煤工艺设计

河南城建学院课程 设计 领导形象设计圆作业设计ao工艺污水处理厂设计附属工程施工组织设计清扫机器人结构设计 河南城建学院课程设计11万吨/年粗苯加氢精制工艺设计专业：化学 工程 路基工程安全技术交底工程项目施工成本控制工程量增项单年度零星工程技术标正投影法基本原理 与工艺姓名：指导教师：丁明洁田誉娇化学与材料学院2013年12月目录2一、总论21.1、设计指导思想和原则31.2、设计的意义31.2.1、纯苯31.2.2、甲苯31.2.3、二甲苯31.3、设计依据4二、生产方法和工艺流程的确定42.1、工艺技术的比较与选择42.1.1、主要生产工艺技术简介62.1.2、工艺技术的比较72.1.3、本设计采用的方法7三、生产流程叙述73.1、技术路线：83.2、流程叙述7四、工艺计算与设备选型94.1、系统物料衡算94.1.1、操作条件94.1.2、原料粗苯处理量104.1.3、两苯塔进出料104.1.4、预精馏塔进出料104.2、纯苯塔的设计计算104.2.1、纯苯塔的作用104.2.2、操作条件114.2.3、物料衡算154.2.4、塔径164.2.5、理论塔板数计算184.2.6、塔内件设计214.2.7、塔板流体力学验算234.2.8、塔板负荷性能图274.2.9、纯苯塔热量衡算284.2.10、常压塔主要尺寸确定314.3、辅助设备设计和选型314.3.1、再沸器32五、设计的体会和收获325.1、结论325.2、 心得体会 决胜全面小康心得体会学党史心得下载党史学习心得下载军训心得免费下载党史学习心得下载 34六、参考文献11万吨/年粗苯加氢精制工艺设计【摘要】粗苯为中间体产品，本身用途极为有限，仅作为溶剂使用，但是精制后的焦化苯、焦化甲苯、焦化二甲苯等产品，是有机化工、医药和农药等的重要原料，在国内、国际上都有很好的市场，目前精苯产品价格持续上涨，市场潜力巨大。业内专家认为，粗苯加氢精制技术代表了粗苯加工精制的发展方向，这一技术在我国的推广使用，不仅可使宝贵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。在本设计加氢工艺中，低温加氢工艺的加氢温度、压力较低，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，因此本粗苯精制采用低温加氢精制工艺。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。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。一、总论1.1、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，达到工艺上可靠，经济上合理；要尽可能吸收最新科技成果，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，达到国家生产技术标准并达到环保要求。既要考虑到技术可靠，经济合理，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发展。1.2、设计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：1.2.1、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。1.2.2、甲苯甲苯是一种无色有芳香味的液体，广泛应用于农药、树脂等与大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。1.2.3、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。1.3、设计依据焦化粗苯精制是煤化工的基础技术之一，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关注。根据设计任务，粗苯的年生产能力为350,000吨/年（折算为100%Q）。全年生产时间为8000小时，剩余时间为大修、中修时间，则每小时的生产能力为：350000÷8000=43.75t/h=43750kg/h工艺设计原料粗苯要求：甲苯含量：小于14.2%苯含量：大于70%二甲苯：小于4.0%三苯含量：大于88%萘：小于3.0%密度：小于0.885纯苯塔塔顶温度80℃塔釜温度120℃二、生产方法和工艺流程的确定2.1、工艺技术的比较与选择2.1.1、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法粗苯加氢高温催化加氢的典型工艺是Litol工艺，在温度为600-650℃，压力6.0MPa条件下进行催化加氢反应。主要进行加氢脱除不饱和烃，加氢裂解把高分子烷烃和环烷烃转化为低分子烷烃，以气态分离出去；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，另外还要进行脱硫、脱氮、脱氧的反应，脱除原料有机物中的S、N、O，转化成H2S、NH3、H2O的形式除去，对加氢油的处理可采用一般精馏方法，最终得到苯产品。Litol法发生的主要反应①脱硫反应+4H2→C4H10+H2S可使噻吩脱到0.3±0.2ppm②脱烷基反应C6H5R＋H2→C6H6＋RH③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　　　　　　　C6H12＋3H2→3C2H6　　　　　C7H16＋2H2→2C2H6＋C3H8④环烷烃脱氢→+3H2⑤不饱和烃加氢+H2→+H2→+C2H6⑥脱氧和脱氮C5H5N＋5H2→C5H12＋NH3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采用生产两苯（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%。　　