年处理18万吨粗苯加氢精制工艺设计毕业设计

唐山学院毕业设计设计题目年处理18万吨粗苯加氢精制工艺设计系别环境与化学工程系班级09石油化工生产技术（2）班姓名丁伟伟指导教师程磊2012年6月4日18万吨/年粗苯加氢精制工艺设计摘要粗苯为中间体产品，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。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，已被广泛用于以石油重整油、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999以上，甲苯也在99以上，产品纯度均优于其他方法。关键词粗苯加氢苯甲苯工艺设计PROCESSDESIGNOFHYDROGENATIONOFCRUDEBENZENEWITHANNUALHANDLINGCAPACITYOF180THOUSANDTONSABSTRACTCRUDEBENZOLFORINTERMEDIATEPRODUCTS,ONLYUSEASASOLVENT,BUTAFTERREFININGCOKINGBENZENE,COKETOLUENE,XYLENEANDOTHERCOKINGPRODUCTS,ORGANICCHEMICALS,PHARMACEUTICALSANDPESTICIDES,SUCHASTHEIMPORTANTRAWMATERIALS,INDUSTRYEXPERTSBELIEVETHATCRUDEBENZENEHYDROGENATIONTECHNOLOGYFORREFININGCRUDEBENZENEREPRESENTSTHEDIRECTIONOFDEVELOPMENTOFTHISTECHNOLOGYINCHINATOPROMOTETHEUSEOFBENZENEISNOTONLYVALUABLERESOURCESCANBEFULLYUTILIZED,CANEFFECTIVELYIMPROVETHEAPPEARANCEOFREFINEDCRUDEBENZENE,IMPROVEHYGIENETHEMIDDLELEVELDURINGTHEDESIGNPROCESSOFHYDROGENATION,THEHYDROGENATIONOFLOWTEMPERATUREHYDROGENATIONPROCESSTEMPERATURE,LOWPRESSURE,PRODUCTQUALITY,HASBEENWIDELYUSEDINTHEOILREOIL,HIGHTEMPERATUREPYROLYSISGASOLINE,COKINGCRUDEBENZENEHYDROGENATIONFORTHEPRODUCTIONOFRAWMATERIALS,SOTHEUSEOFLOWTEMPERATURECRUDEBENZENEHYDROGENATIONREFININGPROCESSACCURACYOF999PUREBENZENETHANTOLUENEAREMORETHAN99PURITYOFPRODUCTAREBETTERTHANOTHERMETHODSKEYWORDSCRUDEBENZENEHYDROGENATIONBENZENETOLUENEPROCESSDESIGN目录1引言111设计的意义112设计指导思想和原则113设计依据22生产方法和工艺流程的确定321工艺技术的比较与选择3211主要生产工艺技术简介3212工艺技术的比较与选择422生产流程叙述43物料衡算631原料粗苯计算632两苯塔进出料633预精馏塔进出料634纯苯塔进出料64设备的计算与选型741塔体的工艺计算7411精馏塔的物料衡算7412精馏塔塔顶、塔底、进料板温度计算8413精馏塔塔顶、塔底、进料板密度流量的计算15414最小回流比、回流比及操作线的计算16415塔板的计算18416表面张力的计算19417液相平均黏度20418塔径的计算2142塔板尺寸的设计与计算22421溢流堰设计22422弓形降液管的宽度和面积23423降液管的底隙高度2343塔板布置及浮阀的数目与排列23431塔板布置23432浮阀数目与排列2444塔板的流体力学计算25441气相通过浮阀塔板的压降25442降液管高度验算26443物沫夹带验算2745塔附件设计28451接管的计算28452裙座29453塔高3046塔板负荷性能图3047设备一览表355车间布置3651车间布置原则3652厂房概况及布置36结论37谢辞38参考文献39附录40外文资料411引言11设计的意义粗苯是初级化工原料，通过进一步加工精制后，可以获得优质纯苯，甲苯、二甲苯和重苯等，这些产品广泛用于合成纤维、塑料、医药、染料、农药、油漆、橡胶及日用化工等行业，均为高附加值产品，具有可观的经济效益。