年產(chǎn)5萬噸芳烴抽提車間二甲苯塔的工藝設(shè)計(jì)【畢業(yè)論文】

1、<p><b>　　本科畢業(yè)論文</b></p><p><b>　　（20 屆）</b></p><p>　　年產(chǎn)5萬噸芳烴抽提車間二甲苯塔的工藝設(shè)計(jì)</p><p>　　————篩板精餾塔的工藝設(shè)計(jì)</p><p>　　所在學(xué)院

2、 </p><p>　　專業(yè)班級(jí) 化學(xué)工程與工藝 </p><p>　　學(xué)生姓名 學(xué)號(hào) </p><p>　　指導(dǎo)教師 職稱 </p><p>　　完成日期 年 月 </p>

3、;<p><b>　　摘要</b></p><p>　　催化重整生成油經(jīng)溶劑抽提得到的混合芳烴，本次設(shè)計(jì)主要是針對(duì)年處理量5萬噸的芳烴抽提車間二甲苯塔的工藝設(shè)計(jì)。</p><p>　　三系苯的分離是整個(gè)芳烴抽提體系中重要的一環(huán)。在芳烴抽提裝置之后，經(jīng)過了汽提塔，水洗塔，溶劑基本得到分離，剩下的就是芳烴混合物，要逐一分離才能達(dá)到使用要求，因此分離精餾塔的分

4、離效率高低，對(duì)獲得的產(chǎn)品的質(zhì)量有非常重要的意義，還有對(duì)于能耗，方法，技術(shù)的創(chuàng)新也是需要注重的。</p><p>　　關(guān)于芳烴抽提國(guó)外已經(jīng)有很多先進(jìn)的工藝，我國(guó)也有一系列自己開發(fā)的工藝，分離芳烴混合物常用的方法就是精餾。</p><p>　　為了更好的達(dá)到好的分離效果，本著投資少，能耗低效益高的思想對(duì)芳烴抽提之后的混芳分離進(jìn)行二甲苯塔的設(shè)計(jì)。設(shè)計(jì)的基本方案是：根據(jù)任務(wù)書進(jìn)行物料衡算，熱量衡算

5、，對(duì)精餾塔進(jìn)行工藝計(jì)算?；旆荚诮?jīng)過了苯塔，甲苯塔的分離之后，甲苯塔底產(chǎn)物就進(jìn)入了二甲苯塔，在該精餾塔的分離下可以得到較為優(yōu)質(zhì)的混合二甲苯。從塔頂出來的混合二甲苯就是本次二甲苯塔的分離目的產(chǎn)物。本次設(shè)計(jì)的塔板數(shù)有50塊，一般的二甲苯精餾塔的塔板數(shù)量是46~54塊，采用板式塔，塔徑1.4米，板間距0.4米，塔高20.4米。</p><p>　　[關(guān)鍵詞]:二甲苯；精餾分離；熱量回收利用；精餾計(jì)算</p>

6、<p>　　Annual output of 50,000 tons xylene aromatics extraction plant process design of the tower</p><p>　　————sieve distillation process design</p><p><b>　　Abstract</b></p&g

7、t;<p>　　The system is mainly aimed annual processing capacity of 50,000 tons aromatics extraction plant oil solvent extraction catalytic reformate mixture of aromatics are benzene, toluene, xylene separation tower

8、 part of the design.</p><p>　　Three-line separation of benzene after an aromatics extraction process is very important, aromatic extraction system in the whole is also very important.</p><p>　　A

9、fter the aromatics extraction unit, and after a stripper, washing towers, the solvents are basically out of the rest is we want, but they are a mixture, to use one by one in order to achieve the purpose of separation, th

10、e separation of fine distillation tower design is good or bad, high and low separation efficiency, good or bad quality of the products obtained are of great importance, as well as for energy consumption, methods, technol

11、ogy, innovation is also very focused on. On the aromatic ex</p><p>　　In order to better achieve good separation, in less investment, low energy consumption and high efficiency after the idea of a mixture of

12、aromatic aromatics extraction separation of xylene tower design. The basic program design: According to the mission statement for material balance, heat balance, physical balance, the calculation of the tower (including

13、the tray, tower in size, some of the relevant checking), tower cooler and bottom reboiler Preliminary calculations. After a mixed aromatic ben</p><p>　　[Key words]：Xylene；Distillation；Heat Recovery；Distillat

14、ion calculations</p><p><b>　　朗讀</b></p><p>　　顯示對(duì)應(yīng)的拉丁字符的拼音</p><p><b>　　字典</b></p><p><b>　　朗讀</b></p><p>　　顯示對(duì)應(yīng)的拉丁字符的拼音&l

15、t;/p><p><b>　　字典</b></p><p><b>　　目 錄</b></p><p><b>　　摘要</b></p><p><b>　　abstract</b></p><p><b>　　前言1&

16、lt;/b></p><p>　　第1章 精餾塔的概述2</p><p>　　1.1塔設(shè)備的類型2</p><p>　　1.2塔設(shè)備的性能指標(biāo)2</p><p>　　1.3 板式塔與填料塔的比較2</p><p><b>　　1.4精餾原理3</b></p><

17、p>　　第2章 設(shè)計(jì)標(biāo)準(zhǔn)4</p><p>　　第3章 設(shè)計(jì)方案的分析和擬訂5</p><p>　　第4章 各部分結(jié)構(gòu)尺寸的確定和設(shè)計(jì)計(jì)算6</p><p>　　4.1.設(shè)計(jì)方案的確定6</p><p>　　4.2.精餾塔的物料衡算9</p><p>　　4.2.1原料液及塔頂、塔底產(chǎn)品的摩爾分?jǐn)?shù)10