预蒸馏采用减压操作，旨在降低温度，以避免不饱和化合物在蒸馏过程中发生聚合。预加氢采用Co-Mo系催化剂，但必须先硫化，以适当降低催化剂的活性、并提高不饱和化合物加成反应的选择性。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。　　主加氢采用Cr2O3－Al2O3系催化剂，反应温度为610～630℃、操作压力5.88MPa。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采用普通的精馏方法就能分离，稳定塔实质是一个精馏塔，且采用加压操作，旨在提高苯的沸点、以减少苯的损失；同时使具有不同沸点的饱和烃与苯分离。白土塔是起吸附作用的装置，能将尚未反应的微量不饱和烃除去，为后续精馏工序获得优质苯创造条件。　　为了循环利用氢气，粗苯加氢后的尾气必须经过一系列处理，包括脱硫（MEA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条件下进行催化加氢反应。主要进行加氢脱除不饱和烃，使之转化为饱和烃；另外还要进行脱硫、脱氮、脱氧反应，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应。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采用萃取精馏方法，把非芳烃与芳烃分离开。而溶剂萃取低温加氢工艺是采用溶剂液液萃取方法，把非芳烃与芳烃分离开，芳烃之间的分离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年代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：  萃取蒸馏低温加氢苯、甲苯、二甲苯收率及总精制率 苯/%  甲苯/%  二甲苯/% 总粗制率/% 99.6  96.0  96.0 99.8 二甲苯收率超过100%是由于在预反应器中，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。2.1.2、工艺技术的比较　Litol法粗苯加氢工艺的加氢反应温度、压力较高，又存在氢腐蚀，对设备的制造材质、工艺、结构要求较高，设备制造难度较大，只能生产1种苯，制氢工艺较复杂，采用转化法，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，加氢反应温度、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，生产操作容易。制氢工艺采用变压吸附法，以甲醇为原料制氢，制氢工艺简单，产品质量好。2.1.3、本设计采用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，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，因此本粗苯精制采用低温加氢精制工艺。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2.8～3.0MPa。显然，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，前者工艺简单，可对粗苯直接加氢，不需先精馏分离成轻苯和重苯，但粗苯在预蒸发器和多级蒸发器中容易结焦堵塞；后者工艺较复杂，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，本设计采用溶剂萃取低温加氢工艺三、生产流程叙述3.1、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，从而得到较纯净的苯甲苯和二甲苯。其中：原料粗苯经过两苯塔实现轻重组分分离，其中塔釜重质苯做为产品回收，塔顶轻苯在加氢反应器中进行加氢反应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萃取精馏塔纯苯塔和二甲苯塔，最终得到纯净合格的产品。3.2、流程叙述粗苯首先经原料输送泵进入两苯塔，在其中实现轻重苯分离，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应器，预反应器的作用主要是除去二烯烃和苯乙烯，催化剂为Ni-Mo，预反应器产物经管式炉加热后，进入主反应器，在此发生脱硫、脱氮、脱氧、烯烃饱和等反应，催化剂为Co-Mo，预反应器和主反应器内物料状态均为气相。从主反应器出来的产物经一系列换热器、冷却器被冷却，在进入分离器之前，被注入软水，软水的作用是溶解产物中沉积的盐类。分离器把主反应器产物最终分离成循环氢气、液态的加氢油和水，循环氢气经预热器，补充部分氢气后，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行加热，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，在此分离成苯、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，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、甲苯馏分与部分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-甲酰吗啉分离开，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离成苯、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，一部分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。