《35噸年產(chǎn)量的對二甲苯的工藝生產(chǎn)設(shè)計》9100字

35噸年產(chǎn)量的對二甲苯的工藝生產(chǎn)設(shè)計本項目以碳九和甲苯為原料，經(jīng)碳九芳烴烷基轉(zhuǎn)移單元和甲苯歧化、二甲苯異構(gòu)化單元、吸附分離單元生成對二甲苯。同時實現(xiàn)了混合芳涇、甲醇、氫氣的循環(huán)，周而復(fù)用，實現(xiàn)高效利用。以該工藝為基礎(chǔ)模擬設(shè)計年產(chǎn)35萬噸對二甲苯生產(chǎn)車間，大大提高產(chǎn)品在市場的競爭力。根據(jù)生產(chǎn)要求確定反應(yīng)周期，通過物料統(tǒng)計獲得原材料的質(zhì)量；根據(jù)物料和熱量平衡結(jié)果，對主要設(shè)備進行設(shè)計選型，并進行核算。最后對主要設(shè)備畫出車間平面布置圖和工藝流程圖和主要設(shè)備圖。關(guān)鍵詞：對二甲苯；物料衡算；車間設(shè)計;化工設(shè)計目錄摘要 I1緒論 31.1課題背景 31.2對二甲苯的性質(zhì)和特點 41.3對二甲苯的應(yīng)用 42工藝設(shè)計方案 52.1工藝路線選擇 52.2催化劑的選擇 53工藝流程 83.1反應(yīng)流程介紹 83.2反應(yīng)機理 134工藝計算 164.1精餾塔物料衡算 164.2精餾塔塔板數(shù)的確定 174.3精餾塔物性參數(shù)計算 204.4精餾塔尺寸計算 224.5精餾塔塔徑的計算 224.6浮閥塔的塔板結(jié)構(gòu)與設(shè)計 234.6.1堰長Lw 234.6.2弓形降液管的寬度和橫截面積 244.6.3降液管底隙高度 244.6.4塔板布置 244.6.5塔板的流動性能的校核 254.7淹塔 254.8霧沫夾帶 264.9塔板負荷性能圖 264.9.1霧沫夾帶線 264.9.2液泛線 264.9.3液相負荷上限 264.9.4漏夜線 274.9.5液相負荷下限線 275環(huán)境保護及三廢處理 295.1環(huán)境保護 295.2三廢處理 295.2.1三廢產(chǎn)生情況 295.2.2三廢處理 29

畢業(yè)論文1緒論1.1課題背景2009年，國內(nèi)PX產(chǎn)能已達每年725萬噸，實際產(chǎn)量約為480萬噸，而當(dāng)年市場表觀消費量約為817萬噸[杜玉茹、婁陽.國內(nèi)對二甲苯生產(chǎn)現(xiàn)狀及市場分析[J].聚酯工業(yè)，2009，22(3):14-16蔡目榮.對二甲苯的生產(chǎn)技術(shù)進展與市場分析[J]．當(dāng)代石油化工，2002,10(3):28-31趙東輝.國內(nèi)外對二甲苯供需現(xiàn)狀及發(fā)展趨勢[J]．天津化工，2005,19(5):34-35楊良.國內(nèi)外對二甲苯市場現(xiàn)狀及發(fā)展建議[J]．精細化工原料及中間體，2007,11:29-32qi莉．Ep苯甲醇烷基化制對二甲苯熱力學(xué)研究[D]．北京，北京化工大學(xué)，2009．郭國清，陳宏，龍英才．疏水硅沸石吸附分離C8芳烴靜態(tài)相平衡的研究[J]．石油化工，2001，(1)：20—25.郭國清．I．疏水硅沸石吸附分離芳烴衍生物異構(gòu)體：II．四氫呋喃為模板劑鎂堿沸石的合成與表征[D]．上海，上海復(fù)旦大學(xué)，2001．T_天寶，董宏光，等．甲醇烷基化反應(yīng)器模擬與分析[J]．現(xiàn)代化工，2011(9)：86-89．李恒．