年处理18万吨粗苯加氢精制工艺设计毕业设计

1、唐山学院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2 0 12年 6月 4日-4 -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

2、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99.9%以上，甲苯也在99%上，产品纯度均优于其他方法。矚慫润厲钐瘗睞枥庑赖。关键词：粗苯加氢苯甲苯工艺设计Process Design of Hydrogenation of CrudeBenzene with Annual Handling Capacity of180 Thousand Tons 聞創沟燴鐺險爱氇谴净。AbstractCrude Ben zol for in termediate products, only use as a solve nt, but af

3、ter refi ning cok ing benzene, coke tolue ne, xyle ne and other cok ing products, orga nic chemicals, pharmaceuticals and pesticides, such as the importa nt raw materials, In dustry experts believe that crude benzene hydroge nati on tech no logy for refi ning crude benzene represe ntsthe directi on

4、of developme nt of this tech no logy in Chi na to promote the use of benzene is not only valuable resources can be fully utilized, can effectively improve the appeara nee of refi ned crude benzen e, improve hygie neThe middle level. During the design process of hydrogenation, the hydrogenation of lo

5、w-temperature hydrogenation process temperature, low pressure, product quality, has been widely used in the oil re-oil, high temperature pyrolysis gasoline, coking crude benzene hydrogenation for the production of raw materials, so the use of low-temperature crude benzene hydroge nati on refi ning p

6、rocess. Accuracy of 99.9% pure benzene tha n tolue ne are more tha n 99% purity of product are better tha n other methods残 楼諍锩瀨 濟溆塹籟。Key words: Crude Benzene; hydrogenation; benzene; Toluene; process design酽锕极額閉镇桧猪訣锥。目 录1引言彈贸摄尔霁毙攬砖卤庑。1.1设计的意义謀荞抟箧飆鐸怼类蒋薔。1.2设计指导思想和原则 1厦礴恳蹒骈時盡继價骚。1.3设计依据茕桢广鳓鯡选块网羈泪。2生产方

7、法和工艺流程的确定零娅尽損鹤惨歷茏鴛賴。2.1工艺技术的比较与选择 越丛妈羥为贍债蛏练淨。2.1.1主要生产工艺技术简介 2預頌圣鉉儐歲龈讶骅籴。2.1.2工艺技术的比较与选择 3渗釤呛俨匀谔鱉调硯錦。2.2生产流程叙述 编誅卧泻噦圣骋贶頂廡。3物料衡算擁締凤袜备訊顎轮烂蔷。3.1原料粗苯计算題熱俣阃歲匱阊邺镓騷。3.2两苯塔进出料傑搏乡囂忏蒌鍥铃氈淚。3.3预精馏塔进出料 嚴變黲癟報伥铉锚鈰赘。3.4纯苯塔进出料 （買鯛鴯譖昙膚遙闫撷凄。4设备的计算与选型綾镝鯛駕櫬鹕踪韦辚糴。4.1塔体的工艺计算： 題踬髏彦浃绥譎饴憂锦。4.1.1精馏塔的物料衡算 7苗虿驢绘燈鮒诛髅貺庑。4.1.2精馏塔塔

8、顶、塔底、进料板温度计算 8锹籁饗迳琐筆襖鸥娅薔。4.1.3精馏塔塔顶、塔底、进料板密度流量的计算.15 構氽頑黉碩饨荠龈话骛。4.1.4最小回流比、回流比及操作线的计算 16輒峄陽檉簖疖網儂號泶。4.1.5塔板的计算1洗侧閆繭絳闕绚勵蜆贅。4.1.6表面张力的计算 1朋饒鎂錕缢灩筧嚌俨淒。4.1.7 相平均黏度 20凍鈹鋨劳臘错痫婦胫籴。4.1.8塔径的计算2恥諤銪灭萦欢煬鞏鹜錦。4.2塔板尺寸的设计与计算2发腎鑰诎漣鉀沩懼統庫。4.2.1溢流堰设计2颔癘鄴颃诌攆檸攜驤蔹。4.2.2弓形降液管的宽度和面积 23阌擻轅嬪諫迁择植秘騖。4.2.3降液管的底隙高度 23氬嚕躑竄贸恳彈濾颔澩。4.3