四、工艺计算与设备选型4.1、系统物料衡算4.1.1、操作条件生产能力：11万吨/年(料液)年工作日：7200小时计原料中含有：苯70.8%，甲苯14.2%，二甲苯3.5%苯乙烯1.5%重质苯10%（质量分率，下同）4.1.2、原料粗苯处理量根据工艺的操作条件可知：根据设计任务，料液的年生产能力为110,000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，则每小时的生产能力为：110000÷7200=15，278kg/h4.1.3、两苯塔进出料由图可知，进入两苯塔的料液量即为15278kg/h两苯塔塔顶出料为轻苯（BTXS）,其流量为：W1=W×(70.8%+14.2%+3.5%+1.5%)=15278×90%=13750kg/h两苯塔塔底出料为重苯，其流量为：W1’=W×10%=1375kg/h4.1.4、预精馏塔进出料从两苯塔出来的BTXS经过加氢脱轻后直接进入预精馏塔，所以进入预精馏塔的流量就是W1=13750kg/h预精馏塔顶出料为BT,其流量为：W2=W*(70.8%+14.2%)=15278×85%=12986.3kg/h预精馏塔塔底出料为XS,其流量为：W2’=W*(3.5%+1.5%)=15278×5%=763.9kg/h4.2、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。这里只对纯苯塔进行计算。4.2.1、纯苯塔的作用：分离产品苯甲苯使产品纯度达到96.0wt％，同时，产品回收率达到99.0％。在此目标下对该塔进行计算，寻找达到该分离要求的最佳操作条件。4.2.2、操作条件具体工艺参数如下：料液组成：70.8%苯，14.2%甲苯（质量分率，下同）产品组成（纯苯塔)：馏出液99.9%苯，釜液1%甲苯操作压力：常压（塔顶：100.5kPa进料：101.3kPa塔底：133kPa）进料温度：泡点进料状况：泡点加热方式：间接蒸汽加热回流比：R=（1.2～2）Rmin4.2.3、物料衡算：1、全塔物料衡算苯的摩尔质量：MA=78kg/kmol甲苯的摩尔质量：MB=92kg/kmol　纯苯塔的原料处理量F=15278×(70.8%+14.2%)=13750kg/h原料中苯的质量分数：=70.8/(70.8+14.2)=0.83则其摩尔分数为=塔顶产品苯的质量分数：=0.999则其摩尔分数为=0.999塔底产品甲苯的质量分数：=0.01则其摩尔分数为=0.012总物料衡算：F=D+W①苯的物料衡算：F×=D×+W×②联立①②式得：D=11106.4kg/hW=2643.6kg/h原料液的平均摩尔质量=66.456+13.616=80.072kg/kmol塔顶产品的平均摩尔质量=78.014kg/kmol塔液产品的平均摩尔质量=91.832kg/kmol2、温度的确定Antoine方程：lg=6.02232-1206.350/(t+220.237)lg=6.07826-1343.943/(t+219.377)泡点方程：根据以上三个方程，运用试差法可求出,当=0.83时，假设t=84℃，=114.066kPa，=44.496kPa当=0.999时，假设t=80℃，=100.524kPa，=38.826kPa当=0.01时，假设t=120℃，=298.735kPa，=131.29kPa,t=84℃，既是进料口的温度，t=80℃是塔顶蒸汽需被冷凝到的温度，t=120℃是釜液需被加热的温度。3、平均相对挥发度：80℃时，苯的饱和蒸汽压=100.524kPa甲苯的饱和蒸汽压=38.826kPa120℃时，苯的饱和蒸汽压=298.735kPa甲苯的饱和蒸汽压=131.29kPa,由=得：80℃时，==2.59120℃时，==2.28所以平均相对挥发度：===2.434、最小回流比Rmin由于泡点进料，则xq=xfRmin===0.81回流比R=1.5Rmin=1.25、基础数据整理=2.43.所以平衡方程为y==Y1=xD=0.999带入平衡方程可得x1==0.998<1>.精馏段液相平均温度：EMBEDEquation.3(80+84)=82℃在平均温度下查得=814.8kg/m3，=802.9kg/m3液相平均密度为：其中，平均质量分数所以，=813.8kg/m3精馏段的液相质量流量L=RD=1.2×11106.4=13327.68kg/h精馏段的液相体积流量精馏段气相质量流量V＝(R+1)D＝2.2×13327.68=29326.9Kg/h，平均压力：EMBEDEquation.3(101.3+100.5)=100.9kPa,标准状况下的体积：V0=操作状况下的体积：V1=8420.4EMBEDEquation.3EMBEDEquation.3EMBEDEquation.3=5485.6m3/h气体负荷：Vn==1.524m3/s气体密度：==5.345kg/m3<2>.