18、</p><p>　　4.2.2原料液及塔頂、塔底產(chǎn)品的平均摩爾質(zhì)量10</p><p>　　4.2.3物料衡算10</p><p>　　4.3.塔板數(shù)的確定11</p><p>　　4.3.1理論板層數(shù)NT的求解11</p><p>　　4.3.2實(shí)際板層數(shù)的求取12</p><p>

19、;　　4.4.精餾段的工藝條件及有關(guān)物性數(shù)據(jù)的計(jì)算13</p><p>　　4.4.1 精餾段操作壓力計(jì)算13</p><p>　　4.4.2提餾段操作壓力的計(jì)算13</p><p>　　4.4.3操作溫度計(jì)算13</p><p>　　4.4.4平均摩爾質(zhì)量計(jì)算14</p><p>　　4.4.5平均密度的計(jì)

20、算14</p><p>　　4.4.6液體平均表面張力計(jì)算15</p><p>　　4.4.7液體平均黏度的計(jì)算16</p><p>　　4.5.精餾塔的塔體工藝尺寸的計(jì)算14</p><p>　　4.5.1.塔徑的計(jì)算17</p><p>　　4.5.2精餾塔有效高度的計(jì)算18</p>&l

21、t;p>　　4.6.塔板主要工藝尺寸的計(jì)算19</p><p>　　4.6.1溢流裝置計(jì)算19</p><p>　　4.6.2塔板布置20</p><p>　　4.7.篩板的流體力學(xué)驗(yàn)算21</p><p>　　4.7.1塔板壓降21</p><p>　　4.7.2液面落差22</p>

22、<p>　　4.7.3液沫夾帶22</p><p>　　4.7.4液漏22</p><p>　　4.7.5.液泛22</p><p>　　4.8.塔板負(fù)荷性能圖24</p><p>　　4.8.1漏液線24</p><p>　　4.8.2液沫夾帶線25</p><p>　　

23、4.8.3液相負(fù)荷下限線25</p><p>　　4.8.4液相負(fù)荷上限線25</p><p>　　4.8.5液泛線26</p><p>　　第5章 換熱器的初步計(jì)算29</p><p>　　第6章 基本設(shè)備的成本初步估算31</p><p>　　第7章 安全生產(chǎn)和環(huán)境保護(hù)32</p><

24、;p>　　第8章 設(shè)計(jì)小結(jié)33</p><p><b>　　致謝34</b></p><p><b>　　參考資料35</b></p><p><b>　　第9章 附圖36</b></p><p><b>　　前言</b></p>

25、<p>　　芳烴指結(jié)構(gòu)上含有苯環(huán)的烴。其中，苯、甲苯、二甲苯是重要的基礎(chǔ)有機(jī)化工原料。芳烴的來源有：煤煉焦時(shí)的副產(chǎn)品；乙烯生產(chǎn)廠的裂解汽油；煉油廠催化重整裝置。在最早的時(shí)期，芳烴主要來源于煤煉焦技術(shù)，隨著時(shí)代的進(jìn)步，技術(shù)的改進(jìn)和需求的大量化，還有對(duì)環(huán)境的考慮，目前通過煤煉焦獲得芳烴已不占重要地位。不同來源獲得的芳烴其組成不同，獲得的芳烴數(shù)量也不相同。</p><p>　　三系苯的分離是整個(gè)芳烴抽提體

26、系中重要的一環(huán)。在芳烴抽提裝置之后，經(jīng)過了汽提塔，水洗塔，溶劑基本得到分離，剩下的就是芳烴混合物，要逐一分離才能達(dá)到使用要求，因此分離精餾塔的分離效率高低，對(duì)獲得的產(chǎn)品的質(zhì)量有非常重要的意義，還有對(duì)于能耗，方法，技術(shù)的創(chuàng)新也是需要注重的。</p><p>　　近年來, 國(guó)內(nèi)聚酯工業(yè)快速的發(fā)展, 隨著石油化工業(yè)和紡織工業(yè)的不斷發(fā)展，世界上對(duì)芳烴產(chǎn)品的需求不斷上升，尤其是苯和對(duì)二甲苯的需求增長(zhǎng)為最快。在世界上聚酯行業(yè)

27、的快速發(fā)展, 我國(guó)對(duì)二甲苯消費(fèi)量上升非常的迅速, 不過因?yàn)楫a(chǎn)能的增長(zhǎng)滯后, 呈現(xiàn)出逐年加大的供應(yīng)缺口。加快發(fā)展芳烴生產(chǎn), 提高對(duì)二甲苯自給能力對(duì)于國(guó)內(nèi)聚酯行業(yè)的健康發(fā)展非常重要。最初芳烴生產(chǎn)的原料是煤焦化得到的焦油。世界煉油工業(yè)和石油化工的迅速發(fā)展,芳烴生產(chǎn)的主要原料已經(jīng)轉(zhuǎn)向以催化重整和催化裂化得到的重整油和裂化汽油,以石油為原料的芳烴國(guó)外約占98 %以上,國(guó)內(nèi)約占85 %以上。因此芳烴的生產(chǎn)是一系列的化工生產(chǎn)的源頭產(chǎn)業(yè)，是一項(xiàng)關(guān)乎國(guó)民

28、經(jīng)濟(jì)的重大產(chǎn)業(yè)。因此從某種角度來說，對(duì)二甲苯的需求量大不是憑空而來，它是合成有機(jī)材料的原料之重，因此二甲苯的抽提很有價(jià)值研究意義</p><p>　　第1章 精餾塔的概述</p><p><b>　　1.1塔設(shè)備的類型</b></p><p>　　設(shè)備塔是化工、石油化工、生物化工、制藥等生產(chǎn)過程中廣泛采用的汽液傳質(zhì)設(shè)備。根據(jù)塔內(nèi)汽液接觸構(gòu)件