9、塔板布置及浮阀的数目与排列 23釷鹆資贏車贖孙滅獅赘。4.3.1塔板布置2邠阐譜鯪迳導嘯畫長凉。4.3.2浮阀数目与排列 24t辞調担鈧谄动禪泻類。4.4塔板的流体力学计算 2够觐詿缧铴嗫偽純铪锩。4.4.1气相通过浮阀塔板的压降 25熒绐譏粧鏌觶鷹緇機库。4.4.2降液管高度验算 26!渍螻偉阅劍鲰腎邏蘞。4.4.3物沫夹带验算 27中忧蔣氳頑莶驅藥悯骛。4.5塔附件设计2颖刍莖峽饽亿顿裊赔泷。4.5.1接管的计算 28濫驂膽閉驟羥闈詔寢賻。4.5.2裙座2銚銻縵哜鳗鸿锓謎諏涼。4.5.3 塔高3挤貼綬电麥结鈺贖哓类。4.6塔板负荷性能图3（赔荊紳谘侖驟辽輩袜錈。4.7设备一览表3塤礙籟馐决

10、穩賽釙冊庫。5 车间布置3裊樣祕廬廂颤谚鍘芈蔺。5.1车间布置原贝U 3嫗盤紲嘱珑詁鍬齊驚。5.2厂房概况及布置361萬璉轆娛閬蛏鬮绾瀧。纟吉论3骁顾燁鶚巯瀆蕪領鲡赙。谢寸辞38钋濺暧惲锟缟馭篩凉。参考文献3鎦诗涇艳损楼紲鯗餳類。附录4栉缏歐锄棗鈕种鵑瑶锬。夕卜文资料4辔烨棟剛殓攬瑤丽阄应。唐山学院毕业设计1引言1.1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。峴扬爛滾澗辐滠 兴渙藺。加氢法精制粗苯产品能够达到石油级质量要求，具

11、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。詩叁撻訥烬忧毀厉鋨骜。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。则鯤愜韋瘓賈晖园栋泷。本设计的产

12、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：胀鏝彈奥秘孫戶孪钇賻。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。鳃躋峽祷紉诵帮废掃減。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

13、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。稟虛嬪赈维哜妝扩踴粜。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。 陽簍埡鮭罷規呜旧岿錟。-0 -唐山学院毕业设计1.2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

14、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。沩氣嘮戇苌鑿鑿槠谔應。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。1.3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。钡嵐縣緱虜荣产涛團蔺。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%，萘含量：小于 3.0%，密度：小于 0.885

15、。懨俠劑鈍触乐鹇烬觶騮。料液组成：0.83苯，0.17甲苯（质量分率，以下同）。产品组成（纯苯塔）：馏出液99.9%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= （ 1.2 2） Rmin。-3 -2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，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。謾饱兗争詣繚鮐癞别濾。（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600-650C，压力6.0MPa 条件下进行催化加氢反

16、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、0,转化成H2S、NH3、H20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。 呙铉們欤谦鸪饺竞荡赚。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

17、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- AI2O3系催化剂，反应温度为 610630E、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

18、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300-370C，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

19、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。莹谐 龌蕲賞组靄绉嚴减。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。麸肃鹏镟轿騍镣缚縟糶。2.1.2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

20、生产1种苯，制氢工艺较复杂，米用转化法，以循环气为原料制氢，总精制率较低。納畴鳗吶鄖禎銣腻鰲锬。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。 風撵鲔貓铁频钙蓟纠庙。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

21、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。 灭暧骇諗鋅猎輛觏馊藹。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 370E、压力为2.83.0MPa。显然，该技术对加氢设备的材质要求相应较低。 铹 鸝饷飾镡閌赀诨癱骝。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