提馏段平均温度：(84+120)=102℃在平均温度下查得=812.5kg/m3，=802.6kg/m3液相平均密度为：其中，平均质量分数所以，=806.73kg/m3因为泡点进料，所以进料热状态q=1所以，提馏段液相质量流量：L'＝L+qF=13327.68+113750=27077.68kg/h提馏段液相体积流量提馏段气相质量流量V'＝V-(1-q)F＝V=29326.9kg/h平均压力：(101.3+133)=117.15kPa标准状况下的体积：V0=操作状况下的体积：V1=8422.1EMBEDEquation.3EMBEDEquation.3EMBEDEquation.3=5364.7m3/h气体负荷：Vm==1.490m3/s气体密度：==5.47kg/m36、操作线方程精馏段操作线方程EMBEDEquation.3提馏段操作线方程EMBEDEquation.34.2.4、塔径本设计采用F1重阀浮阀塔，设全塔选用标准结构，板间距HT=0.45m，溢流堰高hc=0.05m。<1>.精馏段1.求操作负荷系数C精馏段功能参数：()=EMBEDEquation.3()=0.0368塔板间有效高度H0=HT-HC=0.45-0.05=0.40m查斯密斯图得负荷系数：C20=0.067。又查得82℃时，苯的表面张力为：22.08mN/m甲苯的表面张力为：22.19mN/m精馏段苯甲苯溶液的平均组成为：苯：EMBEDEquation.3(0.999+0.83)=0.9145wt则含甲苯为：1-0.9145=0.0885wt所以表面张力：σ=0.914522.08+0.088522.19=22.09mN/m所以：C=C20=0.068⑵.最大流速UmaxUmax=C=0.068EMBEDEquation.3=0.84m/s空塔气速u=0.7Umax=0.840.7=0.588m/s⑶．求塔径DD===1.82m<2>.提馏段1．求操作负荷系数C提馏段功能参数：（）=EMBEDEquation.3()=0.076查斯密斯图得C20=0.0662又得102℃时，苯表面张力为：18.49mN/m甲苯的表面张力为：19.18mN/m提馏段苯甲苯混合平均组成：苯：EMBEDEquation.3(0.01+0.83)=0.42甲苯：1-0.42=0.58平均表面张力：=0.4218.49+0.5819.18=18.89mN/m所以C=C20=0.0652.求提馏段U’maxmax=C=0.065EMBEDEquation.3=0.79m/s空塔气速=0.7max=0.70.79=0.553m/s3.求塔径===1.86m对全塔，圆整后塔径D=2000mm塔截面积为3.14m2实际空塔气速m/s4.2.5、理论塔板数计算<1>求最小理论塔板数Nm：根椐芬斯克公式：Nm===11.75<2>.求实际理论板数由==0.182查吉利兰图得：=0.46则：=0.46所以：N22.6块<3>进料板位置84℃时，84℃==2.56所以精馏段的平均相对挥发度：EMBEDEquation.3=2.57所以：Nm，1===4.46则：=0.46所以：9.1块即第十层理论板为进料板<4>.计算板效率()求平均相对挥发度与平均粘度的积(、)塔顶塔底平均温度为：(80+120)=100℃100℃时：=0.24510-3Pa.S=0.26510-3Pa.S则：=xf+(1-xf)=0.24510-30.852+0.26510-3(1-0.852)=0.24810-3PaS所以：EMBEDEquation.3=0.24810-32.43=0.60310-3Pa.S(2)查板效率与EMBEDEquation.3关联图得：板效率：E=0.55<5>实际板数板效率：E=0.55所以实际板数为：=41.1块=42块实际精馏段板数：=16.5块=17块实际提馏段板数：Ne2=42-17=25块4.2.6、塔内件设计<1>.溢流堰设计塔板上的堰是为了保持塔板上有一定的清液层高度，若过高则雾沫夹带严重，过低气液接触时间短，都会降低板效。根椐经验，取清液层高度hL=0.05，本设计选用单溢流弓形降液管，不设进口堰。堰长取Lw=0.7D=0.72000=1400mm<2>.降液管设计Lw=1400mm，=0.7查阅《化工原理》(下)天津科学技术出版社，得到：=0.14，=0.079Wd--------降液管弓形宽度mAf---------降液管弓形面积m2AT--------塔截面积m2Wd=0.142.0=0.28mAT=EMBEDEquation.3D2=EMBEDEquation.33.14(2.0)2=3.14m2Af=3.140.079=0.248m2降液管容积与液体流量之比为液体在降液管中的停留时间t，一般大于5S，即：t=精馏段：t==31.51>5S提馏段：t==15.60>5S故降液管底隙高度H0，对弓形降液管，管口面积等于底隙面积，即有：H0=，取=0.2m/s，则：精馏段：H0==0.016m提馏段：H0==0.033m<3>.塔板布置及浮阀数目与排列：①塔板布置因D故塔板采用分块板式塔板，查下表 塔径/mm 800-1200 1400-1600 1800-2000 2000-2400 分块数 3 4 5 6得塔板分为6块。②浮阀数目与排列取阀孔动能因子F0=10,计算如下： 精馏段 提馏段 U0= U0==4.325 U0==4.276 每层浮阀数N= N==312 N==309 取边缘高度 Wl=0.06m 泡沫区宽度 Ws=0.10m浮阀排列方式采用等腰三角形叉排，取同一横排的孔心距t=75mm=0.075m,因塔板采用分块式，各分块板的支承与衔接也要占去一部分鼓区面积，因此排间距取=65mm=0.065m,按t=75mm,=65mm.以等腰三角形叉排方式作图。图4-1浮阀孔排列图排得阀数为320个，按N=320个重新换算F，计算结果如下： 精馏段 提馏段 U0= =4.22m/s =4.13m/s F0=U0 4.22EMBEDEquation.3=9.75 4.13EMBEDEquation.3=9.65阀孔动能因素变化不大，仍在9-12之间。塔板开孔率：==12.17%一般10％～14％，符合要求。