产160万吨焦炭焦化厂粗苯回收工艺.doc

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1、。毕业设计题 目 年产160万吨焦炭焦化厂粗苯回收工艺学 生 。指导教师 。年 级 。专 业 。系 部 。2011年5月郑重声明本人的毕业论文（设计）是在指导教师。的指导下独立撰写完成的。如有剽窃、抄袭、造假等违反学术道德、学术规范和侵权的行为，本人愿意承担由此产生的各种后果，直至法律责任，并愿意通过网络接受公众的监督。特此郑重声明。 毕业设计作者： 年 月 日摘 要 苯族烃是宝贵的化工原料，随着原油价格的不断增长，粗苯的价格也在不断增长，而焦炭价格稳中有降，因此各焦化企业对焦炉煤气中苯的回收更加重视，粗苯的销售已成为一些企业的主要经济利润来源。焦化厂的粗苯回收工艺主要包括洗苯和脱苯。洗苯塔是

2、填料吸收塔，脱苯塔是板式精馏塔。板式塔为筛板塔，主要参数为，塔高20米，塔径2米，筛孔数目12371，开孔率10.1%。辅助设备主要包括：冷凝器、预热器,其中冷凝器采用全凝器。塔附件主要有：接管、群座、人孔。其中进料管采用直管进料管；回流管采用直流回流；裙座采用圆角形，由于裙座内径约800mm,取裙座厚度16mm，考虑到使用再沸器,裙座高度取2m。根据所得数据，绘制筛板式板式塔的CAD图，溢流装置画出放大剖面图，塔顶塔底和人孔部位局部放大。关键词 160万吨 粗苯回收 板式塔 设备参数 CAD图外文页The Technology Process of Crude Benzene Recover

3、y in 1.6 million tons coke plant every yearSong Jieran directed by Wang AibingAbstract Aromatic hydrocarbon is an important kind of chemical raw materials. The priece of oil and crude benzene is growing,but the price of coal is discreasing. So coking enterprise to pays more attention to the recovery

4、 of benzene, crude benzene sales has become the main economic profits in some enterprises. Cokes crude benzene recovery process mainly include benzene washing and removing The washing benzene tower is an absorption tower,and removing benzene tower is a plate column. While the plate column is a sieve

5、-plate column.The main parameters for sieve-plate column is that the height of the tower is 20 metres , the width of the tower is 2 meters, the number of sieve hole is 12371,the opening rate of sieve-plate column is 10.1%. Subsidiary equipment mian includes: condenser,and preheater, while the conden

6、ser adopts whole coagulation device.The accessories of sieve-plate column mainly includes: take over, crowd subside, manholes.While the channel of anticipate is a straight conduit ,.the backward flow conduit is direct current backward flow ; the crowd subside is round shape, because of crowd subside

7、 diameter,is 800mm,taking the thickness of crowd subside is 16mm, consider using the again boiling installation the height of crowd subside is 2 metres .According to the data ,draw the CAD of sieve-plate column, drow the enlarge sectional picture of overflow installation, and paint the part enlarge

8、sectional chart of. manholesKeywords 160 tons，crude benzene recovery ，plate tower ，equipment parameter ，CAD 目 录摘 要I1总论11.1粗苯回收概述11.2粗苯的性质11.3 设计任务、条件和要求12综述22.1粗苯工艺流程简述22.2影响粗苯回收的因素22.3前景展望33粗苯生产工艺流程33.1粗苯工艺的基本原理33.2工艺流程53.3 主要设备的工艺计算和选型84计算说明书94.1计算条件94.2精馏塔的物料衡算104.3塔板数的确定114.4精馏塔的工艺条件及有关物性数据的的计算1