29、的結(jié)構(gòu)形式，可分為板式塔和填料塔兩大類。</p><p>　　板式塔內(nèi)設(shè)置一定數(shù)量的塔板，氣體以鼓泡或噴射形式穿過板上的液層，進(jìn)行汽液與傳熱。正常操作下，氣相為分散相。液相為連續(xù)相，氣相組成呈階梯變化，屬逐級(jí)接觸逆流操作過程。填料塔內(nèi)裝有一定高度的填料層，液體自塔頂沿填料表面下流，氣體逆流而上（有時(shí)也采用并流向下）流動(dòng)，汽液兩相密切接觸進(jìn)行傳質(zhì)與傳熱。在正常操作下，氣相為連續(xù)相，液相為分散相，氣相組成呈連續(xù)變化，

30、屬微分接觸逆流操作過程。</p><p>　　1.2塔設(shè)備的性能指標(biāo)</p><p>　　為獲得最大的傳質(zhì)速率，塔設(shè)備應(yīng)該滿足兩條基本原則：</p><p>　　1、使氣、液兩相充分接觸，適當(dāng)湍動(dòng)，以提供盡可能大的傳質(zhì)面積和傳質(zhì)系數(shù)，接觸后兩相又能及時(shí)完善分離；</p><p>　　2、在塔內(nèi)使氣、液兩相具有最大限度地接近逆流，以提供最大的傳

31、質(zhì)推動(dòng)力。</p><p>　　從工程目的出發(fā)，塔設(shè)備性能的評(píng)價(jià)指標(biāo)如下：</p><p>　　1、通量——單位塔截面的生產(chǎn)能力，表征塔設(shè)備的處理能力和允許空塔氣速；</p><p>　　2、分離效率——單位壓降塔的分離效果，對(duì)板式塔以效率表示，對(duì)填料塔以等板高度表示；</p><p>　　3、適應(yīng)能力——操作彈性，表現(xiàn)為對(duì)物料的適應(yīng)性及對(duì)負(fù)

32、荷波動(dòng)的適應(yīng)性。</p><p>　　塔設(shè)備在兼顧通量大、效率高、適應(yīng)性強(qiáng)的前提下，還應(yīng)滿足流動(dòng)阻力低、結(jié)構(gòu)簡(jiǎn)單、金屬消耗量少、造價(jià)低、易于操作控制等要求。</p><p>　　1.3 板式塔與填料塔的比較</p><p>　　工業(yè)上，評(píng)價(jià)塔設(shè)備的性能指標(biāo)主要有以下幾個(gè)方面：1、生產(chǎn)能力；2、分離效率；3、塔壓降；4、操作彈性；5、結(jié)構(gòu)、制造及造價(jià)。</p&g

33、t;<p>　　1、生產(chǎn)能力 填料塔內(nèi)件的開孔率通常在50%以上，而填料層的孔隙率則超過90%，一般液泛碘較高，故單位塔截面上，填料塔的生產(chǎn)能力一般均高于板式塔。</p><p>　　2、分離效率 一般情況下，填料塔具有較高的分離效率。在減壓、常壓和低壓（壓力小于0.3MP）操作下，填料塔的分離效率明顯優(yōu)于板式塔，在高壓操作下，板式塔的分離效率略優(yōu)于填料塔。</p><p&g

34、t;　　3、塔壓降 填料塔由于空隙率高，故其壓降遠(yuǎn)遠(yuǎn)小于板式塔。</p><p>　　4、操作彈性 一般來說，填料本身對(duì)氣液變化的適用很大，故填料塔的操作彈性一般較大，而板式塔的操作彈性較小。</p><p>　　5、結(jié)構(gòu)、制造及造價(jià) 填料塔的結(jié)構(gòu)較板式塔簡(jiǎn)單，故制造、維修也較為方便，但填料塔的造價(jià)通常高于板式塔。</p><p><b>　

35、　1.4精餾原理</b></p><p>　　塔分離均相液態(tài)混合物的原理：蒸氣由塔底進(jìn)入，與下降液進(jìn)行逆流接觸，兩相接觸中，下降液中的易揮發(fā)(低沸點(diǎn))組分不斷地向蒸氣中轉(zhuǎn)移，蒸氣中的難揮發(fā)(高沸點(diǎn))組分不斷地向下降液中轉(zhuǎn)移，蒸氣愈接近塔頂，其易揮發(fā)組分濃度愈高，而下降液愈接近塔底，其難揮發(fā)組分則愈富集，達(dá)到組分分離的目的。由塔頂上升的蒸氣進(jìn)入冷凝器，冷凝的液體的一部分作為回流液返回塔頂進(jìn)入精餾塔中，

36、其余的部分則作為餾出液取出。塔底流出的液體，其中的一部分送入再沸器，熱蒸發(fā)后，蒸氣返回塔中，另一部分液體作為釜?dú)堃喝〕觥?lt;/p><p>　　第2章 設(shè)計(jì)標(biāo)準(zhǔn)</p><p>　　1、HG/T20569-94《機(jī)械攪拌設(shè)備》</p><p>　　2、GB150-1998《鋼制壓力器》</p><p>　　3、TCEDS8-90《壓力容器強(qiáng)

37、度計(jì)算書統(tǒng)一格式》</p><p>　　4、CD130A20-86《化工設(shè)備設(shè)計(jì)文件編制規(guī)定》</p><p>　　5、《壓力容器安全技術(shù)監(jiān)察規(guī)程》</p><p>　　6、《壓力容器壓力管道設(shè)計(jì)單位資格許可與管理規(guī)則》</p><p>　　7、GB150《鋼制壓力容器》</p><p>　　第3章 設(shè)計(jì)方案的分析