加氢法精制粗苯产品能够达到石油级质量要求，具有工艺先进，苯收率高，无污染等优势。苯加氢是化工产业延伸和增加产品附加的需要。作为基础化工原料的笨，近几年随着下游需求不断增强，市场一直走俏。粗苯加氢工艺生产的苯能够满足下游产品高质量的要求，能够有效的补充市场需求，为地区经济和社会的发展做出积极的贡献。近年来,随着焦化行业的火爆以及国家对焦化行业的宏观指导,使焦化行业更加规范,一些大型焦炉陆续上马,焦化企业配套建设的化工回收装置的收率也随之提高,这使得我国的粗苯产量有了明显的提高。截止2006年,我国焦化粗苯年产量已达到145万吨左右,这使得粗苯加氢精制的原料有了可靠保障。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苯在常温下为一种无色、有甜味的透明液体，并具有强烈的芳香气味。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。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。二甲苯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。12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。13设计依据根据设计任务，粗苯的年处理量为180,000吨/年。全年生产时间为300天7200小时，剩余时间为大修、中修时间。工艺设计原料粗苯要求甲苯含量小于142，苯含量大于70，二甲苯小于40，三苯含量大于88，萘含量小于30，密度小于0885。料液组成083苯，017甲苯（质量分率，以下同）。产品组成（纯苯塔馏出液999苯，釜液1苯。进料状况泡点进料。加热方式间接蒸汽加热。回流比R（122）RMIN。2生产方法和工艺流程的确定21工艺技术的比较与选择211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KK法，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600650，压力60MPA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。该法的工艺过程大致为粗苯预蒸馏、获得轻苯再预加氢，主加氢在稳定塔然后进行精馏。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COMO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CR2O3AL2O3系催化剂，反应温度为610630、操作压力588MPA。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999的氢气返回系统供加氢之用。（2）萃取蒸馏低温加氢KK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KK法和溶剂萃取加氢。在温度为300370，压力2530MPA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。212工艺技术的比较与选择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。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999以上，甲苯也在99以上，产品纯度均优于其他方法。KK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340370、压力为2830MPA。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。22生产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NIMO，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COMO，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。画出流程示意图，如图21所示。图21流程示意图3物料衡算31原料粗苯处理量根据设计任务，塔的年处理量为180,000吨/年。