9、44.5精馏塔的塔体工艺尺寸计算164.6塔板主要工艺尺寸的计算174.7筛板的流体力学验算194.8塔负荷性能图214.9筛板塔的计算结果255结论276塔体结构及附属设备的设计276.1冷凝器选择:276.2接管286.3裙座286.4人孔287设计方案和厂区布置297.1粗苯工艺的厂区布置图297.2操作岗位的确定及岗位定员317.3防火防爆和采暖通风327.4供气和给排水328三废的处理及环境的保护338.1环境保护概述338.2煤化工生产中的主要污染物338.3煤化工污水的处理348.4煤化工烟尘和废气的处理358.5焦化废渣的处理方法359设计体会和收获35参考文献36致 谢371

10、总论1.1粗苯回收概述煤在炼焦的过程中，除有75左右转变为焦炭外，还有25 左右生成各种化学产品和煤气。1每炼1t焦炭，约可以产生430m。左右的煤气，荒煤气经过冷却和各种回收系统处理后可以提取煤焦油、氨、萘、硫化氢、氰化氢及粗苯等化学品并得到净焦炉煤气。以年产焦炭160万t的企业来说，每年可回收粗苯约16000t，2 苯族烃是宝贵的化工原料，焦炉煤气中一般含苯族烃在 2540 gNm之间。粗苯是各焦化企业回收的主要对象，随着原油价格的不断增长，粗苯的价格也在不断增长，而焦炭价格稳中有降，因此各焦化企业对焦炉煤气中苯的回收更加重视，粗苯的销售已成为一些企业的主要经济利润来源。3-5可见，粗苯的

11、有效回收在企业增加利润的意义上显得尤为重大。1.2粗苯的性质粗苯是多种芳烃族和和其它多种碳氢化合物组成的复杂混合物，粗苯的主要成分是苯、二甲苯、甲苯及三甲苯等。此外，还含有一些不饱和化合物，硫化物及少量的酚类和吡啶碱类。在用洗油回收煤气中的苯族烃时，则尚有少量轻质馏分掺杂在其中。粗苯是谈黄色的透明液体，比水轻，不溶于水。在贮存时，由于轻质不饱和化合物的氧化和聚合所形成的树脂状物质能溶于粗苯使其着色并很快地变暗。在常温下，粗苯的比重是0.820.92kg/L。粗苯是易燃易爆物质，闪点12.粗苯蒸气在空中的浓度达到1.47.5%（体积）范围内时，及形成爆炸性的混合物。粗苯的组成取决于炼焦配煤的组成

12、及炼焦产物在碳化室内热解程度，粗苯各组分的平均含量见表1-11.3 设计任务、条件和要求（1）设计任务本设计是160万t/a焦化厂粗苯回收工段的工艺设计。（2）设计要求本工段用焦油洗油吸收粗苯，富油经脱苯塔蒸馏，得到粗苯，粗苯产品的质量指标。表1-1粗苯各组分的平均含量组 分分 子 式含 量%备 注苯C6H65575甲苯C6H5CH31122二甲苯C6H5(CH)22.56同分异构体及乙基苯三甲苯和乙基甲苯C6H5(CH)3 12同分异构体总和不饱和化合物，其中：C2H5C6H4CH3712环戊二烯C5H60.61.0苯乙烯C6H5CHCH20.51.0苯并呋喃C8H6O1.02.0包括同系物

13、茚C9H81.52.5硫化物，其中：0.31.8按硫计二硫化碳CS20.31.4噻吩C4H4S0.21.6饱合物0.61.52综述2.1粗苯工艺流程简述现阶段焦化厂粗苯回收主要包括洗苯和脱苯两个部分。煤气进入洗苯塔底部，与塔顶喷淋的循环洗油逆流接触，吸收了煤气中的粗笨的洗油被称为富油。富油经泵送冷凝冷却器和贫富油换热器换热后送去管式加热炉，加热到180后送脱苯塔，塔底来自管式炉的400过热蒸汽将粗苯蒸汽从塔顶带出，洗油变成贫油，进入塔底，贫油经换热器后进入循环槽中循环使用。粗苯蒸汽从塔顶溢出后经冷凝冷却进入分离器，分离出水分后经过计量槽自动流入贮存槽，部分粗苯用回流泵送回塔顶，成品粗苯可经泵外