芳烴聯(lián)合裝置B／T分餾單元擴產(chǎn)改造研究[D]杜玉茹、婁陽.國內(nèi)對二甲苯生產(chǎn)現(xiàn)狀及市場分析[J].聚酯工業(yè)，2009，22(3):14-16蔡目榮.對二甲苯的生產(chǎn)技術(shù)進展與市場分析[J]．當(dāng)代石油化工，2002,10(3):28-31趙東輝.國內(nèi)外對二甲苯供需現(xiàn)狀及發(fā)展趨勢[J]．天津化工，2005,19(5):34-35楊良.國內(nèi)外對二甲苯市場現(xiàn)狀及發(fā)展建議[J]．精細化工原料及中間體，2007,11:29-32qi莉．Ep苯甲醇烷基化制對二甲苯熱力學(xué)研究[D]．北京，北京化工大學(xué)，2009．郭國清，陳宏，龍英才．疏水硅沸石吸附分離C8芳烴靜態(tài)相平衡的研究[J]．石油化工，2001，(1)：20—25.郭國清．I．疏水硅沸石吸附分離芳烴衍生物異構(gòu)體：II．四氫呋喃為模板劑鎂堿沸石的合成與表征[D]．上海，上海復(fù)旦大學(xué)，2001．T_天寶，董宏光，等．甲醇烷基化反應(yīng)器模擬與分析[J]．現(xiàn)代化工，2011(9)：86-89．李恒．芳烴聯(lián)合裝置B／T分餾單元擴產(chǎn)改造研究[D]．大連，大連理工大學(xué)，2006張建成．對二甲苯生產(chǎn)的技術(shù)進展[J]．精細石油化工，2010，(3)：72—75．何琨，吳德榮，馬紫峰工業(yè)化苯乙烯催化劑的研究[J]．2005，(5)：338—342．冷冰．HZSM一5擇形催化劑上乙苯烷基化反應(yīng)生成對二乙苯的研究[D]．天津，天津大學(xué)：2007．孫廣宇．HAT-095催化劑運行末期的優(yōu)化探索[J]．石油化工，2003(2)：149—152．Amano,S.,Emoto,G.,&Seki,H.(2009).ModelingandControlSystemDesignofaCrystallizerTrainforPara-xyleneProduction.IFACProceedingsVolumes,42(11),201–206.尹麗穎.ZSM-22催化甲苯甲醇烷基化反應(yīng)的研究[D].大連理工大學(xué)，2008:2-15錢伯章.對二甲苯市場發(fā)展前景[J]．化學(xué)工業(yè)，2010,28(8):21-23隨著對二甲苯自主知識產(chǎn)權(quán)技術(shù)突破及項目審批權(quán)的下放，今后幾年國內(nèi)將新建或者擴建多套對二甲苯生產(chǎn)裝置，預(yù)計到2022年，我國對二甲苯的生產(chǎn)能力超過3200萬t，新增產(chǎn)能大于同期國內(nèi)凈增需求，對二甲苯供應(yīng)即將從短缺走向過剩。即使如此，我國PX需求量為2070萬噸，即國內(nèi)PX產(chǎn)量還遠遠不能滿足國內(nèi)實際生產(chǎn)的需求，仍需大量進口[崔小明.我國對二甲苯供需現(xiàn)狀（上）[J]．北京燕山石油化工公司研究院，2012,37(12）:9-13]。崔小明.我國對二甲苯供需現(xiàn)狀（上）[J]．