22、氢，但产品质量较高。攙閿频嵘陣澇諗谴隴泸。经过综合比较考虑，本设计采用溶剂萃取低温加氢工艺。唐山学院毕业设计2.2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

23、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

24、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。趕輾雏纨颗锊讨跃满賺。画出流程示意图，如图2-1

25、所示。-4 -唐山学院毕业设计-11 -讣11图2-1流程示意图3物料衡算3.1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：180000叼200=25t/h=25,000kg/h。3.2两苯塔进出料进入两苯塔的料液量即为25,000 kg/ho两苯塔塔顶出料为轻苯(BTXS)，其流量为：Wi=VK (70.8%+14.2%+3.5%+1.5%)=25000 90%=22500 kg/ho两苯塔塔底出料为重苯，其流量为：W1 =W 10 %=25000X 10%=25kgyho3.3预精馏塔进出料从两苯塔出来的BTXS经过加氢

26、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=22500 kg/ho夹覡闾辁駁档驀迁锬減。预精馏塔顶出料为BT,其流量为：W2=WX (70.8 %+14.2 %)=25000 8X%=21250 kg/h。预精馏塔塔底出料为XS,其流量为：W2 =WX (3.5%+1.5%)=25000 X 5%=12g/h。3.4纯苯塔进出料苯的摩尔质量：MA=78.11kg/kmol。甲苯的摩尔质量：M B=92.14kg/kmol。纯苯塔的原料处理量 F=25000X(70.8%+14.2%)=22500 kg/ho原料中苯的质量分数：Xf =70.8/(70.8+14.2)=0.83。甲

27、苯的质量分数：Xf / =14.2/(70.8+14.2)=0.174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。4.1塔体的工艺计算：4.1.1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：M A=78.11kg/kmol。 甲苯的摩尔质量：MB=92.14kg/kmol。原料中苯的质量分数：Xf=0.83,0.83则其摩尔分数为Xf =nA78$0.852nA +nB 0.83 十 10.8378.1192.14塔顶产品苯的质量分数：Xd =0.999,则其摩尔分数为:Xd =nAnA m0.999781

28、 = 0.999。视絀镘鸸鲚鐘脑钧欖粝。O.9 1 一 0.99978.1192.14底产品甲苯的质量分数：Xw =0.01,则其摩尔分数为= 0.012。=0.001/92.14= 0.9991 -0.99978.1192.14(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Mf =0.852 78.111 -0.85292.14=80.8614kg/kmol。塔顶产品的平均摩尔质量MD =0.999 78.111 -0.999 92.14 =78.9533kg/kmol。塔液产品的平均摩尔质量Mw =0.012 78.111 -0.012 92.14=91.9716 kg

29、/kmol。(3) 物料衡算：总物料衡算：F=D+W， 苯的物料衡算：F况=DX Xd +W0.646=133.1 kPa,绝对压强：Px =99.S8 伽 Hg, 则进料板绝对压强：P = 790 998.58 =894.29mm Hg。2常压下两组分的沸点，苯：Ta=80.10C ；甲苯：Tb=110.63C。(1) 塔顶温度的求取：已知：塔顶产品苯的摩尔分数为：0.999,则甲苯的摩尔分数为：0.001 塔顶采用全凝器。根据：lg Pi =Ai- 色Antoine 方程T +Ci苯和甲苯的基础物性数据，如下表 4-1。表4-1苯和甲苯的基础物性数据ABC苯15.90082788.51-5

30、2.36甲苯16.01733096.52-53.67采用试差法求塔顶温度：设塔顶温度为：81C( 354.15k)试差:lg PA =15.9008-278851 -354.15-52.36PA =781.25 mm Hglg Pb=16.0173-3096.52354.15-53.67PB =302.49 m HgkA = PA / P =781.25/790=0.9889kB= PB /P =302.49/790=0.3829与塔顶气相平衡的液相组成:Xa=xd/ kA=0.999/0.9889=1.0102Xb =(1- Xd )/ kB=(1-0.999)/ 0.3829=0.0026