14、送。2.2影响粗苯回收的因素在现阶段生产中，影响粗苯回收率的因素有：（1）配合煤挥发份的影响 粗笨的产率取决于配合煤的挥发份和煤的变质程度，并随着配合煤中挥发份含量的增加而增加，配合煤挥发份增大，粗苯的产率也增大。同时，粗苯产率还随着配煤中碳氢比的增加相应提高；（2）焦炉加热条件的影响；炼焦操作中，温度的控制是关键，尤其是炉墙温度和炉顶空间温度。（3）循环洗油的质量；在粗苯回收要求洗油具有较好的吸收能力，在加热是又能使粗苯很好的分离出来，同时还应具有足够的化学稳定性，即使长时间使用吸收能力也不降低，而且不能与水发生乳化作用，并易与水分离，能够再生以保证粗苯回收能正常进行。（4）洗油吸收温度的影

15、响；吸收温度是洗苯塔内煤气和洗油接触的平均温度，它取决于煤气和洗油的温度。一般情况下温度低有利于苯的吸收，但是温度过低洗油的粘度增加，影响洗油的循环量。当吸收温度在10以下时，会从洗油中析出沉淀物；当吸收温度大于30时，塔后含苯量增加，降低粗苯的回收。因此，温度为25度为宜。（5）贫油中粗苯含量的影响；入塔中粗苯含量越高。则塔后煤气中苯的含量越大，损失也越大。（6）富油温度的影响（7）脱苯塔塔顶温度的影响（8）贫油二段后温度的影响62.3前景展望综上所述，现在国内各焦化厂所使用的粗苯的回收工艺比较成熟 技术可靠效益可观，是充分体现资源综合利用的重要手段之一 ，也是完善，完整焦化不可分割的一部分

16、。近年来，工艺设备技术领域正向着高效 节能化方向发展，特别是当前粗苯销售价格持续走高的形势下，合理选择粗苯回收工艺，选用合理的化工设备和管道，可有效地提高回收效率 降低能耗，是资源得以合理利用，有效地保证粗苯回收装置安全 稳定 清洁高效运行，给企业带来可观的经济效益和社会效益。3粗苯生产工艺流程3.1粗苯工艺的基本原理3.1.1洗油吸收苯族烃的基本原理用洗油吸收煤气中的粗苯烃是物理吸收过程，服从亨利定律和道尔顿定律，当煤气中苯族烃的分压大于洗油液面上苯族烃的平衡蒸气压时，煤气中的苯族烃即被洗油吸收，二者差值越大，则洗收过程进行的越容易，吸收速率也越快。目前，吸收过程的机理仍建立在被吸收组分经稳

17、定的界面薄膜扩散传递的概念上，即液相与气相之间有相界面，假定在相界面的两侧，分别存着不呈湍流的薄膜，在气相侧的称为气膜，在液相侧的成为液膜，扩散过程的阻力及等于气膜和液膜的阻力之和。吸收系数大小取决于所采用的吸收剂的性质，设备的构造及吸收段过程进行的条件（温度、煤气流速、喷淋量及压力等）。显然，这些因素对吸收速率也具有同样的影响。3.1.2影响苯族烃吸收的因素煤气中的苯族烃在洗苯塔内被吸收的程度称为吸收率，吸收率的大小取决于以下因素：（1）吸收温度吸收温度是指洗苯塔内气液两相接触面积的平均温度，它取决于煤气和洗油的温度，也受大气温度的影响。吸收温度是通过吸收系数和吸收推动力的变化而影响吸收率的

18、，提高的吸收温度，可使吸收系数略有增加，但不显著，而吸收推动力却显著减小。对于洗油吸收煤气中的苯族烃来说，洗油分子量及煤气总压的波动很小，可视为常数，而粗苯的蒸气压是随温度的变化而变化，温度升高，粗苯的蒸气压力也升高，当煤气中的苯族烃的含量一定时，温度愈低，洗油中与其呈平衡的粗苯含量愈高；而当提高温度时，洗油中与其呈平衡的粗苯含量则有较大的降低。当入塔贫油含量一定时，洗油液面上苯族烃的蒸气压随吸收温度升高而增大，吸收推动力则随之减小，致使洗苯后煤气中的苯族烃含量（塔后损失）增高,粗苯的回收率降低。7因此，吸收温度不宜过高，但也并非越低越好，在低于15时洗油的粘度将显著增加，使洗油输送及其在塔内