38、和擬訂</p><p>　　工業(yè)上，塔設(shè)備主要用于蒸餾和吸收傳質(zhì)單元操作，根據(jù)任務(wù)書知，板式塔的生產(chǎn)能力低，要求的分離效率也不高，且填料塔的結(jié)構(gòu)要求高，造價(jià)高，而板式塔的結(jié)構(gòu)簡(jiǎn)單，制造、維修方便，所以選用板式塔。</p><p><b>　　3.1 操作壓力</b></p><p>　　蒸餾操作通?？稍诔骸⒓訅汉蜏p壓下進(jìn)行。確定操作壓力時(shí)，

39、必須根據(jù)所處理物料的性質(zhì)，兼顧技術(shù)上的可行性和經(jīng)濟(jì)上的合理性進(jìn)行考慮。例如，采用減壓操作有利于分離相對(duì)揮發(fā)度較大組分及熱敏性的物料，但壓力降低將導(dǎo)致塔徑增加，同時(shí)還需要使用抽真空的設(shè)備。對(duì)于沸點(diǎn)低、在常壓下為氣態(tài)的物料，則應(yīng)在加壓下進(jìn)行蒸餾。當(dāng)物性無特殊要求時(shí)，一般是在稍高于大氣壓下操作。但在塔徑相同的情況下，適當(dāng)?shù)靥岣卟僮鲏毫梢蕴岣咚奶幚砟芰?。有時(shí)應(yīng)用加壓蒸餾的原因，則在于提高平衡溫度后，便于利用蒸汽冷凝時(shí)的熱量，或可用較低品位的

40、冷卻劑使蒸汽冷凝，從而減少蒸餾的能量消耗。</p><p>　　3.2 進(jìn)料狀態(tài) </p><p>　　進(jìn)料狀態(tài)與塔板數(shù)、塔徑、回流量及塔的熱負(fù)荷都有密切的聯(lián)系。在實(shí)際的生產(chǎn)中進(jìn)料狀態(tài)有多種，但一般都將料液預(yù)熱到泡點(diǎn)或接近泡點(diǎn)才送入塔中，這主要是由于此時(shí)塔的操作比較容易控制，不致受季節(jié)氣溫的影響。此外，在泡點(diǎn)進(jìn)料時(shí)，精餾段與提餾段的塔徑相同，為設(shè)計(jì)和制造上提供了方便。本設(shè)計(jì)采用泡點(diǎn)進(jìn)料。

41、</p><p><b>　　3.3 加熱方式</b></p><p>　　精餾塔的加熱方式通常采用間接蒸汽加熱，設(shè)置再沸器。有時(shí)也可采用直接蒸汽加熱。然而，直接蒸汽加熱，由于蒸汽的不斷通入，對(duì)塔底溶液起了稀釋作用，在塔底易揮發(fā)物損失量相同的情況下，塔底殘液中易揮發(fā)組分的濃度應(yīng)較低，會(huì)增加實(shí)際塔板數(shù)的需求量。采用直接蒸汽加熱時(shí)，加熱蒸汽的壓力要高于中塔的壓力，以便克

42、服蒸汽噴出小孔的阻力及塔中液柱靜壓力。本次精餾采用間接加熱，設(shè)置再沸器。</p><p>　　第4章 各部分結(jié)構(gòu)尺寸的確定和設(shè)計(jì)計(jì)算</p><p>　　4.1.設(shè)計(jì)方案的確定和相關(guān)流程簡(jiǎn)述</p><p>　　精餾裝置有精餾塔、原料預(yù)熱器、再沸器、冷凝器、釜液冷卻器和產(chǎn)品冷卻器等設(shè)備。熱量自塔釜輸入，物料在塔內(nèi)經(jīng)多次部分氣化與部分冷凝進(jìn)行精餾分離，由冷凝器和冷卻

43、器中的冷卻介質(zhì)將余熱帶走。</p><p>　　從甲苯塔出來的混合液原料經(jīng)預(yù)熱器加熱到泡點(diǎn)溫度后送入精餾塔進(jìn)料板，在進(jìn)料板上與自塔上部下降的的回流液體匯合后，逐板溢流，最后流入塔底。在每層板上，回流液體與上升蒸汽互相接觸，進(jìn)行質(zhì)和熱的傳遞過程。在進(jìn)行時(shí)，塔底產(chǎn)物是從再沸器中連續(xù)取出的部分液體，在高溫下這些液體氣化，產(chǎn)生了上升蒸汽流，從各層塔板一起通過。氣體靜茹塔頂?shù)睦淠鬟M(jìn)行冷凝，然后將部分冷凝液用泵送回塔的頂端

44、作為回流液，其他的部分在冷凝器冷凝后從塔頂送出成為塔頂產(chǎn)品，經(jīng)冷凝器冷卻后送入貯槽。塔釜采用間接蒸汽和再沸器共熱。塔底產(chǎn)品經(jīng)冷卻后送入貯槽。</p><p><b>　　流程圖如下圖</b></p><p>　　高徑比很大的設(shè)備稱為塔器。用于蒸餾（精餾）和吸收的塔器分別稱為蒸餾塔和吸收塔。塔設(shè)備在石油化學(xué)工藝的過程中作用主要有吸收、精餾、萃取、分餾、汽提、脫水、再生、

45、及氣體冷卻和凈化等。常用的有填料塔和板式塔，國(guó)外塔設(shè)備主要是在填料和塔盤技術(shù)上一直改進(jìn)。我國(guó)近20年來開發(fā)了許多性能較為優(yōu)良的填料塔和板式塔，已在煉油裝置、石油化工中得到了廣泛應(yīng)用，性能處于國(guó)際先進(jìn)行列。有大慶和洛陽(yáng)400萬噸／年的潤(rùn)滑油型煉油廠分別配置的大型填料塔型和大型板式塔型的減壓塔直徑達(dá)~p8400mm，由國(guó)內(nèi)研制的‘p10000mm大型精餾塔即將投入使用。根據(jù)塔內(nèi)氣、液接觸構(gòu)件的結(jié)構(gòu)形式，塔設(shè)備可分為板式塔和填料塔兩大類。板式