4.2.7、塔板流体力学验算<1>.气相通过浮阀塔的压降Hp=Hc+Hl+H⑴.干板阻力 精馏段 提馏段 Uoc=1.825 Uoc=EMBEDEquation.3=4.192m/s Uoc=EMBEDEquation.3=4.140m/s 因为 U0>Uoc U0>Uoc Hc=5.34 Hc=5.34EMBEDEquation.3=0.031 Hc=5.34EMBEDEquation.3=0.032⑵.板上充气液层阻力。取充气系数0=0.5hl=1hL=0.50.05=0.025⑶液体表面张力所造成的阻力很小，可以忽略。所以hp=hc+hL对精馏段：hp=0.025+0.031=0.056对提馏段：hp=0.025+0.032=0.057<2>淹塔为防止淹塔，要求严格控制降流管中液层高度。HdEMBEDEquation.3(HT+hw)Hd=hp+hL+hdA、气体通过塔板的压降相当的液降高度hp精馏段hp=0.056m提馏段hp=0.057mB、液体通过降液管的压头损失。因为不设进口堰：精馏段：hd=0.153()2=0.153()2=0.0029提馏段：hd=0.153()2=0.153()2=0.0030C、板上液层高度：hL=0.05m所以Hd=hp+hL+hd精馏段：Hd=0.05+0.056+0.0029=0.1089m提馏段：Hd=0.05+0.057+0.0030=0.1100m取=0.5选定HT=0.45hw=0.032则：（HT+hw）=0.5（0.45+0.032）=0.241所以Hd(HT+hw)即可防止淹塔。<3>雾沫夹带。泛点率按下二式计算泛点率=EMBEDEquation.3100%（A）泛点率=EMBEDEquation.3100%（B）板上液体流经长度:ZL=D-2Wd=2.0-20.336=1.328板上泛液面积：Ab=AT-2Af=3.14-20.248=3.016m2苯—甲苯系统属无泡沫系统，物性系数K，查表得K＝1又查得 CF CF=0.093 CF=0.091 由（A）式得 泛点率=57.89% 泛点率=59.20% 由（B）式得 泛点率=57.54% 泛点率=58.81%由（A）、（B）算出的泛点率都小于70%，则满足雾沫夹带ev<0.1kg（液）/kg（气）的要求。4.2.8、塔板负荷性能图<1>.雾沫夹带线泛点率=对于一定的物系和一定的塔板v，l，Ab，K，G及Zl已知，相对于ev<0.1的泛点率上限可确定，得V-L关系式，按泛点率=70%计算：精馏段：=0.7化简得：0.08131Vn+1.5667Ln=0.17即：Vn=2.09-19.27Ln提馏段：=0.7化简得：0.0826Vm+1.5667Lm=0.168即：Vm=2.03-18.97Lm由上可知，雾沫夹带线为直线。　<2>.液泛线　　(HT+HW)=Hp+Hl+Hd=Hc+Hl+H+HL+Hd　　　　忽略掉H，有：(HT+HW)=5.34EMBEDEquation.3+0.153()2+(1+0)[HW+E()1/3]因塔板结构一定，物系一定，则HT，HW，H0，Lw，v，l，0和定值，U0=式中d0，N也是定值，故：上式可简化为：精馏段：0.193=Vn2+18.14Ln2+0.858Ln2/3提馏段：0.193=Vm2+45.36Lm2+0.868Lm2/3此即常压塔的泛点率。<3>.液相负荷上限　　　液体在降液管中停锱时间不低于5S为停留时间的上限。　　　由=有：L=则精馏段：Ln(max)==0.0321提馏段：Lm(max)==0.0321<4>.漏液线对F1重阀，以F0=5为规定气体最小负荷由F0=U0＝5，得U0＝由V=d0NU0=所以：精馏段：Vn(min)=0.0392EMBEDEquation.3=0.826m3/s提馏段：Vm(min)=0.0392EMBEDEquation.3=0.817m3/s<5>.液相负荷下限取板上液层高度how=0.006m，作为液相负荷下限条件。L(min)=(EMBEDEquation.3)3/2精馏段：Ln(min)=()3/2=1.3710-3m3/s提馏段：Lm(min)=()3/2=1.3410-3m3/s精馏段负荷性能图从图中可以看出：　　①.在任务规定的气液负荷下的操作点P(设计点)处于适合操作区内的适宜位置。　　②.按固定的液气比，可从图中查出气相负荷的上下限提馏段负荷性能图常压塔工艺计算结果汇总 项目 数值及 说明 关于失联党员情况说明岗位说明总经理岗位说明书会计岗位说明书行政主管岗位说明书 备注 塔径D/mm 2000 板间距HT:m 0.45 塔板形式 单溢流弓形降液管 分块式塔板 堰长Lw：m 1.40 板上液层高度HL：m 0.05 精馏段 提馏段 降液管底隙高度h0：m 0.022 0.044 浮阀个数N:个 320 等腰三角形叉排 阀孔气速U0：m/S 4.219 4.125 阀孔动能因素 9.75 9.65 临界阀孔气速Uoc：m/S 4.192 4.140 孔心距：m 0.075 排间距：m 0.065 单位压降△P：mH2O 0.056 0.057 降液管液体停留时间t：s 31.51 15.60 降液管内流液层高度Hd：m 0.1122 0.113 泛点率（%） 57.89 59.20 液相负荷上限Ls(max)：m3/s 0.0321 0.0321 雾沫夹带控制 液相负荷下限Ls(min)：m3/s 1.3710-3 1.3410-3 漏液线控制4.2.9、纯苯塔热量衡算⑴塔底热量衡算塔底苯蒸汽的摩尔潜热=373KJ/Kg，塔底甲苯蒸汽的摩尔潜热=361KJ/Kg；所以塔底上升蒸汽的摩尔潜热=上升蒸汽量为:V＝(R+1)D＝2.2×11106.4=22212.8Kg/h所以再沸器的热流量'=22212.8×362.12=8.04EMBEDEquation.KSEE3\*MERGEFORMATKJ/h因为加热蒸汽的潜热=2177.6KJ/Kg(t=130℃)，所以需要的加热蒸汽的质量流量==3693.8kJ/h⑵塔顶热量衡算塔顶上升苯蒸汽的摩尔潜热=379.3KJ/Kg塔顶上升甲苯蒸汽的摩尔潜热=367.1KJ/Kg所以塔顶上升蒸汽的摩尔潜热==379.29KJ/Kg精馏段上升蒸汽量为:V＝(R+1)D＝2.2×11106.4=2212.8Kg/h，所以冷凝器的热流量Qc=V×rv=kJ/h因为水的定压比热容=4.174KJ/Kg/K，冷却水的进口温度t1=25℃，冷却水的出口温度t2=70℃，所以需要的冷却水的质量流量Gc=kJ/h4.2.10、常压塔主要尺寸确定<1>.