19、均匀分布和自由流动均发生困难，当洗油温度低于10时，还可能从油中析出固体沉淀物。因此适宜的吸收温度约25，实际操作波动于2030之间。另外，操作中洗油温度应略高于煤气温度，以防止煤气中毒水气冷凝进入洗油中，一般规定，洗油温度在夏季比煤气温度高2左右，冬季搞4左右。为了保证吸收温度，煤气进洗苯塔前，应在终冷期内冷却至2028，循环油冷却至小于30.（2）洗油的吸收能力及循环量当其他条件一定时，洗油的分子量变小，将使洗油中粗苯含量变大，即吸收得愈好，同类油剂的吸收能力与其分子量成反比。吸收剂与溶质的分子量愈接近，则吸收得愈完全。在回收等量粗苯的情况下，如洗油的吸收能力强,使富油含苯量高,则循环洗油

20、量也可以相应地减少。但洗油的分子量不宜过小，否则洗油中吸收过程中挥发损失较大，并且脱苯蒸馏时不易与粗苯分离。为了满足从煤气中回收和制取粗苯的要求，洗油应具有如下性能：常温下对苯族烃有良好的吸收能力，在加热时又能使粗苯很好的分离出来。有足够的化学稳定性，即在长期使用中其吸收能力基本稳定。在吸收操作温度下，不应析出固体沉淀物。易与水分离，且不生成乳化物。有较好的流动性，易于用泵抽送并能在填料上均匀分布。增加循环油量可降低洗油中粗苯的含量，增加气液间的吸收推动力，从而可以提高粗苯的回收率,但循环洗油量不宜过大，以免过多增大电、蒸气的耗量和冷却水用量。在塔后煤气含苯量一定的情况下，随着吸收温度的升高，

21、则需要的循环洗油量随之增加。（3）贫油含苯量贫油含苯量是决定塔后煤气含苯族烃量的主要因素之一，当其它条件一定时，入塔贫油中的含苯量越高，则塔后损失愈大，按现行规定，塔后煤气中粗苯含量不大于2g/Nm3。如进一步降低贫油中的粗苯含量，虽然有助于降低塔后损失，但将增加脱苯蒸馏时代蒸气耗量，使粗苯产品的180前馏出率减少，并且是洗油含量增加。近年来，国外一些焦化厂，塔后煤气含粗苯量控制在4g/Nm3左右，甚至更好，这一指标对大型焦化厂的粗苯回收是经济合理的。另外，从一般粗苯粗苯和回炉煤气中分离出来的苯族烃的性质可以看出，由回炉煤气中得到的苯族烃，硫含量比粗苯高3.5倍，不饱和化合物的含量高1.1倍，

22、由于这些物质很容易聚合，故会增加粗苯的回收和精致难度，因此，塔后煤气含苯量控制高一些也合理。（4）吸收表面积的影响为使洗油充分吸收煤气中的苯族烃，必须使气液两相之间有足够的接触面积（即吸收面积）。填料塔的吸收面积即为塔内填料表面积，填料表面积愈大，则煤气与洗油接触时间愈长，回收过程进行的愈完全。适当的吸收面积即能保证一定的粗苯回收率，又使设备费和操作费经济合理。8（5）煤气压力与流速当增大煤气压力时，扩散系数将随之减少，因而使吸收系数有所降低。但随着压力的增加，煤气中的苯族烃分压将成比例地增加，使吸收推动力显著增加，因而，吸收速率也将增加。煤气速度的增大也可提高吸收系数，并且可以提高气液相接触