46、塔大致可分為兩類：一類是有降液管的塔板，如泡罩、浮閥、篩板、導(dǎo)向篩板、新型垂直篩板、舌形、S型、多降液管塔板等；另一類是無降液管的塔板，如穿流式篩板（柵板）、穿流式波紋板等。工業(yè)應(yīng)用較多的是有降液管的塔板，如篩板、浮閥、泡罩塔板等。</p><p>　　鑒于芳烴抽提有一些列的抽提裝置，本課題設(shè)計(jì)的二甲苯塔是抽提車間里產(chǎn)品混芳的二甲苯分離塔。在芳烴抽提后續(xù)工藝的混芳精餾工藝中，要先經(jīng)過白土塔的精制。通常從催化重整生

47、成油經(jīng)溶劑芳烴抽提之后得到的混合芳烴中含有多碳烯烴，一般一般需要采用顆粒白土驚醒液相精制處理，用除去去烯烴成分。</p><p>　　混合芳烴經(jīng)換熱和加熱后進(jìn)入白土塔，進(jìn)行固液接觸，使烯烴產(chǎn)生迭合，并大部分吸附在顆粒白土表面，從白土塔底出來的混合芳烴與進(jìn)料換熱后送至苯塔進(jìn)行精餾。 白土精制用的顆粒白土是經(jīng)過活化處理，并有一定含水量，一般為3.5%~6.5%（質(zhì)量），粒度通常為8~16目或30~60目。白土精制的操

48、作條件：溫度175~200℃，壓力1.0~1.5Mpa，空速為0.5h-1左右。如圖 </p><p>　　抽提之后的白土精餾過程的白土塔</p><p>　　在經(jīng)過白土塔的精制之后，烯烴基本上被除去之后，接下來混芳就要進(jìn)入的流程就是將抽提出來的混合物分開，將混芳分為苯，甲苯，二甲苯。如下圖</p><p>　　三個(gè)精餾塔模式都相同，塔頂出分離的產(chǎn)物，塔底則進(jìn)入下一

49、步精餾。每個(gè)塔的塔頂都有冷凝器，塔底都配有再沸器。混芳經(jīng)過苯塔，甲苯塔，二甲苯塔精餾之后，留下的重芳中以上3個(gè)物質(zhì)基本被留出，留下C9以上的重芳烴，從二甲苯的塔底出去。</p><p>　　芳烴抽提之后的芳烴精餾工藝流程圖</p><p>　　4.2.精餾塔的物料衡算</p><p>　　已知參數(shù)：從甲苯塔過來的混芳液處理量5萬噸每年 F=（50000*1000）/

50、8000=6250kg/h；；；回流比R（自選）；進(jìn)料熱狀況:泡點(diǎn)進(jìn)料即q=1；塔頂壓強(qiáng)，；單板壓降不大于。由《化學(xué)化工物性數(shù)據(jù)手冊(cè)》P174可知：</p><p>　　表4-1 二甲苯和C9平均 的物理性質(zhì)</p><p>　　由《石油化工基礎(chǔ)數(shù)據(jù)手冊(cè)》P457及內(nèi)插計(jì)算可知： </p><p>　　表4-2 液體的表面張力</p><p&g

51、t;　　由《化學(xué)化工物性數(shù)據(jù)手冊(cè)》P302、P305可知：</p><p>　　表4-3 混合二苯與C9平均 的液相密度</p><p>　　由《化學(xué)化工物性數(shù)據(jù)手冊(cè)》P306、P309可知：</p><p>　　表4-4 液體粘度µ</p><p>　　4.2.1原料液及塔頂、塔底產(chǎn)品的摩爾分?jǐn)?shù)</p><p

52、>　　由于原料中有混合二甲苯和C9以上的芳烴，將混合二甲苯與C9等重芳烴分離，則將C9以上的重芳烴歸為一類。其中重芳烴的組成以C9芳烴50%，C10芳烴50%計(jì)算。</p><p>　　二甲苯的摩爾質(zhì)量 MA=106kg/kmol</p><p>　　重芳烴的摩爾質(zhì)量 MB=（9*12+12+10*12+14）/2=127kg/kmol</p><p>　　

53、4.2.2原料液及塔頂、塔底產(chǎn)品的平均摩爾質(zhì)量</p><p><b>　　4.2.3物料衡算</b></p><p>　　要求是5萬噸每年，年按8000小時(shí)計(jì)</p><p><b>　　原料處理量F </b></p><p><b>　　總物料衡算 </b></

54、p><p><b>　　苯物料衡算 </b></p><p>　　聯(lián)立得 </p><p>　　得 D=24.2Kmol/h</p><p>　　W=28.1Kmol/h</p><p>　　4.3.塔板數(shù)的確定</p><p>　　4.3.1理論板層數(shù)NT的求解

55、</p><p>　　由于原料中混合物比較多，分離的二甲苯也是同系物的混合物，則選取其中沸點(diǎn)最高的鄰二甲苯作為標(biāo)準(zhǔn)物質(zhì)，當(dāng)鄰二甲苯打到分離要求，間，對(duì)二甲苯已在其要求內(nèi)。而塔底的話是屬于不需要的物質(zhì)，則只要選取C9中最低要求的塔底分離物就可以使更高要求的物質(zhì)去塔底，而在C9中分離要求最低的屬三甲苯，起一般沸點(diǎn)為153.6，則按照分離這2系物的分離要求可做得與我們要求等同的效果。</p><p&