31、12则：XXi= XA+ Xb =1.0102+0.002612=1.0128121| EXi-1 | =0. 0128120.001 不合格,EXi1所设温度偏低设塔顶温度为：815C( 354.65k)试差：2788.51lg Pa =15.9008-354.65 -52.36*PA =793.28 m Hglg Pb =16.0173354.65-53.67PB =307.72 m HgkA= PA /P =793.28/790=1.0042kB= PB /P =307.72/790=0.3895与塔顶气相平衡的液相组成：Xa=xd/ kA =0.999/1.0042=0.9948Xb

32、=(1-xd )/ kB=(1-0.999)/ 0.3895=0.002567 唐山学院毕业设计则：EXi= Xa+ Xb =0.9948+0.002576=0.9976671| EXi-1 | =0.0026330.001 不合格，EXi1| EXi-1 | =0.0004761| EXi-1 | =0. 004830.001 不合格，EXi1所设温度偏低。设塔釜温度为：1197C( 392.85k)试差：2788.51lg PA =15.9008-392.85 -52.36P =2233.00 m Hg3096.52lg PB =16.0173-392.85-53.67LI *PB =98

33、0.31 m HgkA= PA /P =2233.00/998.58=2.2362kB= PB /P =980.31/998.58=0.9817与液相平衡的气相组成:Ya=Xw/ kA =0.012/2.2362=0.02683Yb =(1- Xw)/kB =(1-0.012)/ 0.981=0.9699则：EXi = Xa+ Xb =0.02683+0.9699=0.996730.001 不合格,EXi1| EXi-1 | =0. 00081| EXi-1 | =0.04030.001 不合格,EXi1所设温度偏低。设进料板温度为：885C( 361.65K)试差:2788.51lg PA

34、=15.9008-361.65 -52.36_ *P =977.46 m Hg3096.52lg PB =16.0173-B361.65-53.67PB =388.78 m HgkA= PA /P =977.46/894.29=1.0930kB= PB /P =388.78/894.29=0.4347泡点进料，与液相平衡的气相组成：Ya=Xf/ kA =0.852/1.1416=0.9312Yb=(1- Xf )/ kB =(1-0.852)/ 0.4564=0.06433则：XXi= Xa+ Xb =0.9312+0.06433=0.995530.001 不合格,EXi1| EXi-1 |

35、=0.00028223.1548=489.2076Kmol/h。由Xf =0.852 带入方程得：y 0.9182平均摩尔质量计算：Mldm =0.9976 78.111 -0.9976 92.14 =78.1437kg/kmolMvdm =0.999 78.11 1 -0.999 92.14 = 78.9533kg/kmolMlfm -0.852 78.111 0.852 92.14 =80.1864kg/kmolMvfm =0.9182 78.111 0.918292.14 = 79.2576kg/kmol提馏段操作线方程：y(n .1 = XmVXwL / =L+F=268.8438+2

36、65.0074=533.8512Kmol/hVx =V=489.2076Kmol/h带入数据可得:m空竺Xm_29处 0.012489.2076489.2076ym 1 =1.0913X0.001Xw =0.012带入公式得：yw 二 0.02865平均摩尔质量计算：Mlwm =0.012 78.111 -0.012 92.14 = 91.97164kg/kmolMvwm = 0.02856 78.111 -0.02856 92.14 = 91.7380kg/kmol(3) 精馏段的基础数据平均温度：J tD = 81.4 88-66 = 85.03 C2 2平均压力：PD05.3 119.j

37、12.25KPa2 2平均摩尔质量：“78.1437 +80.1864九“,Mlm79.16505 kg/kmol78.953379.2576Mvm79.10545 kg/kmol气相平均密度：cPmMvm112.25X79.10545 , 3vm2.9818kg/m ,RTm8.314U273.15 + 85.03)液相平均密度：.814.0986 805.44203im809.7703kg/m ,气相体积流量：VMvm489.2076 汉 79.105453 oVs13.6051m3/S ,3600 Pvm3600 7.9818液相体积流量：Li LMLm 二 268*8438 79.16