23、的湍动接触程度和提高洗苯塔的生产能力，所以，加大煤气速度可以强化吸收过程，但煤气速度太大时，容易使洗苯塔阻力和雾沫夹带量急剧增加。3.1.3脱苯原理脱苯原理实际上是精馏原理，由挥发度不同的组分的混合液中精馏塔内多次地进行部分气化和部分冷凝，使其分离几乎纯态的组分的过程，在精馏过程中，当加热互不相容的液体混合物时，如果塔内的总压力等于个混合组分的饱和蒸气分压之和时，液体开始沸腾，但从富油中蒸出粗苯，达到过苯蒸出粗苯，达到脱苯原理时，必将富油加热到250300，这实际上是不可行的。3.1.4 影响脱苯的因素脱苯塔内的脱出率的影响因素主要有在塔底油温下各组分的蒸气压；塔内操作压力；加料板以下的塔盘；

24、3.2工艺流程3.2.1粗苯工艺流程详述经过脱硫后的煤气进入终冷器，温度由45度左右降低到24度左右，进入洗苯塔。在洗苯塔上端喷淋洗油，煤气由下端进入和洗油逆向接触，洗油吸收煤气中的苯族烃类形成富油，富油首先与脱苯塔塔顶出来的粗苯蒸汽进行一次换热，温度升高到60度左右，接着与脱苯塔塔底的贫油进行第二次换热，这次换热也被称作油油换热。换热后升温到110度左右，然后由管式加热炉继续进行加热，温度到达180度进入脱苯塔，在塔内利用精馏将不同沸点的粗苯收集。从脱苯塔顶部出来的油汽进入油汽换热器及冷凝冷却器，所得粗苯流入油水分离器。分离出水后的粗苯进入回流槽，经粗苯回流泵送至脱苯塔顶部作为回流用，其余的

25、流入粗苯中间槽，用粗苯产品泵送往油库工段装车外送。在脱苯塔上部设有断塔板，将塔板积存的油和水引出，流入到脱苯塔油水分离器，将水分离后，油进入下层塔板。脱苯塔底部采出的170热贫油，经一段贫油换热器换热后进入脱苯塔下部的热贫油槽。用热贫油泵送至二段贫富油换热器、贫油一段冷却器、贫油二段冷却器，冷却至30后，送到终冷洗苯工段洗苯塔循环使用。10为保持稳定的洗油质量，同管式炉加热后的富油管线引出1.5%的富油进入再生器，用管式炉来的被加热到400的过热蒸汽直接蒸吹再生，再生器顶部出来的汽体进入脱苯塔下部，再生器底部排出的残渣定期排放至残渣槽，用泵送到油库工段的焦油贮槽。11粗苯油水分离器、脱苯塔油水

26、分离器分离出来的水进入控制分离器，进一步将油水分离。分离出来的油流入油放空槽，用液下泵送到富油槽，分离出来的水流入水放空槽，用液下泵送到冷凝鼓风工段。粗苯质量的好坏以蒸馏时180前蒸馏出量的百分数来确定，粗苯的沸点范围是75200，若180前溜出量越多，粗苯质量越好；若在180后的溜出物则为溶剂油。3.2.2洗苯工艺目前洗苯工艺的回收方法主要有洗油吸收法；吸附法；凝结法。焦油洗油是高温煤焦油中230 -300的馏分，容易得到，所以设计中应用焦油洗油。3.2.3洗苯工艺流程（1）用焦油洗油回收粗苯,生产流程见图3-1。煤气经最终冷却到2527后，进入洗苯塔。塔前的煤气含粗苯3240克/标m3，塔

27、后的煤气中含粗苯低于2克/标m3。1- 填料洗苯塔 2-富油泵 3-贫油中间槽 4-贫油冷却器图3-1 洗苯工艺流程图从脱苯工序来的贫油，含苯0.20.4%，进入贫油槽，用贫油泵进入洗苯塔顶部，从塔顶喷淋而下，含苯量增至2.5%左右。用富油泵将富油从塔底抽出，送往脱苯工序。脱苯后的贫油送回贫油槽循环使用。3.2.4脱苯工艺由洗苯工序过来的含苯富油需进行脱苯。12脱苯工艺主要有蒸气加热法和管式炉加热法。管式炉加热法，即富油经贫富油换热器后用管式炉加热至180200后，在进入脱苯塔，如图3-2管式炉加热的富油具有以下优点：富油在管式炉内加热至180左右，脱苯程度高，贫油中粗苯含量可降至0.1%左右