56、gt;　　由《化學(xué)物質(zhì)物性數(shù)據(jù)》得二甲苯和C9以上重芳烴物系的氣液平衡數(shù)據(jù)，如下表所示：</p><p>　　表4-5二甲苯——C9以上重芳烴氣液平衡數(shù)據(jù)</p><p>　　根據(jù)氣液平衡數(shù)據(jù)，可繪出x—y圖，如下圖（1—1）</p><p>　　圖4—2 圖解法求理論板數(shù)</p><p>　　根據(jù)自制平衡曲線圖，可求出理論板數(shù)：</

57、p><p>　?、谇笞钚』亓鞅燃安僮骰亓鞅取?lt;/p><p>　　采用作圖法求最小回流比。在圖1-1中對(duì)角線上，自點(diǎn)e(0.445,0.445)作垂線（q線），該線與平衡線的交點(diǎn)坐標(biāo)為：</p><p><b>　　故最小回流比為</b></p><p><b>　　取操作回流比為</b></p&

58、gt;<p>　　③求精餾塔的氣、液負(fù)荷</p><p><b>　?、芮蟛僮骶€方程</b></p><p><b>　　精餾段操作線方程為</b></p><p><b>　　提餾段操作線方程為</b></p><p>　?、輬D解法求理論板層數(shù)</p>

59、;<p>　　采用圖解法求理論板層數(shù)，如圖4—2所示。求解結(jié)果為</p><p>　　總理論板層數(shù)=12.5(包括再沸器)</p><p><b>　　進(jìn)料板位置6</b></p><p>　　由于抽提塔的效率就25%~30%，在實(shí)際塔板理論數(shù)遠(yuǎn)遠(yuǎn)多于理論板數(shù)，一般選取40~54塊塔板，這里選取50塊（二甲苯塔）</p>

60、;<p>　　4.3.2實(shí)際板層數(shù)的求取</p><p>　　精餾段實(shí)際板層數(shù) </p><p>　　提餾段實(shí)際板層數(shù) </p><p>　　4.4.精餾段的工藝條件及有關(guān)物性數(shù)據(jù)的計(jì)算</p><p>　　4.4.1 精餾段操作壓力計(jì)算</p><p>　　一般的芳烴精餾工藝條件取0.02~0.

61、05MP</p><p>　　塔頂操作壓力 MPa</p><p>　　每層塔板壓降 △P=0.7 KPa</p><p>　　進(jìn)料板壓力 KPa</p><p>　　精餾段平均壓力 KPa</p><p>　　4.4.2提餾段操作壓力的計(jì)算</p><p>

62、;　　塔底操作壓力 KPa</p><p>　　提餾段平均壓力 KPa</p><p>　　4.4.3操作溫度計(jì)算</p><p>　　根據(jù)二甲苯—C9平均在不同溫度下的飽和蒸汽壓數(shù)據(jù)，可知在不同溫度下的氣液平衡數(shù)據(jù)，可繪得二甲苯—C9的t—x—y圖，見下圖</p><p>　　圖4—3二甲苯-C9以上的氣液平衡相圖（自制）&

63、lt;/p><p><b>　　由圖可知： </b></p><p>　　塔頂溫度： t=150℃</p><p>　　進(jìn)料板溫度： t=160℃</p><p>　　精餾段平均溫度: ℃</p><p>　　塔底溫度： t=180℃</p><p>&l

64、t;b>　　提餾段平均溫度：℃</b></p><p>　　4.4.4平均摩爾質(zhì)量計(jì)算</p><p>　　塔頂平均摩爾質(zhì)量計(jì)算</p><p>　　由，查得平衡曲線（見圖1—2），得</p><p>　　進(jìn)料板平均摩爾質(zhì)量計(jì)算</p><p>　　由圖解理論板（見圖4—2），得</p>

65、<p>　　查平衡曲線（見圖4—2）得</p><p><b>　　精餾段平均摩爾質(zhì)量</b></p><p>　　4.4.5平均密度的計(jì)算</p><p><b>　　①氣相平均密度計(jì)算</b></p><p>　　由理想氣體狀態(tài)方程計(jì)算</p><p>　?、?/p>

66、液相平均密度的計(jì)算</p><p>　　液相平均密度依下式計(jì)算</p><p>　　塔頂液相平均密度的計(jì)算td=150</p><p><b>　　，</b></p><p><b>　　由查手冊(cè)得</b></p><p>　　進(jìn)料板液相平均密度的計(jì)算</p>

67、<p><b>　　進(jìn)料板液相質(zhì)量分率</b></p><p>　　精餾段液相平均密度為</p><p>　　4.4.6液體平均表面張力計(jì)算</p><p>　　液體平均表面張力依下式計(jì)算</p><p><b>　　∑</b></p><p>　　塔頂液相平均表面

68、張力的計(jì)算 </p><p><b>　　由查手冊(cè)得</b></p><p>　　進(jìn)料板液相平均表面張力的計(jì)算</p><p><b>　　由</b></p><p><b>　　查手冊(cè)得</b></p><p>　　則精餾段平均表面張力：</p&

69、gt;<p>　　同理，提溜段的平均表面張力：</p><p>　　4.4.7液體平均黏度的計(jì)算</p><p>　　液體平均黏度依下式計(jì)算</p><p>　　塔頂液相平均粘度的計(jì)算：</p><p><b>　　查手冊(cè)得</b></p><p><b>　　,</

70、b></p><p>　　進(jìn)料板液相平均粘度的計(jì)算</p><p><b>　　由</b></p><p><b>　　查手冊(cè)得</b></p><p><b>　　‘</b></p><p><b>　　解出</b><

71、/p><p>　　4.5.精餾塔的塔體工藝尺寸的計(jì)算</p><p>　　4.5.1.塔徑的計(jì)算</p><p>　　精餾段的氣、液相體積流率為</p><p><b>　　由</b></p><p>　　式中C由計(jì)算，其中的C20由附圖1師史密斯關(guān)聯(lián)圖查取。圖的橫坐標(biāo)為</p><

