上下浮动，自行调整， 使气缝速度稳

28、定在某一数值。这一改进使浮阀塔在操作弹性、塔板效率、压降、生产力量以及设备造价等方面比泡罩塔优越。但在处理粘稠度大的物料方面，又不及泡罩塔牢靠。浮阀塔广泛用于精馏、吸取以及脱吸等传质过程中。塔径从200mm 到 6400mm，使用效果均较好。国外浮阀塔径，大者可达10m，塔高可达80m，板数有的多达数百块。浮阀塔之所以这样广泛地被承受，是由于它具有以下特点：1处理力量大，比同塔径的泡罩塔可增加 2040，而接近于筛板塔。2操作弹性大，一般约为 59，比筛板、泡罩、舌形塔板的操作弹性要大得多。3塔板效率高，比泡罩塔高 15左右。4压强小，在常压塔中每块板的压强降一般为 400660N/m2。5构

29、造简洁，安装简洁，制造费为泡罩塔板的 6080,为筛板塔 120130综上所述，筛板塔造价较低，加工便利、压降小。除弹性较浮阀塔差外，其它性能接近于浮阀塔。随着人们对其生疏的深化，近年来在国外获得广泛应用。在实现自动掌握状况下，也得到广泛应用。分析本设计的数据以及物料物性，本设计承受筛板塔。1.3 工艺催化加氢及萃取剂的选择1. 加氢催化剂的选择加氢系统的核心为选择反响器中的催化剂，无论实行何种低温加氢技术，催化剂一般都承受以 A12O3 为载体的 Ni-Mo、Co-Mo 系列金属催化剂。装填量主要和原料粗苯的全硫含量有关，由工艺计算核定。2. 萃取溶剂的选择目前，国外常用催化加氢法转化苯中微

30、量硫化物和烯烃，再用萃取精馏法除去微量烷烃。在工业上有使用价值的萃取精馏溶剂应当具有以下特性：(1) 选择性好。参加溶剂后，必需使待分别组分的相对挥发度提高，且用量少。(2) 溶解性好。萃取溶剂应是分别组分的良好溶剂，在精馏时不会产生相分裂， 也不与其形成共沸物。(3) 沸点高。以便于用精馏法回收溶剂，循环使用。(4) 热稳定性好，无腐蚀性和毒性，不会与分别组分反响。(5) 价廉易得。目前在萃取工艺中应用最广的溶剂有环丁砜和 N-甲酰吗啉，二者都具有一样的优点，都可以很好地转变非芳烃和芳烃之间的相对挥发度，使芳烃的分别更简洁，苯纯度可以到达 99.9以上，无毒、无腐蚀和化学稳定性好，对设备和环

31、境影响较小。承受环丁砜气液相萃取蒸馏工艺时，参加少量水作为助溶剂，以提高萃取的选择性，参加单乙醇胺调整循环溶剂的 pH 值。相对而言，工艺流程较为烦琐，对自动化掌握、操作维护的要求较高。应选用 N-甲酰吗啉作为萃取剂。2.工艺流程选择及流程表达2.1 技术路线本设计通过低温加氢工艺把粗苯中以噻吩为主的各种杂质除去，其中硫化物转换成硫化氢，氮化物转变成氨气，氧化物转化成水，不饱和烃加氢饱和，从而得到较纯洁的苯 甲苯和二甲苯。其中：原料粗苯经过两苯塔实现轻重组分分别，其中塔釜重质苯做为产品回收，塔顶轻苯在加氢反响器中进展加氢反响后进入脱轻塔脱除硫化氢，氨气等低沸物，然后依次进入预精馏塔格的产品。萃

32、取精馏塔纯苯塔和二甲苯塔，最终得到纯洁合2.2 工艺流程图氢气废气非芳烃高纯苯3原料粗苯161616二甲苯12478910111213151515155甲苯146溶剂油重质苯2.3 流程表达粗苯首先经原料输送泵进入两苯塔，在其中实现轻重苯分别，重质苯作为产品输送至罐区，塔顶轻苯被送至加氢工序，在加氢工序中，轻苯与高纯氢气混合后进入预反响器，预反响器的作用主要是除去二烯烃和苯乙烯，催化剂为Ni-Mo， 预反响器产物经管式炉加热后，进入主反响器，在此发生脱硫、脱氮、脱氧、烯烃饱和等反响，催化剂为 Co-Mo，预反响器和主反响器内物料状态均为气相。从主反响器出来的产物经一系列换热器、冷却器被冷却，在

