排洪沟现状分析报告
设计(论文)题目:年产1.0000吨甲苯-水混合物填料塔设计。
函授站:专业:化学工艺班:xx
学生:xx指导老师:
1.设计(论文)的主要任务和目标
塔架设计计算:
A塔工艺计算(物料和能量平衡)
B塔及塔盘主要工艺尺寸的设计计算
⑶苯精馏塔的流体力学校核计算
(4)相关辅助设备的选择和计算
⑸设计结果及分析和讨论
2.设计(论文)的基本要求和内容
(1)论文内容符合毕业设计写作规范。
⑵数据可靠、真实、具有代表性。
⑶计算过程详细，符合规范要求。
⑷纸质图纸要求包括:生产工艺流程控制图、塔的部分组装图、X-Y图、塔盘负荷性能图。
3.主要参考文献
(1)卢美娟。化学工程原理。化学工业出版社。2001年1版。
[2]冯伯华。化学工程手册，第1，2，3和6卷。化学工业出版社，1989，1。
⑶包皮勤。华南理工大学原理课程设计指导。北京化工大学化工原理教研室. 1997年4月。
⑷陈洪凯。化学分离过程。化学工业出版社。1，1995年5月。
5]陈忠秀。化学热力学。化学工业出版社。1993 11.
关键词:回流比，蒸馏，泡点进料，设备，试错法
目录
序........................................(7)
第1章整改方案说明.......................(7)
第1.1节操作压力............................(7)
第1.2节进料状态............................(8)
1.3段采用强制回流(冷回流)...............(8).
1.4节塔釜加热方式及加热介质..............(8)
第1.5节塔顶冷凝方式和冷却介质..............(8)
第1.6节过程描述............................(8)
第1.7节筛板塔的特性........................(9)
第1.8节生产性质和用途......................(9)
第1.9节安全和环境保护..........................(11)
第二章烯烃加氢饱和单元分析.................(12)
2.1节反应机理及影响因素分析
第2.2节物料平衡
第2.3节能量平衡
第3章设计和计算.......................用于蒸馏塔(12)
3.1塔段工艺计算.......................(12)
第3.2节塔盘主要工艺尺寸的设计和计算.....(25)
第四章塔的流体力学计算.....................(31)
第4.1节检查................................(31)
第4.2节计算......................按负载性能图(34)
第五章辅助设备选型计算.....................(39)
5.1节换热器的计算和选择....................(39)
第5.2节管道尺寸的确定.....................(44)
第5.3节原料罐和成品罐的确定................(45)
第6章设计结果总结及对...............(45)
第6.1节数据要求............................(45)
第6.2节设计特点............................(46)
第6.3节中的问题.........................(46)
参考....................................(47)
符号描述.....................................(48)
附录1.......................................(52)
附录2.......................................(52)
附录3.......................................(52)