北京燕山石油化工公司研究院，2012,37(12）:9-13表1-1年份增長表年份2010年2011年2012年2013年2014年2015年2020年產(chǎn)量(萬噸)610.10669.362173995011002200進口量(萬噸)352.72498.262990590011001500表觀消費量932.851132.7123016267810622003700年增長率13.3921.428.632.1714.3978.2720.23自給率(百分)64.4459.0650.4745.4451.075059.45二甲苯（PX）是從石油、煤、天然氣和生物量中提取的有機化學(xué)工業(yè)的主要產(chǎn)品，中國是世界上最大的PX生產(chǎn)國和消費國，國內(nèi)自主生產(chǎn)能力的巨大差距近年來，我國的PX產(chǎn)業(yè)發(fā)展面臨著諸多挑戰(zhàn)。環(huán)境和諧發(fā)展的困難傳播和推廣無害環(huán)境的生產(chǎn)技術(shù)是我國PX工業(yè)發(fā)展的關(guān)鍵，以及我們的化學(xué)，科學(xué)和技術(shù)界的責(zé)任和義務(wù)。1.2對二甲苯的性質(zhì)和特點對二甲苯為無色透明液體，低溫時成無色片狀或棱柱體結(jié)晶，具有芳香氣味，分子式為C6H4(CH3)2，分子量為106.17，不溶于水，可混溶于乙醇、乙醚、氯仿[5]。表1-2對二甲苯的理化常數(shù)項目數(shù)值及說明沸點(℃)138.5相對密度(20/4℃水)0.8611相對蒸氣密度（空氣=1）3.66飽和蒸氣壓(kPa)1.16kPa/25℃臨界溫度(℃)343.1臨界壓力(MPa)3.51自燃溫度(℃)5251.3對二甲苯的應(yīng)用現(xiàn)代社會經(jīng)濟發(fā)展與PX密不可分?！皽炀]”，“塑料水瓶”等等。中國已經(jīng)成為世界上最大的PX生產(chǎn)國和消費國?，F(xiàn)代石油化工系統(tǒng)的芳烴工業(yè)和乙烯產(chǎn)業(yè)是石油化工的兩大產(chǎn)業(yè)。在經(jīng)濟領(lǐng)域，PX下游產(chǎn)業(yè)附加值高，因此，PX生產(chǎn)也被認為是黃金產(chǎn)業(yè)鏈。在石油化工裝置中，PX通常是芳烴聯(lián)合裝置的產(chǎn)物，作為下游PTA產(chǎn)品的原料，發(fā)揮其經(jīng)濟作用。2工藝設(shè)計方案2.1工藝路線選擇目前我國二甲苯的生產(chǎn)方法主要是以傳統(tǒng)工藝即以傳統(tǒng)芳烴為原料，增加二甲苯的產(chǎn)量，但為了獲得高純度的PX，傳統(tǒng)工藝需要復(fù)雜的分離工藝，因此，未來傳統(tǒng)工藝將逐漸減少，取而代之的甲苯甲醇烷基化是一種高效的高選擇性生產(chǎn)方法。下面分析一下新方法和舊方法的優(yōu)劣：表2-1優(yōu)缺點比較工藝方案優(yōu)點缺點各單元處理規(guī)模下降，能耗降低，基本單元無需改造，分離簡單。原料價格廉價，反應(yīng)不生成苯，副產(chǎn)物很少，對二甲苯選擇性高。結(jié)合上表可以看出，PX新工藝的優(yōu)點如下：（1）甲醇作為原料，生產(chǎn)PX和其他副產(chǎn)品，如乙烯、丙烯和芳香烴，它們也是具有高附加值的主要有機化學(xué)品。（2）比傳統(tǒng)的有選擇性的甲苯擇形異化有更高的PX收率，并且生產(chǎn)原料很廉價。（3）與傳統(tǒng)的分配和轉(zhuǎn)移裝置相比，無需操作氫氣，反應(yīng)壓力較低，操作成本很低。燃料和電力消耗相對較低。鑒于石油短缺和煤炭化學(xué)上升趨勢，石油化學(xué)與煤炭化學(xué)的結(jié)合有著良好的發(fā)展前景。這是一種新的用途。相比之下，盡管甲苯-甲醇烷基化技術(shù)占主導(dǎo)地位，作為一種新技術(shù)，必須加以改進，以適應(yīng)大規(guī)模工業(yè)生產(chǎn)。