72、;p>　　板間距與塔徑關(guān)系表5-5</p><p>　　根據(jù)上表，取板間距HT=0.4m,板上液層高度,則</p><p>　　查附圖1—1得 </p><p>　　取安全系數(shù)為0.7，則空塔氣速為</p><p>　　按標(biāo)準(zhǔn)塔徑園整后為 </p><p>　　塔截面積為實(shí)際空塔氣速為</p>

73、<p>　　4.5.2精餾塔有效高度的計(jì)算</p><p><b>　　精餾段有效高度為</b></p><p><b>　　提餾段有效高度為</b></p><p>　　在進(jìn)料板上方開一人孔，其高度為0.8m</p><p>　　故精餾塔的有效高度為</p><p&

74、gt;<b>　　Z=</b></p><p>　　4.6.塔板主要工藝尺寸的計(jì)算</p><p>　　4.6.1溢流裝置計(jì)算</p><p>　　因塔徑D=1.4m,可選用單溢流堰弓形降液管，采用凹形受液盤，各項(xiàng)計(jì)算如下：</p><p><b>　　1.堰長(zhǎng)</b></p><

75、;p><b>　　取堰長(zhǎng)為 </b></p><p>　　2.溢流堰的高度 </p><p><b>　　由 </b></p><p>　　選取平直堰，堰上液層高度，由下式計(jì)算</p><p><b>　　近似取E=1，則</b></p><p&

76、gt;<b>　　取上層清液層高度</b></p><p>　　3.弓形降液管寬度和截面積</p><p><b>　　由 </b></p><p>　　查附圖2弓形降液管參數(shù)，得</p><p><b>　　故 </b></p><p>　

77、　依～5驗(yàn)算液體在降液管中停留時(shí)間，即</p><p><b>　　故降液管設(shè)計(jì)合理。</b></p><p><b>　　4.降液管底隙高度</b></p><p><b>　　取 </b></p><p><b>　　則 </b></

78、p><p>　　故降液管底隙高度設(shè)計(jì)合理</p><p>　　選用凹形受液盤，深度</p><p><b>　　4.6.2塔板布置</b></p><p><b>　　1.塔板的分塊</b></p><p>　　因D=1400mm>800mm，故塔板采用分塊式，由分塊表得1

79、400塔徑塔板分為4塊。</p><p>　　2.邊緣區(qū)寬度確定開孔區(qū)面積計(jì)算</p><p><b>　　取， </b></p><p><b>　　1)塔板的分塊</b></p><p>　　因，故塔板采用分塊式。查表5-3得，塔板分為4塊</p><p>　　2)

80、由式：計(jì)算開空區(qū)面積，其中：</p><p><b>　　， ； 所以</b></p><p>　　4.篩孔計(jì)算及其排列</p><p>　　本例所處理的物系無腐蝕性，可選用碳鋼板，取篩孔直徑。</p><p>　　篩孔按正三角形排列，取孔中心距t為</p><p><b>　　mm&l

81、t;/b></p><p><b>　　篩孔數(shù)目為n</b></p><p><b>　　開孔率為</b></p><p>　　氣體通過閥孔的氣速為</p><p><b>　　m/s</b></p><p>　　4.7.篩板的流體力學(xué)驗(yàn)算<

82、/p><p><b>　　4.7.1塔板壓降</b></p><p><b>　?、俑砂遄枇τ?jì)算</b></p><p><b>　　干板阻力由下式計(jì)算</b></p><p>　　由，查附圖3干篩孔的流量系數(shù)圖，得，</p><p><b>　　

83、故 </b></p><p>　?、跉怏w通過液層的阻力的計(jì)算</p><p>　　氣體通過液層的阻力由式計(jì)算，</p><p>　　查附圖4充氣系數(shù)關(guān)聯(lián)圖，得</p><p>　　故 m液柱</p><p>　　氣體通過每層塔板的壓降為</p><p><b&

84、gt;　　故，設(shè)計(jì)允許</b></p><p><b>　　4.7.2液面落差</b></p><p>　　對(duì)于篩板塔，液面落差很小，且本例的塔徑和流量均不發(fā)，故可忽略液面落差的影響。</p><p><b>　　4.7.3液沫夾帶</b></p><p><b>　　液沫夾帶

85、由下式計(jì)算</b></p><p><b>　　故 </b></p><p>　　故在本設(shè)計(jì)中液沫夾帶在允許范圍內(nèi)。</p><p><b>　　4.7.4液漏</b></p><p>　　對(duì)篩板塔，漏液點(diǎn)氣速，可由下式計(jì)算</p><p><b>

86、;　　實(shí)際孔速 </b></p><p><b>　　穩(wěn)定系數(shù)為</b></p><p>　　故在本設(shè)計(jì)中無明顯漏夜。</p><p><b>　　4.7.5.液泛</b></p><p>　　為防止塔內(nèi)發(fā)生液泛，降液管內(nèi)液層高度應(yīng)服從下式的關(guān)系</p><p&g

87、t;　　苯—氯苯物系屬一般物系，取，則</p><p><b>　　而 </b></p><p>　　板上不設(shè)進(jìn)口堰，可由下式計(jì)算，即</p><p><b>　　液柱</b></p><p><b>　　所以 </b></p><p>

88、　　故在本設(shè)計(jì)中不會(huì)發(fā)生液泛現(xiàn)象</p><p>　　4.8.塔板負(fù)荷性能圖</p><p><b>　　4.8.1漏液線</b></p><p><b>　　由</b></p><p><b>　　得</b></p><p>　　整理得 &

89、lt;/p><p>　　在操作范圍內(nèi)，任取幾個(gè)Ls值，依上式計(jì)算出Vs值，計(jì)算結(jié)果列于下表所示</p><p>　　由上表數(shù)據(jù)即可作出漏液線1</p><p>　　4.8.2液沫夾帶線</p><p>　　以氣為限，求關(guān)系如下：</p><p><b>　　故 </b></p>