每年按7200个小时计算，则每小时的生产处理量为180000720025T/H25,000KG/H。32两苯塔进出料进入两苯塔的料液量即为25,000KG/H。两苯塔塔顶出料为轻苯（BTXS）,其流量为W1W7081423515250009022500KG/H。两苯塔塔底出料为重苯，其流量为W1W1025000102500KG/H。33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W122500KG/H。预精馏塔顶出料为BT,其流量为W2W708142250008521250KG/H。预精馏塔塔底出料为XS,其流量为W2W35152500051250KG/H。34纯苯塔进出料苯的摩尔质量MA7811KG/KMOL。甲苯的摩尔质量MB9214KG/KMOL。纯苯塔的原料处理量F2500070814222500KG/H。原料中苯的质量分数708/708142083。FX甲苯的质量分数142/708142017。F4设备的计算与选型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。41塔体的工艺计算411精馏塔的物料衡算1原料液及塔顶、塔底产品的摩尔分率苯的摩尔质量MA7811KG/KMOL。甲苯的摩尔质量MB9214KG/KMOL。原料中苯的质量分数083，FX则其摩尔分数为。F85201493780BAN塔顶产品苯的质量分数0999，DX则其摩尔分数为。D901427890BAN底产品甲苯的质量分数001，WX则其摩尔分数为。W01492780/2原料液及塔顶、塔底产品的平均摩尔质量原料液的平均摩尔质量808614KG/KMOL。1492850178520FM塔顶产品的平均摩尔质量789533KG/KMOL。9D塔液产品的平均摩尔质量919716KG/KMOL。1492017802W（3）物料衡算总物料衡算FDW，苯的物料衡算FDW，FXDWX联立解得D1761881KG/HW363119KG/H则他们的摩尔流率为DD/1761881/17618812231548KMOL/H，DMWW/363119/919716394816KMOL/H，WFF/22500/8086142650074KMOL/H。F（4）原料液及塔顶、塔底产品的摩尔流率原料液FF/21250/8018642650074KMOL/H，塔顶产品DD/1761881/7895332231548KMOL/H，DM塔底产品WW/363119/919716394816KMOL/H。W412精馏塔塔顶、塔底、进料板温度计算因纯苯塔操作属于常压操作，两组分的物理化学性质特别是两组分的化学结构比较相近，所以该混合物为完全理想体系。每层塔板的压降为0646KPA。塔顶操作压力101341053KPA，绝对压强P790HG。塔釜操作压力10534306461331KPA，绝对压强P99858HG，则进料板绝对压强P89429HG。258970常压下两组分的沸点，苯TA8010；甲苯TB11063。（1）塔顶温度的求取已知塔顶产品苯的摩尔分数为0999，则甲苯的摩尔分数为0001塔顶采用全凝器。根据LGAIANTOINE方程PICITB苯和甲苯的基础物性数据，如下表41。表41苯和甲苯的基础物性数据ABC苯甲苯15900816017327885130965252365367采用试差法求塔顶温度设塔顶温度为81（35415K）试差LG159008AP3652147878125HGAPLG160173B67531420930249HG/78125/79009889AKP/30249/79003829B与塔顶气相平衡的液相组成/0999/0988910102AXDXK1/10999/038290002612BB则10102000261210128121IA100128120001不合格，IX1所设温度偏低。I设塔顶温度为815（35465K）试差LG159008AP3652417879328HGLG160173B675340930772HGP/79328/79010042AK/30772/79003895B与塔顶气相平衡的液相组成/0999/1004209948AXDXK1/10999/038950002567BB则09948000257609976671IA100004761IXA10004830001不合格，I1所设温度偏低。I设塔釜温度为1197（39285K）试差LG159008AP36528917223300HGLG160173B6753892098031HGP/223300/9985822362AK/98031/9985809817B与液相平衡的气相组成/0012/22362002683AYWXAK1/10012/098109699BB则002683096990996730001不合格，IX1IA1000081IA1004030001不合格，IX1所设温度偏低。