33、进入分别器之前，被注入软水，软水的作用是溶解产物中沉积的盐类。分别器把主反响器产物最终分别成循环氢气、液态的加氢油和水，循环氢气经预热器，补充局部氢气后，由压缩机送到预蒸发器前与原料粗苯混合。加氢油经预热器预热后进入脱轻塔，脱轻塔由中压蒸汽进展加热，脱轻塔实质就是精馏塔，把溶解于加氢油中的氨、硫化氢以尾气形式除去，含 H2S 的尾气可送入焦炉煤气脱硫脱氰系统，脱轻塔出来的苯、甲苯、二甲苯混合馏分进入预蒸馏塔，在此分别成苯、甲苯馏分(BT 馏分)和二甲苯馏分(XS 馏分)，二甲苯馏分进入二甲苯塔，塔顶采出少量C8 非芳烃和乙苯，侧线采出二甲苯，塔底采出二甲残油即 C9 馏分，由于塔顶采出量很小，

34、所以通常塔顶产品与塔底产品混合后作为二甲残油产品外卖。苯、甲苯馏分与局部补充的甲酰吗啉溶剂混合后进入萃取蒸馏塔，萃取蒸馏 塔的作用是利用萃取蒸馏方式，除去烷烃、环烷烃等非芳烃，塔顶采出非芳烃作 为产品外卖，塔底采出苯、甲苯、N-甲酰吗啉的混合馏分，此混合馏分进入溶剂再生塔。溶剂再生塔在真空下操作，把苯、甲苯馏分与溶剂 N-甲酰吗啉分别开， 溶剂再生塔顶部采出苯、甲苯馏分，苯、甲苯馏分进入纯苯塔精馏分别成苯、甲 苯产品。溶剂再生塔底采出的贫 N-甲酰吗啉溶剂经冷却后循环回到萃取精馏塔上部，一局部贫溶剂被间歇送到溶剂再生器，在真空状态下排出高沸点的聚合产物， 再生后的溶剂又回到萃取蒸馏塔。3. 设

35、计计算及设备选型3.1 系统物料衡算3.1.1 操作条件生产力量：4 万吨/年料液 年工作日：7200 小时原料组成：苯 25%、甲苯 30%、二甲苯 15%、苯乙烯 15%、重质苯 15%质量分率3.1.2 原料处理量依据设计任务，料液的年生产力量为40,000 吨/年折算为100%Q。全年生产时间为 7200 小时，剩余时间为大修、中修时间，则每小时的生产力量为： 40000/7200=5560kg/h3.1.3 两苯塔进出料由工艺流程图可知，进入两苯塔的料液量：W =5560Kg / h两苯塔塔顶出料为轻苯BTXS,其流量为：W =(25%+30%+15%+15%)W =4726Kg /

36、 h1两苯塔塔底出料为重苯，其流量为：W ” =15%W =834Kg / h 13.1.4 预精馏塔进出料从两苯塔出来的 BTXS 经过加氢脱轻系统后直接进入预精馏塔，所以进入预精馏塔的流量为：W =4726Kg / h1预精馏塔顶出料为甲苯馏分BT, 其流量为：W =(25%+30%)W =3058Kg / h2预精馏塔塔底出料为二甲苯馏分XS, 其流量为：W ” =(15%+15%)W =1668Kg / h 23.2 纯苯塔的设计计算精馏工段主要有四个塔，即预精馏塔，萃取精馏塔，纯苯塔，二甲苯塔。本设计只对纯苯塔进展计算。3.2.1 纯苯塔作用分别产品苯甲苯，使产品纯度到达 99.9，

37、同时，产品回收率到达 99.0。在此目标下对该塔进展计算，查找到达该分别要求的最正确操作条件。3.2.2 操作条件具体工艺参数如下：料液组成： 25% 苯，30%甲苯质量分率，下同 产品组成： 馏出液 99.9%苯， 釜液 1%甲苯操作压力： 常压塔顶：100.5 kPa进料：101.3 kPa塔底：133 kPa 进料温度： 泡点进料状况： 泡点加热方式： 间接蒸汽加热操作回流比：R=1.22Rmin3.2.3 物料衡算1. 全塔物料衡算（1） 原料液及塔顶，塔底产品的摩尔分率苯的摩尔质量： MA甲苯摩尔质量： MB=78.11Kg / kmol=92.13Kg / kmol纯苯塔的原料处理