壁厚选用20尺钢为塔体材料，由于是常温常压操作，取壁厚Sn=10mm。<2>.封头采用标准椭圆封头，材料为20R钢，壁厚与塔体相同，即：Sn=10mmhi=1000=500mm，h0=40mm　　　　　图5-4　标准椭圆封头<3>.裙座以Q235-A钢为裙座材料，壁厚为10mm，内径等于塔内径D=2000mm，高度为2.5m，裙座与简体的连接采用对焊不校核强度。<4>.塔高设计精馏段有效高度计算：Z=(Ne-1)*HT=(42-1)*0.45=18.45m开6个人孔，开人孔处(中间的两处人孔)塔板间距增加为0.7m塔两端空间,上端头留1.5m，下端留3.0m,所以，最后的塔体高为：<5>.基础环设计基础环用Q235-A钢，内径取750mm，外径为1250mm，基础环高取35mm，螺栓选用M36螺栓20颗。<6>.接管尺寸设计⑴.塔顶蒸汽出口管塔顶上升蒸汽的体积流量：V===5486.8m3/h=1.524m3/s取适宜速度，那么=0.312m经圆整选取热轧无缝钢管(YB231-64)，规格：实际管内流速：=13.66m/s⑵.回流液进口管回流液体积流量=0.00455m3/s利用液体的重力进行回流，取适宜的回流速度，那么=0.108m经圆整选取热轧无缝钢管(YB231-64)，规格：实际管内流速：=0.33m/s⑶进料管进料液体密度为则查得84℃时=814.57kg/m3,=802.87kg/m3代人=812.56kg/m3进料体积流量==16.92m3/h=0.0047m3/s取适宜的输送速度，故=0.055m经圆整选取热轧无缝钢管(YB231-64)，规格：实际管内流速：=1.29m/s⑷釜残液出料管查得120℃时=810.43kg/m3,=802.33kg/m3代人得=802.41kg/m3釜残液的体积流量：==3.29m3/h=0.0009m3/s取适宜的输送速度，则=0.05m经圆整选取热轧无缝钢管(YB231-64)，规格：实际管内流速：=0.35m/s4.3、辅助设备设计和选型4.3.1、再沸器因为蒸汽温度ts=140℃，釜液进口温度=110℃，釜液出口温度=120℃，所以传质温差℃因为传质系数K1=300W/m2/K，所以传质面积4.3.2、冷凝器因为蒸汽进口温度T1=100℃，蒸汽出口温度T2=80℃，冷却水的进口温度t1=25℃,冷却水的出口温度t2=70℃，所以传质温差因为K2=250W/m2/K，所以，传质面积五、设计的体会和收获5.1、结论本设计采用溶剂萃取低温加氢工艺，相对其他方法，该法具有操作简单,自动化程度较高,少量废水废气排放,排放物低于国家规定的排放标准，氢耗较低，加氢反应温度、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,产品选择性和产品质量高等优点。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。溶剂萃取低温加氢工艺粗苯加氢属于中温、中压、不脱烷基的加氢技术，其操作温度为340～370℃、压力为2.8～3.0MPa。显然，该技术对加氢设备的材质要求相应较低。本生产技术较为成熟、可靠，工艺合理，原料成本相对较高，但产品质量、产率都很高。另外此套生产工艺流程，操作和设备都比较简单，收效快，适合高新企业选用。用该技术生产的苯纯度高，与石油苯产品性能基本没有差异，能实现与甲苯、二甲苯的有效分离，产品为纯苯、甲苯、二甲苯(包括邻二甲苯、间二甲苯和对二甲苯)、三甲苯和重苯等。粗苯加氢精制工艺能耗低、成本低、产品质量好，代表了粗苯加工精制的发展方向。该装置采用特殊粗苯汽化工艺，有效地降低了蒸发过程中聚合结焦堵塞，从而保证了装置长期稳定运行；加氢部分充分利用反应热，精馏采用加压精馏，提高了蒸汽利用率，降低了装置能耗，且由焦化粗苯生产石化级纯苯和甲苯、二甲苯等，三苯收率≥98%，纯苯纯度达到99.9%。该装置环保性能优异，“三废”排放达标。据测算，这套投资1.45亿元的装置两年半就可收回全部投资。综上所述本工艺设计是可行的，而且很有建设价值。5.2、心得体会课程设计是大学课程的重要组成部分，也是对我们把理论知识用于实际生产的一次综合检测，为我们以后从事化工行业的工作以及科学研究打下了坚实的基础。本设计李老师予以悉心的指导，给予了我极大的关怀与帮助，在此谨表示我崇高的敬意和真心的谢意！在李老师的精心指导和同学的帮助下，完成了工艺技术方案的选择、工艺流程设计、物料衡算、能量衡算、工艺设备的设计与选型、设备布置的设计、非工艺设计项目的考虑、编写设计说明 书 关于书的成语关于读书的排比句社区图书漂流公约怎么写关于读书的小报汉书pdf 及图表等内容。在设计的每一个阶段，综合考虑了技术的合理性和先进性、资源情况、工艺现有水平、安全可靠性等多方面的因素，处理了大量的数据并按生产经验进行了多方面的优化，得出最终方案而完成设计任务。但是由于时间短、工艺复杂，加上首次进行这样的大型设计，经验不足且水平有限，在本次设计中，缺点、错误在所难免，敬请各位老师指正。