I设进料板温度为885（36165K）试差LG159008AP365217897746HGLG160173B675310938878HGP/97746/8942910930AK/38878/8942904347B泡点进料，与液相平衡的气相组成/0852/1141609312AYFXK1/10852/04564006433BB则093120064330995530001不合格，IX1IA1000028800MM,故裙座壁厚取16MM。基础环内径MDBI193201620基础环外经BO53圆整2000MM，2600MM基础环厚度，考虑到腐蚀余量取IBOD18MM；考虑到再沸器，裙座高度取2M。453塔高（1）塔的顶部空间高度塔的顶部空间高度是指塔顶第一层塔盘到塔顶封头的直线距离，取除沫器到第一块板的距离600MM，塔顶部空间高度为1200MM。（2）塔的底部空间高度塔的底部空间高度是指塔底最末一层塔盘到塔底封头的切线距离，釜液停留时间取5MIN。HTLS60RVAT050756000162101423801302144M。（3）人孔人孔是安装或检修人员进出塔的唯一通道，人孔的设置应便于进入任何一层塔板，由于设置人孔处塔间距离大，且人孔设备过多会使制造时塔体的弯曲度难于达到要求，一般每隔68块塔板开一个人孔。本塔中共43块板，需设置6个人孔，每个人孔直径为450MM，在设置人孔处，板间距为600MM，人孔伸入塔内部应与塔内壁修平，其边缘需倒棱和磨圆。精馏段有效高度Z精（N精1）HT（191）04581M。提馏段有效高度Z提（N提1）HT（241）0451035M。故精馏塔的有效高度为ZZ精Z提（06045）621281103509121442519M。46塔板负荷性能图雾沫夹带线泛点率136VSSLLFBZKCA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EV01的泛点率上限可确定，得VL关系式，按泛点率70计算精馏段1530148726982780NNLV整理得。NN4提馏段1530148726475780MMLV整理得。S9263由上式知物沫夹带线为直线，则在操作范围内任取几个L值算出V。计算出的L、V见表44液泛线DLCDLPWTHHHH1由此确定液泛线，忽略式中。表44物沫夹带线上的气、液体积流量精馏段（M3/S）L（M3/S）V000242105000441439000640774000840108提馏段（M3/S）N（M3/S）000238658000438047000637436000836825HTHW5340153210HWE1/3GPULV200HLWS1842LWS360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V24精馏段3/222422516080417503175413089708931660NNLLV整理后可得。3/222547647NNNLV提馏段3/22242251608027965101796541308917894360MMLLV整理后可得。3/22240764MMMLV在操作范围内，任意取若干个LS值，算出相应的VS值，如下表45。液体负荷上限线液体的最大流量应保证降液管中停留时间不低于35S。液体在降液管内停留时间。5FTAHS以作为液体在降液管内停留时间的下限，则，5SSMHALTFS/02915432103MAX,表45液泛线上的气、液体积流量精馏段（M3/S）N（M3/S）V000276475000474713000673048000871367提馏段（M3/S）L（M3/S）000272919000471036000669004000866700漏液线对于F1型重阀，依动能因数作为规定气体的最小负荷的标准，则05F。204SOVDNU精馏段。SMDVS/69418254903432120MIN1提馏段。VVS/734532220IN2液相负荷下限线对于平直堰，取堰上液层高度作为液相负荷下限条件，作出MHOW06相负荷下限线,该线与气相流量无关的竖直线。由，OWH06360108423/2MINWSLLE取E10，则。MINS/123845182/3SM由以上计算画出操作性能负荷图,如下图41,图42。