38、505 007301m3/S。 3600 PLm3600 汉 809.7703tF - tw平均温度:M LM91.97164 80.18642=86.07902 kg/kmolM VM91.7380 79.25762二 85.4 9 7k8g / k m o l气相平均密度: 液相平均密度: 气相体积流量: 液相体积流量:PmM VmRTm126.15 85.49788.314 273.15 104.76769.5868 805.44202Vs2VM vm3600 r vm二 3.4373kg/m= 787.5144kg/m3，489.2076 85.49783600 3.4373= 3.3

39、801m3/S，LM Lm 533.8512乂86.07902L s23600 PLm 3600787.5144= 0.01621m/S。(4)提馏段的基础数据平均压力：PmPP33*1 119j26.15KPa。2 2t m -2119.85 88.662= 104.26 C,平均摩尔质量:4.1.5塔板的计算(1) 求最小理论塔板数Nm:根椐芬斯克公式：Nm二丄lgf十上业 -1lg 口- xd 人 xw )_得：Nm lg 旦亜血賞-1=11.7583 Ig2.428 也1-0.999 人 0.012 丿(2) 求实际理论板数N :吉利兰图的横坐标为：1.22-0.8103-0.1845

40、R 11.22 1查吉利兰图得：上叫=0.48N +2则：N-11.75830.48N 2所以：N：、24.46 块。(3)进料板位置精馏段的平均相对挥发度：精二2.5457，所以：血=丄訂丄丫上11IgCto 此1 -Xd 人 Xf 力Nm=lg 卫9竺 82 ”Ig 2.5457田-0.9 9 趴 0.8 5 2 丿Nm =4.5184贝N -4.5184 c c0.48N 2所以:N 10.5354 块。即第11层理论板为进料板(4) 实际板数查板效率与关联图得：板效率：E=0.57,所以实际塔板数：N=24.46/0.57=43块，实际精馏段板数：N=10.5354/0.57=19块，

41、实际提馏段板数：N=43-19=24块4.1.6表面张力的计算n液相平均表面张力依下式计算，即：二Lm=v XHi吕精馏段：塔顶液相平均表面张力的计算：由 tD=814C查手册得： c=21.49mN/m，二B=21.78mN/m。二ldm =0.9976 21.49 0.0024 21.78 =21.4907 (mN/ m)进料板液相平均表面张力的计算：由 tF = 88.66 C 查手册得：20.47mN /m，二b 二 20.74mN /m。CFm 二 0.852 20.47 0.148 20.74 二 20.51mN /m精馏段液相平均表面张力：21.4907 +20.51= 21.0

42、0mN /m丄ml 二2提馏段：塔釜液相平均表面张力的计算:由 tw =119.85 C 查手册得：匚a =16.25mN/m，二B=17.14mN/m。nw 0.012 16.25 0.988 17.14 = 17.1293mN / m提馏段液相平均表面张力:=18.8197mN /m17.1293+20.51:-Lm2 =24.1.7液相平均黏度苯和甲苯的液相黏度如下表4-2塔顶液相平均黏度的计算:由 tD=814c :0.308 - 0.279 _ 0.30880 -9080 -81.4得 =0.30394mPa.s0.311 -0.286 _ 0.311-二b80 -9080 -81.4得七=0.3075m Paslg 。=0.9976 lg 0.30394 0.0024 lg 0.3075解得：LDm =0.3041mPa.S 进料板液相平均黏度的计算:由 tF = 88.66 C :0.308 -0.279 _ 0.308 - 业80 -9080 -88.66得 =0.2829mPa.s0.311 -0.286 _ 0.311 780 -9080 -88.66得- 二 0.2894m P aslg ULFm =0.852lg 0.28290.148lg 0.