附录4.......................................(52)
序
本文针对工业生产中苯-甲苯溶液二元体系中苯的提纯精馏方案。根据原料的性质和组成，产品的性质和组成，设计精馏塔，进行物料平衡计算。通过设计核算和试算，初步确定了精馏塔进料、塔顶和塔底的操作条件和物料组成。同时蒸馏塔的基本结构，包括塔的主要尺寸，塔顶冷凝器，塔底再沸器，相关管道和储罐的尺寸等。是经过计算和选择的。在计算设计过程中，参考了《化工原理》、《化工手册》、《冷换设备工艺计算手册》、《炼油设备基础知识》、《石油加工装置工艺原理》等相关资料，为精馏塔的设计计算提供了技术支持和保障。
通过精馏塔的设计和物料平衡的计算，进一步加深了对石油加工装置化工原理和工艺原理的理解，开阔了眼界，提高了计算、绘图和计算机使用的知识和能力，为在今后的工作中进一步发挥作用打下了良好的基础。
第1章整改方案说明
该精馏方案适用于工业生产中苯-甲苯溶液二元体系中苯的提纯。精馏塔苯塔产品纯度很高，达到99.9%以上，要求塔顶和塔底产品同时合格，且两塔顶温度变化很窄(0.02℃)，这是普通精馏温控远远达不到的。因此，在实际生产过程控制中，只有敏感板控制才能满足要求。因此，苯塔采用温差控制。
第1.1节操作压力
蒸馏操作是在常压下进行的，因为苯的沸点低，所以适合在常压下操作，无需减压或加压。同时，苯系物在高温下不易发生分解、聚合等变质反应，是液体(不是混合气体)。因此，没有必要使用减压或真空蒸馏。另一方面，加压或真空蒸馏消耗大量能量，能在常压下操作的系统一般不需要加压或真空蒸馏。
第1.2节给料状态
进料状态直接影响进料线(Q线)、操作线的相对位置和平衡关系，对全塔热平衡也有很大影响。与泡点进料相比，如果采用冷进料，在一定的分离要求下，所需的理论塔板数较少，不需要预热器，但塔底热负荷(一般需要直接蒸汽加热)从总热量上基本平衡，但进料温度波动较大，操作难以控制；如果采用露点进料，在分离要求一定的情况下，需要更多的理论塔板，进料前预热器负荷大，能耗大。同时，精馏段和汽提段上升蒸汽量变化较大，难以控制，受外界条件影响较大。
泡点进料介于两者之间，最大的优点是受外界干扰小，塔的精馏段和汽提段上升蒸汽量变化小，便于设计制造和操作控制。
1.3段采用强制回流(冷回流)。
采用冷回流的目的是控制回流比，回流方式直接影响回流温度。
第1.4节塔釜加热方式和加热介质
塔釜采用列管式换热器作为再沸器的间接加热方式，加热介质为蒸汽。
第1.5节塔顶冷凝方式和冷却介质
塔顶采用管式冷凝冷却器，冷却介质采用冷却水。
第1.6节过程描述
由于上游单元中没有后加氢单元，重整反应中产生的烯烃将被带入该单元的原料中。烯烃的存在会导致苯和甲苯产品酸洗比色不合格，所以必须进行烯烃饱和。
该装置的工艺流程包括两部分:烯烃加氢反应单元和精馏单元。
烯烃加氢反应单元:原料经进料泵加压后进入换热器E101与反应生成的油换热，然后进入加热炉L101加热，再进入反应器R101，烯烃饱和加氢反应后进入换热器E1065438+。
该精馏方案采用节能的强制回流进行工艺设计，并配有恒定进料量、进料组成和一定分离要求下的自动控制系统，保证正常操作。
精馏过程:30OC原料液从原料罐经进料泵进入原料换热器E102，再经原料预热器预热至泡点(97.65OC，加热介质为蒸汽)，温度升至97.65oC左右，再从进料口进入精馏塔T101进行精馏。塔顶气体温度为81.52℃的部分冷凝的气液混合物进入塔顶冷却器(冷却介质为冷却水)，冷凝后的物料进入回流罐V102，然后一部分料液由回流泵泵入塔顶作为回流，另一部分作为塔顶产品通过产品冷却器进入产品储罐V103，再经过产品泵P104。塔釜中的液体一部分进入再沸器E103，经蒸汽加热后回流至塔釜，另一部分与原料换热器换热后排入甲苯储罐。在整个过程中，所有的泵出口都装有压力表，所有的储罐都装有排气阀，以保证储罐保持正常压力。
第1.7节筛板塔的特性
筛板塔是最早使用的板式塔之一，其主要优点是:
(1)结构简单，易于加工，其成本约为泡罩塔的60%，浮阀塔的80%。
(2)同等条件下，生产能力比鼓泡塔高20%-40%；
(3)塔板效率较高，比鼓泡塔高出约65438±05%，但略低于浮阀塔；