因此設(shè)計年產(chǎn)35噸對二甲苯的生產(chǎn)，我們應(yīng)該考慮首先應(yīng)該考慮技術(shù)的成熟度或工業(yè)化的可行性，催化劑裝置操作簡單，易控制，安全性好，優(yōu)先選用國產(chǎn)化技術(shù)。2.2催化劑的選擇在甲苯歧化與碳九芳烴烷基轉(zhuǎn)移反應(yīng)段，工業(yè)上經(jīng)常采用的有HAT-095和HAT096型催化劑表2-2HAT-096催化劑特性比較表4在高空速1.7-2.0h-1下，呈現(xiàn)高選擇性和優(yōu)良穩(wěn)定性的特點，具有能適應(yīng)較寬原料配比，提高了裝置的靈活性和整體效益。催化劑具有可再生性.HCO(CO)3·[P(n-R)3]充分利用碳九A，還可利用部分C10A，為工廠擴大原料來源、減少C10A重芳烴排放量提供了可能性.活性高、反應(yīng)溫度低、穩(wěn)定性好，提溫速度慢，選擇性高。147.266.778583.942.752.8382.2365401372199.444.4641.2748.6545.0795.04963~4:18~9:1表2-3催化劑的性能比較結(jié)合上面的比較我們選擇HAT-096催化劑。因為此催化劑可以反應(yīng)在較低的壓力和溫度下進行，減少了能量的消耗。同時催化劑的分離在較低的溫度下進行，可延長催化劑的使用壽命。產(chǎn)品正異構(gòu)比高，副反應(yīng)少。在二甲苯異構(gòu)化段，從反應(yīng)條件、催化效率、環(huán)保這幾方面考慮我們選擇HZSM-5催化劑。反應(yīng)應(yīng)溫度對反應(yīng)速率、產(chǎn)物的對二甲苯比率和副產(chǎn)物的生成量都有影響。溫度升高，反應(yīng)速率加快，但二甲苯的比率隨之降低，重組分的生成量隨之增加。在甲苯與碳九烷基轉(zhuǎn)移反應(yīng)時我們選擇300℃的反應(yīng)溫度，甲苯歧化反應(yīng)時420℃苯與碳九烷基轉(zhuǎn)移反應(yīng)時我們選擇3106℃的反應(yīng)溫度，加脫烷基反應(yīng)我們選擇520℃，脫氫反應(yīng)我們選擇520℃，芳構(gòu)化反應(yīng)我們選擇350℃，二甲苯異構(gòu)化反應(yīng)我們選擇450℃。另外，本項目的反應(yīng)器均采用上流式固定床反應(yīng)器。3工藝流程我們的生產(chǎn)方案主要分為三個部分，分別是甲苯歧化與碳九芳烴烷基轉(zhuǎn)移工段、二甲苯異構(gòu)化階段、吸附分離工藝。3.1反應(yīng)流程介紹圖3-1甲苯歧化與碳九芳烴烷基轉(zhuǎn)移第一工段原料甲苯、碳九分別經(jīng)換熱器后，送至混合器，再進入固定床反應(yīng)器進行甲苯與碳九烷基轉(zhuǎn)移反應(yīng)，再經(jīng)換熱器送至反應(yīng)器發(fā)生甲苯選擇性歧化反應(yīng)，提高甲苯的轉(zhuǎn)化率。圖3-2苯歧化與碳九芳烴烷基轉(zhuǎn)移第二工段圖3-3苯歧化與碳九芳烴烷基轉(zhuǎn)移第二工段另一股碳九芳烴與來自甲苯歧化與碳九芳烴烷基轉(zhuǎn)移第一工段的苯，分別經(jīng)換熱器后，進入反應(yīng)器，發(fā)生苯與碳九芳烴烷基轉(zhuǎn)移反應(yīng)，并且兩個反應(yīng)器相同，使得苯與碳九芳烴能完全反應(yīng)。經(jīng)精餾塔，將重?zé)N與碳八組分進行分離。圖3-4苯歧化與碳九芳烴烷基轉(zhuǎn)移第三工段圖3-5苯歧化與碳九芳烴烷基轉(zhuǎn)移第三工段來自重?zé)N精餾塔的重?zé)N與氫氣混合后，經(jīng)換熱器進入反應(yīng)器，發(fā)生加氫脫烷基反應(yīng)，經(jīng)氣液分離器分離后分出低碳烷烴、甲苯及二甲苯等物質(zhì)。