通过课程设计的训练，使我进一步巩固和加深了所学的基础理论、基本技能和专业知识；培养了我独立工作、思考并应用所学的知识解决实际工程技术问题的能力；加强了对工艺流程、化工计算、制图等工作实际的能力；树立了严谨、实事求是、刻苦钻研、勇于探索的科学精神，锻炼了自己的创新思维与他人合作工作的作风。最终在老师的指导下我终于顺利完成了此次设计。在此，对李老师的辛苦劳动，我再次表示衷心的感谢。六、参考文献[1]、匡国柱，史启才主编《化工单元过程及设备课程教材》，化学工业出版社，2005.1[2]、天津大学化工学院柴诚敬主编《化工原理》上、下册，高等教育出版社，2006.1[3]、谭天恩，李伟等编著《过程工程原理》，化学工业出版社，2004.8[4]、汤金石等著《化工原理课程设计》，化学工业出版社，1990.6[5]、《化学工业物性数据手册》，有机卷。[6]、国家医药管理局上海医药设计院编《化工工艺设计手册》第二版(上、下)[7]、刁玉玮等编《化工设备机械基础》大连理工大学出版社，1992[8]、天津大学等合编《基本有机化工分离工程》化学工业出版社，1995[9]、汤善哺，盛谷等编《化工制图》高等教育出版社，1965[10]、化工设备设计全书编辑委员会《塔设备设计》上海科学技术出版社，1988[11]、上海化学工业设计院石油化工设备设计建设组《化工设备图集》（Ⅳ，塔类），上海科技出版社，19743_1234568036.unknown_1234568122.unknown_1234568200.unknown_1449382597.unknown_1449579463.unknown_1449580014.unknown_1449580148.unknown_1449580188.unknown_1449580235.unknown_1449580258.unknown_1449580275.unknown_1449580210.unknown_1449580173.unknown_1449580101.unknown_1449580129.unknown_1449580036.unknown_1449579619.unknown_1449579907.unknown_1449579923.unknown_1449579645.unknown_1449579526.unknown_1449579539.unknown_1449579499.unknown_1449579073.unknown_1449579229.unknown_1449579406.unknown_1449579433.unknown_1449579264.unknown_1449579170.unknown_1449579210.unknown_1449579126.unknown_1449499186.unknown_1449499781.unknown_1449554798.unknown_1449579006.unknown_1449579050.unknown_1449578952.unknown_1449554397.unknown_1449554469.unknown_1449554797.unknown_1449500471.unknown_1449499628.unknown_1449499767.unknown_1449499614.unknown_1449382678.unknown_1449494792.unknown_1449499157.unknown_1449494670.unknown_1449382616.unknown_1449382644.unknown_1449382605.unknown_1234568230.unknown_1355551241.unknown_1355552428.unknown_1355552826.unknown_1355553734.unknown_1355554068.unknown_1355554244.unknown_1355553902.unknown_1355553499.unknown_1355552605.unknown_1355552813.unknown_1355552572.unknown_1355551671.unknown_1355552293.unknown_1355552394.unknown_1355552215.unknown_1355551349.unknown_1355551613.unknown_1355551279.unknown_1234568242.unknown_1234568246.unknown_1234568252.unknown_1234568254.unknown_1234568256.unknown_1234568253.unknown_1234568248.unknown_1234568244.unknown_1234568245.unknown_1234568243.unknown_1234568234.unknown_1234568237.unknown_1234568241.unknown_1234568235.unknown_1234568232.unknown_1234568233.unknown_1234568231.unknown_1234568212.unknown_1234568219.unknown_1234568225.unknown_1234568229.unknown_1234568223.unknown_1234568216.unknown_1234568217.unknown_1234568215.dwg_1234568207.unknown_1234568209.unknown_1234