(4)气体压降小，每板压降比鼓泡塔低30%左右。
筛板塔的缺点是小孔筛板容易堵塞，不适合处理脏的、粘稠的、固体颗粒。
第1.8节生产性质和用途
1.8.1苯的性质和用途
苯是一种易燃、易挥发、有毒的无色透明液体，是具有特殊芳香气味的易燃液体。分子式为C6H6，相对分子量78.11，相对密度0.8794(20℃)，熔点5.51℃，沸点80.1℃，闪点-11℃(。蒸汽和空气混合物的爆炸极限为1.4% ~ 8.0%。不溶于水，与乙醇、氯仿、乙醚、二硫化碳、四氯化碳、冰醋酸、丙酮和油混溶。遇高温和明火，容易燃烧爆炸。能与氧化剂发生剧烈反应，如五氟化溴、氯气、三氧化铬、高氯酸、硝酰基、氧气、臭氧、高氯酸盐、(三氯化铝+氟化高氯酸)、(硫酸+高锰酸钾)、过氧化钾、(高氯酸铝+醋酸)、过氧化钠等，不能与乙硼烷同存。苯是致癌物质之一。苯是染料、塑料、合成树脂、合成纤维、药物和农药的重要原料，也可用作动力燃料和油漆、橡胶、胶水的溶剂。质量标准:见表1-1。
表1-1纯苯质量标准(GB/T2283-93)
项目索引
超一、二、三类
在室温下(18~25℃)外观为透明液体，不深于每1000mL水中0.003g重铬酸钾溶液的颜色。
密度(20℃)/千克/立方米
沸程/℃
在大气压力下(80.1℃)
酸洗比色法
溴价/(克/100毫升)
结晶点/℃
二硫化碳/(gBr/100mL)
噻吩/(克/100毫升)876 ~ 880
中性实验
水分在室温下(18~20℃)，没有可见的不溶水。
1.8.2甲苯的性质
甲苯有强烈的芳香气味，无色折射挥发性液体，有苯的气味。分子式为C7H8，相对分子量为92.130，相对密度为0.866(20℃/4℃)，熔点为-95 ~-94.5℃，沸点为110.4℃，闪点为4.44℃(闭杯)，自燃点为480℃。几乎不溶于水，与乙醇、氯仿、乙醚、丙酮、冰醋酸和二硫化碳混溶。遇热、明火、氧化剂易着火。遇明火或与(硫酸+硝酸)、四氧化二氮、高氯酸银、三氟化溴、六氟化铀等物质反应，可引起爆炸。如果流速太快(超过3m/s)，有产生和积累静电的危险。甲苯在染料、医药香料、炸药、精制糖等中间体之前，可以氯化、硝化、磺化、氧化、还原。由于其低结晶点，甲苯可用作航空燃料和内燃机燃料的添加剂。质量标准:见表1-2。
表1-2甲苯质量标准(GB/T2284-93)
项目索引
超级一级和二级
在室温下(18~25℃)外观为透明液体，不深于每1000mL水中0.003g重铬酸钾溶液的颜色。
密度(20℃)/(千克/立方米)
沸程/℃
在大气压力下(110.6℃)
酸洗比色法
溴的价态/(GBR/100毫升)863 ~ 868
中性实验
水分在室温下(18~20℃)，没有可见的不溶水。
1.9安全环保
1.9.1安全措施
苯产品是易燃、易爆、有毒的无色透明液体，其蒸气与空气混合可形成爆炸性混合物。因此，应特别注意防火，加强安全措施。
(1)不允许有明火和火花。设备必须密封，以减少苯蒸气挥发和排放到容器中。设备的排放管应排放到大气中，其管口应覆盖细金属网，以防止储罐或蒸馏设备中的苯产品因排放蒸汽的回火而燃烧。车间应配备良好的通风设备，防止苯蒸气积聚。
(2)所有金属结构应根据规定在几个位置接地。为防止液体自由下落造成静电荷，所有引入储罐的管道应安装在储罐底部附近，电机应放置在单独的车间。
(3)应配备泡沫灭火器和蒸汽灭火装置，不得用水灭火。
(4)工人进入储罐或设备进行清洗或修理前，必须将油完全排空，切断所有管道，用蒸汽彻底清洗设备后，方可进入，并注意通风。维修人员没有动火作业证，禁止在生产区动火作业。
(5)进入生产区域或与生产无关的人员不准乱动设备和计量器具。
(6)及时清除设备和管道的泄漏，防止中毒、火灾、爆炸等事故的发生。
(7)泄漏应急反应:迅速将泄漏污染区的人员疏散到安全区域，并进行隔离，严格限制出入。切断火。建议急救人员穿戴自给式正压呼吸器和防火服。尽可能切断泄漏源，防止其进入下水道、排洪沟等密闭空间。少量泄漏:被活性炭或其他惰性物质吸收。也可以刷不燃分散剂制成的乳液，乳液稀释后放入废水系统。大量漏水:筑堤或挖坑容纳；用泡沫覆盖以抑制蒸发。用防爆泵转移至槽车或专用收集器，回收或运至废物处理场处理。