低碳烷烴進入反應(yīng)器發(fā)生低碳制烯烴反應(yīng)后，直接進入芳構(gòu)化反應(yīng)器，發(fā)生烯烴芳構(gòu)化反應(yīng)。再經(jīng)精餾塔分離出氫氣以及甲苯、二甲苯等混合物。氫氣直接循環(huán)參與加氫脫烷基反應(yīng)。圖3-6苯歧化與碳九芳烴烷基轉(zhuǎn)移第四工段圖3-7苯歧化與碳九芳烴烷基轉(zhuǎn)移第四工段來自第一工段的精餾塔的餾分以及來自第二個工段的精餾塔餾分和來自第三工段的精餾塔餾分再凈氣液分離器分離后的分離液，都進入精餾塔，分離出甲苯、二甲苯、及苯和重芳烴類。自氣液分離器分離出來的氫氣直接循環(huán)到第三工段參與加氫脫烷基反應(yīng)。苯與甲苯進入下一個精餾塔分離出甲苯及苯，甲苯將會循環(huán)回第一工段參與甲苯與碳九芳烴烷基轉(zhuǎn)移反應(yīng)，而少量的苯將會作為產(chǎn)品進行銷售。圖3-8苯歧化與碳九芳烴烷基轉(zhuǎn)移第五工段二甲苯及重芳烴類經(jīng)精餾塔分離出二甲苯及碳九芳烴類，碳九芳烴將會循環(huán)回第一工段參與甲苯與碳九芳烴烷基轉(zhuǎn)移反應(yīng)。來自甲苯與碳九芳烴烷基轉(zhuǎn)移反應(yīng)第五工段的二甲苯進入二甲苯異構(gòu)化反應(yīng)器，進行二甲苯異構(gòu)化反應(yīng)，分離出對二甲苯與碳八芳烴。二甲苯將作為產(chǎn)品進行銷售，而碳八芳烴將會進入吸附—結(jié)晶分離工段。來自吸附—結(jié)晶第一工段的富PX溶液進入結(jié)晶器，PX晶體將會作為產(chǎn)品進行銷售，而結(jié)晶母液將會循環(huán)至吸附塔繼續(xù)反應(yīng)。抽余液進入抽余液精餾塔，分離出貧PX溶液，進入二甲苯異構(gòu)化階段，而余液將會循環(huán)至吸附塔繼續(xù)反應(yīng)。3.2反應(yīng)機理甲苯歧化與C9芳烴烷基轉(zhuǎn)移反應(yīng)體系中，C9芳烴組分主要有三甲苯、甲乙苯、正丙苯，主要反應(yīng)由歧化、烷基轉(zhuǎn)移、異構(gòu)化和加氫脫烷基反應(yīng)組成：歧化反應(yīng):2CH3-C6H5?C6H6+CH3-C6H4-CH32(CH3)3-C6H3?(CH3)4-C6H2+CH3-C6H4-CH32CH3-C6H4-C2H5?CH3-C6H5+(C2H5)2-C6H3-CH32CH3-C6H4-C2H5?C2H5-C6H5+(CH3)2-C6H3-C2H53C3H7-C6H5?(C3H7)2-C6H4+C6H6烷基轉(zhuǎn)移反應(yīng):CH3-C6H5+(CH3)3-C6H3?2CH3-C6H4-CH3CH3-C6H5+CH3-C6H4-C2H5?C2H5-C6H5+CH3-C6H4-CH3加氫脫烷基反應(yīng):CH3-C6H5+H2?C6H6+CH4CH3-C6H4-C2H5+H2?CH3-C6H5+C2H6CH3-C6H4-C2H5+H2?C2H5-C6H5+CH4C3H7-C6H5+H2?C6H6+C3H8C2H5-C6H5+H2?C6H6+C2H6異構(gòu)化:CH3-C6H4-CH3(o)?CH3-C6H4-CH3(p)?CH3-C6H4-CH3(m)反應(yīng)模型簡化后：2Tol? B+XTol+TMB?2XMEB+H2?Tol+C2H6MEB+H2?Tol+C2H6C3H7-C6H5+H2?B+C3H8副反應(yīng)：Tol+MEB+H2?Tol+C2H6EB?X+EBT0l+TMB?2XMEB+H2?Tol+C2H6其中，Tol：甲苯，x：二甲苯，B：苯，EB：乙苯，MEB：甲乙苯，TMB：三甲苯。