28、，从而使粗苯的塔后损失减小，粗苯的回收率可高达9597%蒸气耗量低，每生产一吨180前的粗苯耗蒸气约11.05吨且不受蒸气压力波动的影响，操作稳定。酚水含量少，蒸气法脱苯，每吨180前粗苯要产生34吨工业酚水，而管式炉法只产生1.05吨以下的酚水。设备费用低，蒸气耗量显著降低，大大缩小了冷凝冷却和蒸馏设备的尺寸，从而使设备费用大为降低。因此，本设计选用管式炉加热法。1-脱水塔 2-管式炉3-再生器4-脱苯塔5-脱苯塔油水分离器 6-油气换热器7-冷凝冷却器8-富油泵9-贫富有换热器 10-贫油泵11-贫油冷却器12-粗苯分离器 13-回流槽 14-控制分离器15会流泵16-粗苯槽17-萘油槽1

29、8-残油槽19-粗苯产品回收泵20 萘油泵21残油泵图3-2管式炉加热富油脱苯从脱苯塔底排出的贫油温度比富油的预热温度约低35（130140）热贫油流入贫富有换热器，与富油换热并被冷却至110120后，在回到脱苯塔底的热贫油槽中，在此用用热贫油泵送到喷淋式贫油冷却器，冷却至2530后，在送往洗苯塔循环喷洒。由于洗油在循环使用的过程中质量会变坏，为保持循环洗油的质量，将循环油量的11.5%有富油入塔前的管路或脱苯塔加料板以下的一块塔板处引入洗油再生器，洗油被1012kgf/cm2的间接蒸气加热至160180，并用过热直接蒸气直接蒸吹，从再生器顶部蒸吹出来的温度，留在再生器底部的高沸点聚合物及油渣

30、称为残渣。可以靠设备内地蒸气压力间歇地或连续地排至残渣油槽。从再生器排出的残渣油，300前的馏出量要求低于40%，若馏出量过高会大大增加洗油耗量。3.3 主要设备的工艺计算和选型3.3.1粗苯工艺应用主要的设备终冷器为横管式冷却器。洗苯塔为填料塔，填料一般选用比表面积大的球型和孔板波纹填料。脱苯塔为板式塔，主要有泡罩和浮阀两种。管式加热炉贫油再生器冷凝冷却器3.3.2设备选型（1）终端冷却器采用逆流接触的工艺论证焦炉煤气流经鼓风机时被压缩而获得热量，终冷器的作用就是转煤气获得的热量转移掉。冷凝器中煤气走管道，冷却水走管间。逆流接触使冷却水和高温煤气充分接触，使煤气温度最大化降低。13在煤气进入

31、洗苯塔后继续与洗油逆向接触，此时如果温度过高，会使洗油汽化，影响洗油的吸收效率。（2）粗苯蒸汽使用分凝器的工艺论证 在粗苯工艺中，粗苯蒸汽的冷却分了两步，第一次与富油进行换热，使富油升温到60度左右，粗苯蒸汽降温，接着使用冷却水对粗苯蒸汽进行第二次降温。因为经过第一步冷却后粗苯的温度过高，所以必须使用分凝器，对苯进行两部冷却。见图3-3。（3）贫油冷却器的选型论证我国焦化厂应用的贫油冷却器主要有：空气水喷淋式冷却器、浮头式冷却器和螺旋板冷却器三种，国内应用较多的是浮头管壳式贫油冷却器，今年来，螺旋板换热器在我国焦化厂得到的广泛采用，除可作为贫油冷却器使用外，还可以作为贫富有换热器、蒸氨废水换热