0020406081120000500100150020025003LSM3/SVSM3/S1物沫夹带线2液泛线3液相负荷上限4漏液线5液相负荷下限图41精馏段负荷性能图0020406081120000500100150020025003LSM3/SVSM3/S1物沫夹带线2液泛线3液相负荷上限4漏液线5液相负荷下限图42提留段负荷性能图由塔板负荷性能图可以看出在任务规定的气、液负荷下的操作点A（设计点）处在适宜操作区的适宜位置；塔板的气相负荷上限完全由物沫夹带控制，操作下限由漏液控制；12430020406081120000500100150020025003LSM3/SVSM3/S553214按固定的液气比，由图可查出塔板的气相负荷上限VSMAX42（M3/S），气相负荷下限VSMIX169（M3/S）。所以，精馏段操作弹性为。526914表46浮阀塔工艺设计计算结果计算数据项目符号单位精馏段提馏段备注塔径DM2222板间距THM045045塔板型式单溢流弓形降液管分块式塔板空塔气速UM/S0948408892堰长度WLM145145堰高度HWM004117002796板上液层高度M00060006降液管底隙高度HOM003117001796阀孔气速UOM/S6158957745浮阀数目N个490490等边三角形叉排阀孔动能因数0F10641071临界阀孔气速UOCM/S5772153396孔心距TM00750075同一横竖、排的孔心距排间距HM00650065单板压降PPPA5053081281765液体在降液管内的停留时间S1991897降液管内的清液高度HDM012690149泛点率42014495LSMAXSM/30029100291物沫夹带控制液相负荷上下限LSMIN（00012368）（00012368）（漏夜控制）同理，提留段操作弹性为。52786193浮阀塔工艺设计计算结果见表46。47设备一览表表46设备一览表序号设备名称数量单位材质12345678910精馏塔分配器冷却器全凝器再沸器原料储罐产品储罐釜液储罐泵原料预热器1211111311个个个个个个个台台个碳钢5车间布置51车间布置原则车间布置包括车间各工段、各设施在车间场地范围内的平面布置和设备在车间中的布置两部分。前者称车间平面布置，后者称车间设备布置。车间平面布置就是包括生产设施、生活辅助设施、生活行政设施、其他特殊用室等内容的组合布置。车间平面布置的要求有（1）适合全场总图布置，与其他车间、公用工程系统、运输系统结合成一有机整体；（2）经济效果好、占地少、建设费用少、生产成本低；（3）便于生产管理、物料运输、操作维修方便；（4）生产要安全，要妥善解决防火、防毒、防腐蚀等问题，要符合国家的各项有关规范；（5）要考虑将来扩建和增建的余地。车间设备布置就是确定各个设备在车间平面与立体平面的位置；确定场地与建、构筑物的尺寸；确定管道、电器仪表管线，采暖通风管道的走向和位置。车间设备布置的原则有（1）露天布置时，大多数设备都直接安装在地面的基础上；要抬高的设备用加长群座或安装在基础上；往复泵与压缩机常设顶棚或布置在室内，他们的基础要与建筑物的基础分开，防止震动传给建筑物。（2）车间中的设备应该成排成列布置，主架管一般布置在通道上空，供工艺、仪表管道、通风管道等共同使用；下水道，地下水管道与电缆等也常沿通道布置。（3）流程布置与组式布置结合，以前者为主，尽量保持工艺流程在水平和垂直方向上的连续性，同时对一些结构上、操作上相似的设备采用集中布置，如塔、反应器、泵、压缩机等。52厂房概况及布置本设计是粗苯加氢纯苯塔的工艺计算，依据上述的布置原则，根据粗苯加氢的工艺要求以及其他方面因素的影响综合分析，粗苯加氢的厂房设计为露天形式，以满足塔设备的高度及操作要求。占地面积约为20M25M。其中包括设备车间、控制室、储存室和厕所。控制室占地20平米，储存室和厕所各占10平米。泵设计为单独车间厂房安置，外加一产品槽，共占地36平米。整个车间布置充分利用空间，有利于管道节省，使设备便于自动化、智能化管理。对于意外突发事故可以及时控制，迅速控制现场。结论（1）通过对相关资料的分析和比较，本设计选用低温加氢法来分离苯和甲苯，该设计具有所有原料分布普遍，容易获得，使粗苯得到了充分合理的利用，损耗量较少，适合大规模生产等特点。（2）经过设备的工艺计算和选型，本设计采用了精馏塔D2200，H25190，板间距450。采用分块式塔板，浮阀数排列按等边三角行排列，同一横排孔心距75，排得阀数490个。（3）本设计附有工艺流程图、主要设备图、车间布置图，和设计说明书。谢辞非常感谢程磊老师在我大学的最后学习阶段（毕业设计阶段）给自己的指导，从最初的计算，到写作、修改、论文定稿，他给了我耐心的指导和无私的帮助。