38、量： F ” =(25%+30%)5560=3058Kg / h原料中苯的质量分数： x =25/(25 +30)=0.45f0.45/ 78.11原料中苯的摩尔分数： xF=0.45/ 78.11+(1- 0.45) / 92.13=0.491塔顶产品苯的质量分数： xd塔底产品甲苯质量分数： x=0.999摩尔分数为： xD=0.01摩尔分数为： x=0.999=0.013wW（2） 原料液及塔顶，塔底产品的平均摩尔质量原料液平均摩尔质量：M=0.49178.11+(1- 0.491)92.13 = 85.25Kg/kmolF塔顶产品平均摩尔质量：M=0.99978.11+(1- 0.99

39、9)92.13 =78.12Kg/kmolD塔底产品平均摩尔质量：M=0.01378.11+(1- 0.013)92.13 = 91.95Kg/kmolW（3） 物料衡算原料处理量： F = 3058 =35.87kmol / h85.25总物料衡算： 35.87 =D+W苯物料衡算： 0.49135.87 =0.999 D+0.013W联立解得： D=1 7 . 3k8m o l / h W =1 8 . 4k9m o l / h2. 确定操作温度Antoine 方程：lg P* =6.02232- 1206.350/(t+220.237)Alg P* =6.07826- 1343.943/

40、(t+219.377)B泡点方程：P- P*x =BaP - P*AB依据以上三个方程，运用试差法可求出 P*A, P*B当 x =0.45 时，假设 t=84 ， P*aA当 x =0.999 时，假设 t=80 ， P*aA当 x =0.01 时，假设 t=120， P*aA=114.066kPa , P*B=100.524kPa , P*B=298.735kPa , P*B=44.496kPa=38.826kPa=131.29kPat=84， 即为进料口温度； t=80， 即为塔顶温度； t=120，即为塔釜温度。3. 平均相对挥发度80时，苯的饱和蒸汽压 P*= 1 0 0. 5 2

41、4 k P aA甲苯饱和蒸汽压 P*B= 3 8. 8 2 6 k P a120时, 苯的饱和蒸汽压 P*= 2 9 8. 7 3 5 k P aA甲苯饱和蒸汽压 P*= 1 3 1. 2 9 k P aBA由a = P* 得：P*B80时， a100.524=2.598038.826120时，a120= 298.735 =2.28131.29所以平均相对挥发度：a a801202.59x2.28a =2.434. 塔板数确实定简捷法 (1)最小回流比由于泡点进料，则 x =xqFDR= 1 x- (1- x )D min- 1 xF1- xF=1 0.999 - 2.43(1- 0.999)

42、 2.43- 1 0.4911- 0.491=1.42（2） 全回流下的最少理论板层数 Nmin1x1- xN=ln(D)(W )- 1mln 1- xxDW 10.9991- 0.013=ln()()- 1 ln 2.431- 0.9990.013=11.63（3） 选取操作回流比R=2R=21.42=2.84min（4） 理论塔板数确实定不含再沸器R- R min =R+12.84- 1.422.84+1=0.37N - N查吉利兰图得：min =0.33 ，则N +2N - 11.63=0.33 N +2解得：N=18.34 块图 3.1 吉利兰图（5） 进料板位置84时， 84114.

43、066=44.496=2.56，则精馏段平均相对挥发度为： = 18084=2.56x2.59=2.57 ， 则1x1- xN=ln(D)(F )- 1min,1ln 11- xxDF 10.9991- 0.491=ln()()- 1 ln 2.571- 0.9990.491=6.38即第七层理论板为进料板， N =7F(6) 板效率1 求平均挥发度与平均粘度的乘积塔顶塔底平均温度为：1 (80+120)=1000C2100时， A=0.245x10- 3 Pa.s =0. 2 6 5 x- 31P0a s.B= xAf+(1- x )f=0.24510- 30.491+0.265 10- 3(1-0.491)=0.2510- 3 Pa.s=