32、器等。本设计采用螺旋板换热器作为贫油冷却器。（4）洗油的技术要求为了满足生产需要洗油应具有以下性能，（1）常温下对苯族烃有良好的吸收能力，加热时又能使苯族烃能很好的分离出来；（2）具有化学稳定性，即长期使用中其吸收能力基本稳定；（3）在吸收操作温度下不析出固体沉积物；（4）易与水分离，且不生成乳化物；（5）有较好的流动性，易于用泵送并能在填料上均匀分布。 冷却水富油粗苯蒸汽富油 图3-3 冷却器工作原理流程图 4计算说明书4.1计算条件采用年产1t焦炭为基准计算，基础数据如表4-1表4-1原始数据产品精煤焦炭煤焦油净煤气粗苯苯t4/317/15016/751/751/125粗苯和洗油物系属于易

33、分离物系，分离条件如下：1、用连续精馏2、全凝器冷凝塔内上升蒸汽3、操作回流比取最小回流比的1.5倍4、原料的处理量F=0.0609h5、原料液组成为0.025苯的质量分率，下同6、塔顶馏出液的组成为0.9957、塔底釜液的组成为0.0058、泡点进料 q=19、脱苯塔塔顶温度 18.2110、单板压降 0.7kPa4.2精馏塔的物料衡算4.2.1原料液及塔顶、塔底产品的摩尔分率苯的摩尔质量 MA=78.11kmol洗油甲苯的摩尔质量MB=92.13kmolxF=xD=xW=4.2.2原料液及塔顶塔底产品的平均摩尔质量MF =0.02978.1110.02992.1391.27kmolMD=0

34、.99678.1110.99692.1378.59kmolMW=0.00678.1110.00692.1392.05kmol4.2.3物料衡算原料液处理量 F= kmolh根据公式F=D+W FxF=DxD+WxW代入数据F=6.64104 kmolh，xF=0.029，xD=0.996，xW=0.006联立得：D=1.54105 kmolhW=6.49104 kmolh4.3塔板数的确定4.3.1理论塔板数经查阅文献，得粗苯和洗油的安托万常数A 、B 、C，见表4-2表4-2安托万常数ABC粗苯6.022321206.350220.237洗油6.078261343.943219.377利用安

35、托万方程p0 =A,求得粗苯和洗油的PA0 、PB0 见表4-3 表4-3不同温度下粗苯洗油的PA0 、PB0t80.184889296100104108110.6pA0kPa101.3114.1128.4144.1161.3180.0200.3222.4237.7pB0kPa39.044.550.857.865.674.283.694.0101.3利用泡点方程x= 、 露点方程 y= 和表3-3中的数据求得粗苯和洗油的x、y。见表4-4表4-4总压101.3kPa下粗苯和洗油的t-x(y)关系t/80.184889296100104108110.6x10.8160.6510.5040.373

36、0.2560.1520.0570y10.9190.8250.7170.5940.4550.3000.1250根据表4-4绘制粗苯、洗油体系的相图：图4-1图4-1粗苯洗油相图最小回流比的求算相对挥发度pA0/ pB0 利用表3-3求得：表4-5粗苯洗油物系在某些温度下的值：t/80.184889296100104108110.62.602.562.532.492.462.432.402.372.35x10.8160.6510.5040.3730.2560.1520.0570计算得平均值得，2.43， 已知xF=0.029,yF=0.068Rmin= =23.79取操作回流比R=1.5 Rmin

37、 =1.523.79=35.7求精馏塔的气液相负荷L=RD=35.71.5410-4=5.5010-4V=(R+1)D=36.71.5410-4 =5.6510-4L=L+F=5.5010-4+6.64104=1.2110-3V=V=5.6510-4操作线方程精馏段操作线方程为y=D =0.973xn+0.027提馏段操作线方程为y=W=2.142x,n 0.007相平衡方程：y=用逐板计算法计算理论塔板数：见表4-6理论塔板数N精12 N提5表4-6粗苯洗油的气液相组成x 1x 2x 3x 4x 5x 6x 7x 8x 90.9900.9760.9460.8800.7560.5700.364