程老师学识渊博，工作严谨、一丝不苟，为了指导我们的毕业论文，他奉献了自己的休息时间和业余时间，他的这种无私奉献的敬业精神令人钦佩，在此我向他表示诚挚的谢意。感谢所有任课老师和所有同学在这三年来给自己的指导和帮助，是他们教会了我专业知识，教会了我如何学习，教会了我如何做人。正是由于他们，我才能在各方面取得显著的进步，诚信奋斗为人，严谨求真为学的校训我会时刻铭记于心，在此向他们表示我由衷的谢意，并祝所有的老师培养出越来越多的优秀人才，桃李满天下参考文献1贺永德主编现代煤化工技术手册M北京化学工业出版社，20042肖瑞华主编煤化学产品工艺学M北京冶金工业出版社，20083陈启文主编煤化工工艺M北京化学工业出版社，20094李万春主编煤化工生产安全操作技术M北京气象出版社，20065李国庭主编化工设计概论M北京化学工业出版社，20086（苏）柯良德尔著粗苯加工新方法M北京冶金工业出版社，19827夏清，陈常贵主编化工原理下册M天津天津大学出版社,20058贾绍义,柴诚敬主编化工原理课程设计M天津天津大学出版社,20029江会保主编化工制图M北京机械工业出版社,200310唐伦成化工原理课程设计简明课程M哈尔滨哈尔滨工程大学出版社，200511贾绍义化工原理课程设计M天津天津大学出版社,200212刘雪媛汤景凝化工原理课程设计M石油大学出版社，200213石油化学工业规划设计院。塔的工艺计算。北京石油化学工业出版社，1997。14COUISONJM，RICHARDSONJFCHEMICAIENGINEERINGVOI“3RDEDPERGAMON，197815WANGBIN,TIANWENDEANEWREALTIMEDYNAMICDISTILLATIONMODELFORCONTROLSYSTEMDESIGNJJCHEMENGOFCHINESEUNIV,2000,143298301附录附录一工艺流程图附录二主要设备图附录三车间布置图外文资料THEMETHODOFTHEDISTILLATIONANDDEVELOLMENTCONTINUCEDZHAOJINQVINCLLIUIONCL,WANGLU1,ZHANGWEIWEI，SUNLANLANR7RESEARCHINSTITUTEOFDAQINGPETROCHEMICALCOMPANY,DAQING163714，CHINA；2DEPARTMENTOFPETROCHEMICALENGINEERING，DAQINGPETROLEUMINSTITUTE，DAQING163714，CHINAABSTRACTTHISPAPERCONSULSTHEFOUNDATIONOFAGREATDEALOFLITERATURE，ITEMPHASIZESTOINTRODUCEMANYDISTILLATIONMETHODSANDINDUSTRIALAPPLICATION，ANDTHECURRENTDEVELOPMENTSITUATIONITCOMPARESEXTRACTIVEDISTILLATIONANDCONSTANTBOILINGDISTILLATION，ANDINTRODUCESDEVELOPMENTOFCATALYTICDISTILLATIONTECHNOLOGYKEYWORDSSEPARATIONTECHNOLOGYDISTIL1ATIONMETHOD；REACTIVEDISTILLATION1INDUSTRIALAPPLICATIONOFANEXTRACTIVEDISTILLATIONEXTRACTIVEDISTILLATIONCOMMONLYUSEDININDUSTRYBUTENE/BUTADIENE,ANDOTHERCOMPONENTSOFC4GASESSEPARATIONOFTHETWOSETSOFDEVICESC4DOMESTICLAWANDTHEACNSOLVENTDMFMETHODAREVERYLARGE,ASOLVENTEXTRACTIONTOWERTHANINTHE7TO8,NOTONLYENERGY,HIGHSOLVENTCONSUMPTION,ANDTHEEXTRACTIVEDISTILLATIONOFLIQUIDLOADISHIGH,REDUCINGTHETOWERPRODUCTIONCAPACITYANDTHETRAYEFFICIENCY,THEACTUALNUMBEROFTRAYSINCREASES,OFFSETBYTHEINCREASEAFTERADDINGTHERELATIVEVOLATILITYOFTHESOLVENTSOTHATTHEEFFECTOFREDUCINGTHEREQUIREDNUMBEROFTRAYSMOREOVER,SINCETHEONBOARDLIQUIDLOAD,EASYTOFLOODINGANDREDUCETHETOWERTOALLOWOPERATIONOFVAPORLIQUIDLOADTHEREFORE,THEEXTRACTIVEDISTILLATIONCOLUMNGENERALLYLOWPRODUCTIONCAPACITYINTHEEXTRACTIVEDISTILLATIONPROCESSROUTESANDINCONVENIENCETOCHANGETHECASEOFTHESOLVENT,USINGANEWTYPEOFTRAYEFFICIENCYWITHINTHECOMPONENT,ISTOIMPROVETHEEXTRACTIVEDISTILLATIONCAPACITYOFANEFFECTIVESTRATEGYIFMORETHANINRECENTYEARSDEVELOPEDCOMPOUNDSLANTHOLEOVERFLOWPLATECANREPLACETHEORIGINALVALVETRAYTOINCREASEPRODUCTIONCAPACITYVARIOUSSEPARATIONMETHODSDEVELOPEDINRECENTYEARSTHECOMBINATIONOFSEPARATIONBETWEENTHEPROCESS,EXTRACTIVEDISTILLATIONISALLABOUTFOREXAMPLE,IFTHESEPARATIONOFAQUEOUSALCOHOLBYEXTRACTIVEDISTILLATIONANDAZEOTROPICDISTILLATIONCOMBINED,CANBETTERPLAYTHEEXTRACTIVEDISTILLATIONOFLOWENERGYCONSUMPTION,THEADVANTAGESOFHIGHPURITYFIRST,EXTRACTIVEDISTILLATIONUSINGHIGHPURITYALCOHOLSOLUTION,ANDTHENOBTAINEDAFTERAZEOTROPICDISTILLATIONOFALCOHOLPRODUCTSOFHIGHPURITY,THISMETHODTHANSEPARATEEXTRACTIVEDISTILLATIONORAZEOTROPICDISTILLATIONPROCESSFROMENERGYCONSUMPTIONANDEASEOFOPERATIONCONTROLGENERALASPECTSTOBEGOOD2AZEOTROPICDISTILLATIONANDEXTRACTIVEDISTILLATIONCOMPARISONSOMEMATERIALSEPARATIONSYSTEMCANBEUSEDBOTHAZEOTROPICDISTILLATION,EXTRACTIVEDISTILLATIONCANALSOBEUSED,CHOICEOFSTUDYCOMPETINGMODEOFOPERATION,NEEDTOMAKETHEFOLLOWINGCONSIDERATIONSAZEOTROPICDISTILLATIONANDEXTRACTIVEDISTILLATIONARESEPARATEDINTHEMIXTUREADDATHIRDCOMPONENTTOIMPROVETHERELATIVEVOLATILITYBETWEENCOMPONENTS,ITISCOMMONGROUNDBETWEENTHETWO,BUTTHEYALSOAREDIFFERENCESINTHEQUESTION1AZEOTROPICAGENTISSEPARATEDWITHTHEAZEOTROPEFORMINGCOMPONENTS,ANDEXTRACTIONAGENTISNOSUCHREQUIREMENT,THEREFORETHERANGEOFCHOICETHANTHEEXTRACTIONSOLVENTAZEOTROPICAGENTWIDE2AZEOTROPICAGENTFROMTHEAZEOTROPICDISTILLATIONOFTHEDISTILLATIONTOWER,WHILETHEEXTRACTIONSOLVENTDISCHARGEDFROMTHEEXTRACTIVEDISTILLATIONCOLUMNINTHEBOTTOM,SOINGENERALAZEOTROPICDISTILLATIONOFTHECALORIESCONSUMEDMORELARGEEXTRACTIVEDISTILLATION,ONLYTHECONSTANTBOILINGCOMPONENTCONTENTOFLESSENTRAINMENTAGENTWHENTHEDIFFERENCEWILLNARROW3ACERTAINTOTALPRESSUREAZEOTROPECOMPOSITION