1.9.2环保
认真贯彻环境保护的方针政策，坚持污染防治设施与生产装置同时设计、同时施工、同时投产。“三废”处理措施分析如下:
(1)废水:各设备间接冷却水回收用于焦化车间熄焦，工艺产品分离水送生化装置处理。设备冲洗水经过初步沉淀和油水分离后，送至生化处理。
(2)废气:冷凝气体回收燃烧后引入管束，产品储罐设有喷水装置和氮气密封措施，防止挥发污染大气环境。
(3)废渣:生产过程中产生的废渣送至回收工段用作原料。
定期检测各生产岗位的苯含量和生产用水中各污染物的平均含量，防止超标情况的发生。
第二章烯烃加氢饱和单元分析
2.1反应机理及影响因素分析
(1)反应机理
单烯烃CnH2n+H2→CnH2n+2
二烯CnH2n-2+2H2→CnH2n+2
环烯
烯烃的加氢饱和反应也是一个耗氢放热反应。
(2)烯烃加氢饱和反应过程的影响因素。
除催化剂性能外，烯烃加氢饱和反应过程的影响因素主要包括原料性质、反应温度、反应压力、氢油比和空速。
①原材料的性质
当加工具有高烯烃含量的原料时，需要更高的反应苛刻度(即更高的反应压力和温度，更低的反应空速)。另外，一定要注意原料油罐的惰性气体保护，最好直接进入装置，避免中间与空气接触氧化生成胶质，导致催化剂加速失活。
②反应温度
反应温度通常指催化剂床的平均温度。烯烃的氢化饱和反应是放热反应。提高反应温度不利于加氢反应的化学平衡，但可以明显提高化学反应速度和精制深度。过高的反应温度会促进加氢裂化副反应的发生，降低产品的液体收率，加快催化剂的积碳速度，降低催化剂的使用寿命；反应温度太低，不能保证杂质的去除。
在非常高的温度下，烯烃饱和度明显受到限制。因此，在高温下操作的产品中的残留烯烃比在低温下操作的产品中的多。当原料中有明显的轻组分时，使用新催化剂时硫化氢与烯烃反应生成醇，在较低温度下操作可避免硫醇。
根据催化剂活性和原料油中烯烃含量，预加氢反应温度一般为150 ~ 180℃。随着操作时间的延长，反应温度逐渐升高以补偿催化剂活性的降低。
③反应压力
当要求一定的产品质量时，压力的选择主要考虑催化剂的使用寿命和原料油中的烯烃含量。一般来说，压力越高，催化剂运行周期越长；原料油的烯烃含量越高，选择性操作压力越高。提高反应压力将促进加氢反应速度，增加精制深度，保持催化剂活性。但是，过高的压力会促进加氢裂化反应，降低产品的总液体收率，而过高的反应压力会增加投资和操作费用。
④氢油比
所谓氢油比，就是反映标准状态时氢气流量与进料量的比值。可以用H2/HC来表示。提高氢油比不仅有利于加氢反应，而且可以防止结焦和保护催化剂。但在原料油进料一定的情况下，氢油比过大会减少原料油与催化剂的接触时间，不利于加氢反应，导致精制深度和产品质量下降，同时会增加系统压降和压缩机负荷，增加操作费用。
⑤空速
空速是指单位时间内单位(质量或体积)催化剂处理原料的量，简写为h-1。空速分为质量空速和体积空速。常用的体积空速(LHSV)，其倒数相当于反应接触时间，称为假接触时间。因此，空速的大小意味着原料与催化剂接触时间的长短。空速过大，即单位催化剂处理的原料越多，接触时间越短，影响精制深度；空速过小会增加加氢裂化反应，降低产品液体收率，缩短操作周期，降低装置的生产能力。
2.2物料平衡
表2-1烯烃加氢反应装置物料数据单位:吨/天
入党和退党
原料油43.2精馏进料42.32
氢气损失0.52 1.40
总计43.72总计43.72
2.3能量平衡(以加热炉为例)
2.3.1原料进出加热炉数据
进出加热炉的原料数据见表2-2。
表2-2进出加热炉的原料数据
来话方(80℃)和去话方(160℃)
单位
项目组成数据的焓热单位
项目组成数据的焓热
m%千卡/千克干卡
起源
材料
油苯0.7 130 16.38原
材料
油苯0.7 154 19.40
甲苯0.3 128 6.912甲苯0.3 158 8.532
烯烃烯烃
氢540 1.170氢1090 2.362
总计24.462总计30.294
注:原料中的烯烃含量在计算过程中很少被忽略。
2.3.2加热炉的热平衡
从表2-2可以看出，原料油经过加热炉后的热量增加值为5.832 W大卡/t .