38、0.2020.106y1y2y3y4y5y6y7y8y90.9960.9900.9770.9470.8830.7630.5820.3810.224x10x 11x 12x 13x 14x 15x 16x 170.0530.0360.0260.0210.0160.0110.0070.003y10y11y12y13y14y15y16y170.1300.0830.0620.0490.0380.0270.0170.0084.3.2实际塔板数的求算总塔效率的求取80.1粗苯的0.300，洗油的0.315AVxii 0.0250.3000.9750.350.354相对挥发度2.43AV2.430.3540

39、.86查阅文献19得，塔板效率E0.52实际塔板数的计算精馏段实际塔板数N精120.5224提馏段实际塔板数N提50.52104.4精馏塔的工艺条件及有关物性数据的的计算4.4.1操作压力计算塔顶操作压力pD=101.3+18.21=119.51kPa每层塔板的压降P=0.7kPa进料板压力 PF=119.5+0.724=136.31kPa精馏段平均压力 Pm=(119.5+136.31) 2=127.914 kPa4.4.2操作温度计算依据操作压力，由泡点方程通过试差法计算出泡点温度，其中苯、甲苯的饱和蒸汽压由安托尼方程计算，计算过程略。计算结果如下：塔顶温度 tD=80.1进料板温度 tF

40、=109.3精馏段平均温度 tm=(80.1+109.3) 2=94.74.4.3平均摩尔质量计算由xD=y1=0.996, x1=0.990MVDM=0.99678.11(10.996)92.3=78.17kmolMLDM=0.99078.11(10.990)92.3=78.25kmol进料板平均摩尔质量计算由逐板计算法，相平衡方程得xF=0.029, yF=0.068MVFM0.060278.11(10.0602)92.1391.26kmolMLFM0.02678.1110.02692.1391.77kmol精馏段平均摩尔质量MVM78.1791.26284.72kmolMLM78.259

41、1.77285.01kmol4.4.4平均密度的计算、气相平均密度的计算由理想气体状态方程计算，即vm=m3、液相平均密度的计算液相平均密度依下式计算，即1tmaipi、塔顶液相平均密度的计算由tD=80.1，查手册得A820, B810m3LDmm3、进料板液相平均密度的计算由tF=109.3，查手册得，A795, B793m3进料板液相的质量分率aLFmm3精馏段液相平均密度为Lm=m34.4.5液体平均表面张力的计算液相平均表面张力依据下式计算，即Lm=xii塔顶液相平均表面张力的计算由tD=80.1，查手册得A 18.9 mN/m B 19.1mN/mLm=0.99618.9+0.00

42、419.118.9mN/m进料板液相平均表面张力的计算由tF=109.3，查手册得，A 17.8 mN/m B 18 mN/mLf=0.02617.80.9741818.0 mN/m精馏段液相平均表面张力为Lm=（18.9+18.0）218.45 mN/m4.4.6液相平均黏度的计算液相平均黏度依据下式计算即lgLm xi lgi 塔顶液相平均粘度的计算由tD=80.1，查手册得A0.300 mPas B0.355 mPaslgLDm0.996lg(0.300) 0.004lg(0.355)LDm0.300 mPas进料板液相平均粘度的计算由tF=109.3，查手册得，A0.220 mPas

43、B0.280 mPaslgLFm0.026lg(0.220) 0.974lg(0.280)LFm =0.278 mPas精馏段液相平均粘度为Lm mPas4.5精馏塔的塔体工艺尺寸计算4.5.1塔径的计算精馏段的气液相体积流率为(代入年产量160万吨)Vsm3/sLs m3/s查表求C20，图中的横坐标是查表得C20 =0.12C0.120.2 0.118取板间距HT0.6,板上液层高度hL0.06m,则HThL0.60.060.54mmax C0.118=1.78m/s则安全系数为0.7，则空塔气速为=0.7max 0.71.781.246m/sD=m由于 塔径太大故需要分塔生产，D=m按标准塔径圆整后为D=2m塔的截面积为A1 =D2 =3.14m2 实际空塔气速为=m/s4.5