本項目采用選擇性甲苯歧化工藝,年產(chǎn)35萬噸對二甲苯，年操作日330天。質(zhì)量流量350000×1000÷330÷24=44191kg/h。以進料量的94%為甲苯，0.8%為丙苯，1.2%為甲乙苯，4%為三甲苯計算，即混合二甲苯產(chǎn)量為進料量物質(zhì)的量總和的53.6%，則總進料量為44191÷106÷0.536=778kmol/h，其中甲苯進料量為778×0.94=731kmol/h，三甲苯進料量為31.1kmol/h，甲乙苯進料量為9.34kmol/h，丙苯進料量為6.22kmol/h。由于異構(gòu)化存在，進料中碳九芳經(jīng)中各組分含量不同的影響（如1,3,5-三甲基苯和1,2,4-三甲基苯）可忽略不計。同時過程中需補充甲乙苯及丙苯氫化所消耗的氫，為15.56kmol/h。從系統(tǒng)中分離的出料為混合二甲苯、苯、乙烷和丙烷，其中苯的理想化出料量為347.2kmol/h，乙烷為9.34kmol/h，丙烷為6.22kmol/h。

4工藝計算4.1精餾塔物料衡算表4-1基礎(chǔ)數(shù)據(jù)物性沸點熔點相對分子質(zhì)量臨界壓力p/mpa水中的溶解度g/ml折射率苯80.15.5178.114.920.00181.50對二甲苯138.513.2106.173.51不溶1.49常壓精餾塔內(nèi)各物質(zhì)摩爾分?jǐn)?shù)及操作條件如表4-2所示：表4-2常壓精餾塔內(nèi)各物質(zhì)摩爾分?jǐn)?shù)及操作條件序號名稱數(shù)據(jù)1成品對二甲苯含量99.9%2塔頂餾出對二甲苯含量1%3塔底含苯量0.11%4塔頂壓力4KPa5塔頂溫度90℃6塔底溫度135℃7進料溫度96℃8進料狀態(tài)q1已知對二甲苯的摩爾質(zhì)量為MA=106kg/kmol，苯的摩爾質(zhì)量為MB=78Kg/Kmol以苯在物料中的百分含量計算：xF=各個位置物料的平均摩爾質(zhì)量：MF=0.077×78+進料的摩爾流量為FF由以上幾個式子可以得出425.55×0.077=0.992D+1.49×10^(?3)W

4.2精餾塔塔板數(shù)的確定理論塔板數(shù)NT的求取，水-醋酸可按理想物系，可根據(jù)相平衡關(guān)系求取最小回流比。由《化工工藝設(shè)計手冊》查得水-醋酸的氣液平衡數(shù)據(jù)如下表4-7水-醋酸氣液平衡數(shù)據(jù)表。表4-3苯-對二甲苯氣液平衡數(shù)據(jù)表溫度/℃苯飽和蒸汽壓對二甲苯飽和蒸汽壓xyα80101.315.616.485117.518.30.830.966.090136.122.60.690.936.0195156.927.00.570.885.81100180.032.00.460.835.62105205.737.80.330.755.44110234.144.60.300.695.27120299.960.30.170.605.1125337．569.90.100.394.83130378.680.60.070.264.7135423.492.50.020.114.57138.5472.0105.8-0.01-0.054.46繪出x-y圖，如圖4-1水-醋酸氣液平衡相圖。圖4-1苯-二甲苯氣液平衡相圖求最小回流比及操作回流比采用作圖法求最小回流比：在氣液平衡相圖中對角線上，自點進料點（0.077，0.077）作垂線，即為進料線q線，該線與平衡線的交點為（xq，y套用最小回流比公式：Rmin=x取操作回流比為最小回流比的1.5倍則回流比R=4由以上信息可以得出脫水塔的氣相負荷、液相負荷分別為：L=RD=129.7Kmol/h