加热炉需要燃烧气体来提供。加热炉用煤气成分见表2-3。
表2-3加热炉气体成分和焓计算表
成分体积热值焓分析数据
1氢2650 44.91 1190.115
氧气0 11.73 0
3氮气0 40.56 0
4二氧化碳0.020
5一氧化碳301800
6甲烷8529 1.61.137.438+069
7乙烷15186 0.48 72 . 586767676867
8乙烯14204 0.42 59.6568
9丙烷21742 0.05 10.438+0
10丙烯20638 0.07 14.4466
异丁烷26100 0.03 7.83
12正丁烷28281 0.03 8.4843
13正丁烯27160 0.02 5.432
14异丁烯27160 0.01 2.716
15富马酸27160 0.02 5.432
16马来酸27160 0.01 2.716
17高于C5 34818 0.03 10.4454
总数:100 1528。56636.88866866666
第七章参考文献
化学工程原理(1)第一卷，化学工业出版社，第三版，2006年5月。
2冯伯华。化学工程手册，第1，2，3和6卷。化学工业出版社，1989，1。
3包皮勤。华南理工大学原理课程设计指导。北京化工大学化工原理教研室. 1997年4月。
4.陈红选。化工分离过程，化学工业出版社，5月1995，1版。
5陈忠秀。化学热力学。化学工业出版社。1993 11版。
6沈福等《石油加工装置工艺原理》(第一卷)。中国石化出版社。2004年8月第65438期+0版。
7.刘伟，等。冷交换设备工艺计算手册。中国石化出版社。版本1，2003年9月。
8.马秉谦主编。精炼设备的基本知识。中国石化出版社。版本1，2003年6月。
9.周志成等。石油化工仪表自动化。中国石化出版社。1994五月1版。
10.田家辉。化工设备。中国石化出版社。1996六月1版。
11.沈初阳。石油加工装置的工艺原理。中国石化出版社。版本1，2004年8月。
12.卢美娟。化学工程原理。化学工业出版社。版本10，2006年6月。
符号描述
热交换区域m2
Aa起泡面积m2
Af下降管的横截面积m2
有效传质面积m2
Ao网格面积m2
AT塔的横截面积m2
一个质量分数-
负载系数-
CP比热kj/kg.oc (kj/kg.k)
塔顶产品流速Kmol/h(千克/小时)
Dg的公称直径m
DT塔直径m
d管内径毫米
D1管道外径mm
Do孔径mm
dm管的平均直径mm
e液体流动收缩系数-
ET总塔盘效率-
Ev雾沫夹带千克液体/千克气体
进料流量Kmol/h(千克/小时)
h塔架高度m
HL板上的透明夜层高度mm
HT板间距m
Hd降液管中的净夜层高度m
HD塔顶空间高度m
HB塔底部空间高度m
hd气体通过干板的压降m
ho降液管下边缘至塔盘的距离m
溢流堰上的水头高度是多少米
高压气体通过塔板的压降m
Hr液体通过降液管的压降m
hw溢流堰高度m
hσ液体表面张力引起的压降m
Ko总传热系数Kcal/m2。基于内壁的H.oC。
k稳定系数
l液体流量Kmol/h(千克/小时，立方米/小时)
lW溢流堰长度
ms冷却剂的质量流量Kg/h
n托盘的实际数量-
NT理论塔板数-
Nt热交换器主管数量-
开始编号
q热交换器热负荷w
r回流比-
最小回流比-
Rsi换热管中的垢阻系数m2？h？主管/大卡
r气化潜热KJ/Kg
Tc临界温度k
t型孔间距mm
Tp板厚度毫米
基于鼓泡面积的Ua气体速度m/s
超滤驱气速度m/s
空塔气体速度米/秒
基于筛孔面积的Uo气体速度m/s
Uow泄漏点气体速度m/s
V塔中上升气体的流速为千摩尔/小时(千克/小时，立方米/小时)
W塔底部液体产量Kmol/h(Kg/h)
Wc边缘区域的宽度m(mm)
Wd下降管的宽度m(mm)
Ws托盘入口安定区宽度m(mm)
Ws '托盘出口安定区宽度m(mm)
x液相摩尔分数-
y气相摩尔分数-
相对波动性-
Ai基于内壁的传热膜系数Kcal/m2？h？指挥官
基于Ao外墙的传热膜系数Kcal/m2？h？指挥官
β膨胀系数-
σ表面张力dyn/cm2
ρL液相密度Kg/m3
ρv(g)气相密度Kg/m3
μ粘度Cp
孔隙度-
ф荷载系数-
τ停留时间s
λ