568210.unknown_1234568208.unknown_1234568204.unknown_1234568205.unknown_1234568202.unknown_1234568158.unknown_1234568179.unknown_1234568192.dwg_1234568196.unknown_1234568198.unknown_1234568199.unknown_1234568197.unknown_1234568194.unknown_1234568195.unknown_1234568193.unknown_1234568184.unknown_1234568190.unknown_1234568191.dwg_1234568187.unknown_1234568182.unknown_1234568183.unknown_1234568180.unknown_1234568168.unknown_1234568174.unknown_1234568176.unknown_1234568177.unknown_1234568175.unknown_1234568172.unknown_1234568173.unknown_1234568169.unknown_1234568162.unknown_1234568164.unknown_1234568167.unknown_1234568163.unknown_1234568160.unknown_1234568161.unknown_1234568159.unknown_1234568140.unknown_1234568150.unknown_1234568154.unknown_1234568156.unknown_1234568157.unknown_1234568155.unknown_1234568152.unknown_1234568153.unknown_1234568151.unknown_1234568144.unknown_1234568146.unknown_1234568147.unknown_1234568145.unknown_1234568142.unknown_1234568143.unknown_1234568141.unknown_1234568131.unknown_1234568136.unknown_1234568138.unknown_1234568139.unknown_1234568137.unknown_1234568133.unknown_1234568135.unknown_1234568132.unknown_1234568126.unknown_1234568128.unknown_1234568129.unknown_1234568127.unknown_1234568124.unknown_1234568125.unknown_1234568123.unknown_1234568081.unknown_1234568105.unknown_1234568114.unknown_1234568118.unknown_1234568120.unknown_1234568121.unknown_1234568119.unknown_1234568116.unknown_1234568117.unknown_1234568115.unknown_1234568109.unknown_1234568112.unknown_1234568113.unknown_1234568110.unknown_1234568107.unknown_1234568108.unknown_1234568106.unknown_1234568093.unknown_1234568099.unknown_1234568101.unknown_1234568102.unknown_1234568100.unknown_1234568095.unknown_1234568096.unknown_1234568094.unknown_1234568085.unknown_1234568089.unknown_1234568092.unknown_1234568088.unknown_1234568083.unknown_1234568084.unknown_1234568082.unknown_1234568052.unknown_1234568060.unknown_1234568077.unknown_1234568079.unknown_1234568080.unknown_1234568078.unknown_1234568075.unknown_1234568076.unknown_1234568061.unknown_1234568056.unknown_1234568058.unknown_1234568059.unknown_1234568057.unknown_1234568054.unknown_1234568055.unknown_1234568053.unknown_1234568044.unknown_1234568048.unknown_1234568050.unknown_1234568051.unknown_1234568049.unknown_1234568046.unknown_1234568047.unknown_1234568045.unknown_1234568040.unknown_1234568042.unknown_1234568043.unkno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