V=(R+1)D=17.2×56.82=162.1以上結(jié)果匯成表4-4表4-4氣液相負荷及塔底塔頂摩爾分率名稱數(shù)值L129.7Kmol/hV162.1Kmol/hL555.25Kmol/hV162.1Kmol/hx0.992x1.49×10^(?3)將數(shù)據(jù)代入精餾段的操作線方程可以得到：y=L/Vx+D/Vx_D=129.7/162.1x+32.42/162.1×0.992=0.80x+0.2將數(shù)據(jù)代入提餾段的操作線方程可以得到：y'塔內(nèi)不同位置下各組分的飽和蒸汽壓，見表4-9飽和蒸汽壓/KPa表4-5飽和蒸汽壓/kPa位置溫度/℃苯飽和蒸氣壓/kPa對二甲苯飽和蒸氣壓/kPa塔頂90.7313723進料96.4916028塔底135423.4492.56由以上數(shù)據(jù)可以得出各個位置的平均相對揮發(fā)度為：αD=5.95，α塔內(nèi)平均相對揮發(fā)度：α精餾段平均相對揮發(fā)度為：α提餾段平均相對揮發(fā)度：α全塔理論板層數(shù)由芬斯克方程式知：N根據(jù)關(guān)系式：（R?R_min）÷（R+1）=0.26查吉利蘭關(guān)聯(lián)圖得到0.4=(N?Nmin)÷(N+1),N=10.4所以取全塔理論塔板數(shù)N=11（不包括再沸器）精餾段理論最小塔板數(shù):N查吉利蘭關(guān)聯(lián)式0.4=(N?Nmin)÷(N+1),N=8.08≈9表4-6苯和對二甲苯的黏度溫度/℃苯μ/pa.s對二甲苯μ/pa.s80311.8349.58529933590286.632495272.1310100260298.9105247.2289.8110235.5280120219.7259125210.4249130200240135192.8230138.5187.5223塔釜溫度tw=135,塔頂溫度tD=90.73，泡點進料溫度tF=96.498T平均=107.41，黏度查表得,μ苯=241μ對二甲苯=285 μ=0.077×241+(1-0.077)×285=281塔板效率計算公式：ET由計算得出塔板效率ET得出Ne=N÷ET取整得Ne=22塊；精餾段塔板數(shù)：174.3精餾塔物性參數(shù)計算塔頂操作壓力：PD每一塔板的壓降：ΔP=0.8KPa進料板壓力：P塔底操作壓力：P精餾段平均壓力：P提餾段平均壓力：P塔頂平均摩爾質(zhì)量計算：根據(jù)公式y(tǒng)=αx/[1+(α-1)x]xD=M進料板平均摩爾質(zhì)量計算xF=0.077yF=0.28MVFm塔底的平均摩爾質(zhì)量計算同上得到：MVWm根據(jù)以上信息即可得到精餾段平均摩爾質(zhì)量：MVm提餾段平均摩爾質(zhì)量：MVW氣相平均密度計算由理想氣體狀態(tài)方程：ρρ塔頂液相平均密度的計算表4-7表4-7密度表不同位置溫度℃ρρ9080379996797794135751757由平均密度計算公式可以得：1ρρLFmρLWmρLmρLm不同位置各組分表面張力如表4-8所示：表4-8表面張力表不同位置溫度σσT_D=9019.7920.80T_F=96^oC19.0920.20T_W=135℃14.4816.27平均表面張力按照σ=xiσσσσσσ4.4精餾塔尺寸計算表4-9物性