,THETEMPERATUREISCONSTANT,SOTHEUSEOFAZEOTROPICAGENTSHAVESPECIFICREQUIREMENTSANDTHEAMOUNTOFEXTRACTIONAGENTCANCHANGEWITHINACERTAINRANGE,MOREFLEXIBLE4RECTIFICATIONOFTHEOPERATINGTEMPERATUREISUSUALLYLOWERTHANTHEEXTRACTIVEDISTILLATION,SOWHENTHEPRESENCEOFHEATSENSITIVECOMPONENTS,THEUSEOFAZEOTROPICDISTILLATIONISMOREAPPROPRIATEREACTIVEDISTILLATIONWASFIRSTUSEDMETHYLTERTIARYBUTYLETHERMTBEANDETHYLTERTIARYBUTYLETHERETBE,SUCHASSYNTHETICPROCESS,ISNOWWIDELYUSEDINESTERIFICATION,ISOMERIZATION,ALKYLATION,COMPOSITEPROCESS,SELECTIVEHYDROGENATIONOFOLEFINS,OXIDATIVEDEHYDROGENATION,CLCHEMICALANDOTHERREACTIONSHOWEVER,THEAPPLICATIONOFREACTIVEDISTILLATIONPROCESSHASITSLIMITATIONS,ITONLYAPPLIESTOCHEMICALREACTIONSANDDISTILLATIONPROCESSESATTHESAMETEMPERATUREANDPRESSURECANBECARRIEDOUTWITHINTHEPROCESSINADDITION,THECOUPLINGREACTIONANDDISTILLATIONPROCESS,THEREAREMANYISSUES,SUCHASFINECHEMICALPRODUCTIONOFNONSTEADYSTATECHARACTERISTICSOFBATCHREACTIVEDISTILLATION,REACTIVEDISTILLATIONPROCESSANDTHEBESTMATCH,SOLIDCATALYSTDEACTIVATIONDUETOOPERATIONALDIFFICULTIESTODEVELOPGENERICREACTIVEDISTILLATIONPROCESSSIMULATIONSOFTWAREANDDESIGNMETHODS,ETC,HAVEYETTOBESTUDIEDFURTHERTHEREFORE,THECURRENTRESEARCHONREACTIVEDISTILLATIONFOCUSEDONTHECHOICEOFCATALYST,THECATALYSTLOADINGINTHEFORM,THEREACTIONWITHINTHEDISTILLATIONREACTIONKINETICS,THERMODYNAMICSANDFLUIDMECHANICSRESEARCH,REACTIVEDISTILLATIONPROCESSOPTIMIZATIONANDHOWTOIDENTIFYTHEFINERESPONSEBOILINGLIQUIDINTHEPROCESSOFBALANCETOGUIDEINDUSTRIALPRODUCTION精馏分离技术及进展续赵晶莹，刘龙，王璐，张微微，孙兰兰1大庆石化分公司研究院，黑龙江大庆163714；2大庆石油学院化工系大庆163714摘要本文在参考大量文献的基础上，着重介绍了各种精馏方法及其工业应用、国内外发展状况，对萃取精馏和恒沸精馏方法进行比较，并对催化精馏技术的国内外研究进展做了详细介绍。关键词分离技术精馏方法反应精馏中图分类号TQ02813文献标示码A文章编号L0094725200570022061萃取精馏的工业应用工业上常用萃取精馏分离丁烯丁二烯等多组分C4气体。国内分离C4的两套装置ACN法和DMF法的溶剂量都很大，一萃塔溶剂比在78，不仅能量、溶剂消耗高，且萃取精馏塔内液体负荷很高，降低了塔的生产能力和塔板效率，使实际塔板数增加，抵消了由于加入溶剂后提高相对挥发度使所需塔板数减少的效果。而且，由于板上液体负荷大，容易液泛，降低了塔操作的允许汽液负荷。因此，萃取精馏塔的生产能力一般较低。在萃取精馏工艺路线以及溶剂不便改动的情况下，采用高效新型的塔板内构件，是提高萃取精馏塔生产能力的有效策略。如近年来开发出来的多溢流复合斜孔塔板就可以代替原有的浮阀塔板以提高生产能力。近年来开发的各种分离方法之间相