數(shù)據(jù)物性數(shù)據(jù)精餾段提餾段操作溫度t/℃93.693115.739液體粘度pa.s147.05124.01液體表面力mN/m19.7917.96液相氣相液相氣相平均分子量89.00781.19998.4092.36平均密度kg.m-3799.602.75766.343.15體積流率M3/s5.2667×10-50.05543.8067×10-40.0559M3/h0.1896199.61611.3776201.264.5精餾塔塔徑的計算精餾段：FP=V取板間距：H=0.35m查篩板氣體負荷因子關(guān)聯(lián)圖可知C20=0.07液泛速度u液泛分率0.7，塔徑為D=圓整D=300mm橫截面AT=0.780.32=0.070m2空塔氣速：un’=0.055/0.070=0.7836m/s空塔氣速：um’=0.0559/0.0707=0.7907m/s提餾段：板間距H查篩板氣體負荷因子關(guān)聯(lián)圖可知C20=0.079即圓整D=300mm，橫截面積AT=0.7850.32=0.0707m4.6浮閥塔的塔板結(jié)構(gòu)與設(shè)計4.6.1堰長LwLw=0.65D=0.650.3=0.1949m采用平直堰，堰上高度how按公?OW=2.84精餾段:?板高hw=hl-how=0.05-2.787×10-3=0.047m提餾段:Hw'=hl'-how'=0.05-0.0105=0.0395m4.6.2弓形降液管的寬度和橫截面積我們查得弓形降液管的寬度與面積關(guān)系圖得AFAF─降液管橫截面積WD─降液管寬度則A精餾段θ=A提餾段=AF4.6.3降液管底隙高度精餾段取液體通過降液管底隙流速u0=0.13m/s則?提餾段取液體通過降液管底隙流速u0'=0.13m/s則?4.6.4塔板布置塔板分布塔徑D=0.3m精餾段,取閥孔動能因子F0=12，則孔速u每層塔板上浮閥數(shù)目N=根據(jù)經(jīng)驗值取邊緣區(qū)寬度Wc=0.06m、破沫區(qū)寬度Ws=0.1m計算塔板上的鼓泡區(qū)面積，即A其中R=Dx=故Aa=4.485510-3m取同一個橫排的孔心距t=75mm則排間距t'=A提餾段,取閥孔動能因子F0=12，則孔速u0mN=根據(jù)經(jīng)驗值取邊緣區(qū)寬度Wc=0.060m、破沫區(qū)寬度Ws=0.1m即取同一個橫排的孔心距t=75mm則排間距t'=A4.6.5塔板的流動性能的校核氣相通過浮閥塔板的壓降精餾段:干板阻力uu?板上重啟夜層阻力,取ε0液體表面力所造成的阻力??p提餾段:干板阻力u?板上重啟夜層阻力,取則液體表面力所造成的阻力=0.014+0.0512=0.0762m△=g=572.2767Pa4.7淹塔精餾段:單層氣體通過塔板的壓降相當(dāng)液柱高度?pn液體通過液降管的壓頭損失?板上液層高度?l=0.05m則?dn=0.0779+2.530810取ψ=0.5,HT=0.4m?可見?dn,ψ(H提餾段,單層氣體通過塔板的壓降相當(dāng)液柱高度?pm液體通過液降管的壓頭損失?板上液層高度?l=0.05m,則?dm=0.0762+2.591410取ψ=0.5,HT=0.45m,?w4.8霧沫夾帶精餾段，泛點率=1.36L板上液體流經(jīng)長度：Z板上液流面積：Ab=取物性系數(shù)K=1，泛點負荷系數(shù)CF提餾段取物性系數(shù)K=1，泛點負荷系數(shù)CF泛點率=1.36L4.9塔板負荷性能圖4.9.1霧沫夾帶線泛點率=1.36L據(jù)此可作出負荷性能圖中的霧沫夾帶線。按泛點率80%計算。精餾段0