90、<p><b>　　整理得：</b></p><p>　　在操作范圍內(nèi)，任取幾個(gè)Ls值，依上式計(jì)算出Vs值，計(jì)算結(jié)果列于下表所示</p><p>　　由上表數(shù)據(jù)即可作出液沫夾帶線2</p><p>　　4.8.3液相負(fù)荷下限線 </p><p>　　對(duì)于平直堰，取堰上液層高度作為最小液體負(fù)荷標(biāo)準(zhǔn)。由下式計(jì)算&

91、lt;/p><p><b>　　取E=1，則</b></p><p>　　據(jù)此可作出與氣體流量無關(guān)的垂直液相負(fù)荷下限線3</p><p>　　4.8.4液相負(fù)荷上限線</p><p>　　以作為液體在降液管中停留時(shí)間的下線，由下式計(jì)算</p><p><b>　　故 </b>

92、;</p><p>　　據(jù)此可作出與氣體流量無關(guān)的垂直液相負(fù)荷上限線4。</p><p><b>　　4.8.5液泛線</b></p><p><b>　　令</b></p><p><b>　　由;;;</b></p><p><b>　　連

93、立得</b></p><p>　　忽略，將的關(guān)系式代入上式，并整理得</p><p><b>　　式中 </b></p><p><b>　　帶入有關(guān)數(shù)據(jù)得</b></p><p><b>　　故 </b></p><p>　　在操

94、作范圍內(nèi)，任取幾個(gè)Ls值，依上式計(jì)算出Vs值，計(jì)算結(jié)果列于下表所示</p><p>　　依表中數(shù)據(jù)作出液泛線5， </p><p>　　在負(fù)荷性能圖上，作出操作點(diǎn)A，連接OA，即可作出操作線。由圖課看出，改篩板的操作上限為液泛控制，下限為液漏控制。由圖5-20得，</p><p><b>　　故操作彈性為</b></p><

95、;p>　　圖4-4精餾段篩板負(fù)荷性能圖</p><p><b>　　篩板塔設(shè)計(jì)計(jì)算結(jié)果</b></p><p>　　第五章 換熱設(shè)備的初步計(jì)算</p><p><b>　　5.1冷凝器</b></p><p>　　兩流體溫度變化情況：熱流體進(jìn)口溫度150℃，以包和溫度出換熱管；冷流體進(jìn)口溫度

96、25℃，出口溫度75℃。估計(jì)該換熱器的管壁溫度和殼體壁溫之差相差較大，因此初步可以選用帶膨脹節(jié)的固定管板式換熱器。</p><p>　　為了便于水垢清洗，應(yīng)使用循環(huán)水走管程，產(chǎn)品出來走殼程。</p><p>　　物性數(shù)據(jù): 定性溫度取流體進(jìn)出口溫度的平均值。</p><p>　　殼程流體的定性溫度：</p><p>　　管程的流體定性溫度：&

97、lt;/p><p>　　由定性溫度可得到管程和殼程的相關(guān)物性數(shù)據(jù)</p><p>　　殼程流體在150℃下的有關(guān)物性數(shù)據(jù)：密度 定壓比熱容 導(dǎo)熱系數(shù) 粘度</p><p>　　管程流體在50℃下的有關(guān)物性數(shù)據(jù)：密度 定壓比熱容 導(dǎo)熱系數(shù) 粘度</p><p>　　熱負(fù)荷的計(jì)算：殼程流體的流量 氣相摩爾流率V=75.16K

98、ml/h 塔頂?shù)钠骄栙|(zhì)量</p><p>　　則殼程液流量8020.32kg/h=2.23kg/s</p><p>　　殼程流體的氣化潛熱。在150℃條件下，由《化工物性數(shù)據(jù)》差得，再用插入法算的150℃時(shí) 則熱負(fù)荷Q==2.23*330.6=737.238KW（忽略熱量損失）</p><p><b>　　逆流平均溫差：</b></

99、p><p>　　冷卻水用量：Q= 得到冷卻水用量737.238/（4.174*50）=3.53kg/s</p><p>　　初步估算傳熱面積：由于管程走水，殼程走冷凝液，總傳熱系數(shù)K=500~800W/（·℃）</p><p>　　則取K=650 W/（·℃） 則傳熱面積：S=Q/（K ）=737.238/（650*65.2）=17.4</p

100、><p>　　為了考慮15%的面積裕度，則S=1.15*17.4=20.1.</p><p><b>　　5.2 再沸器</b></p><p>　　塔底溫度tw=180℃ 用t1=220℃的蒸汽，釜液出口溫度tw’=200℃ 出口蒸汽溫度為t2=181℃</p><p><b>　　則</b><

101、/p><p>　　由tw=180℃ 查液體比汽化熱共線圖得</p><p>　　又氣體流量Vh=2520m3/h 密度</p><p><b>　　則</b></p><p>　　取傳熱系數(shù)K=600W/m2k，</p><p><b>　　則傳熱面積</b></

102、p><p>　　水的比熱容 </p><p><b>　　加熱蒸汽的質(zhì)量流量</b></p><p>　　第六章 基本塔設(shè)備的初步成本估算</p><p>　　精餾過程是一個(gè)非常耗能的單元操作，據(jù)悉，精餾過程使用的能量約占世界上能量消耗的3%?？梢?，在本次精餾塔設(shè)計(jì)中的成本概算是尤為重要的一步。</p>

103、;<p>　　6.1 塔設(shè)備成本的概算</p><p>　　每塊板間距為0.5m，有20%的額外空間（包括塔頂，塔底空間，入口及塔群座得高度），則塔高為：</p><p>　　H=1.2×20.4=24.5m </p><p>　　塔設(shè)備成本估算，采用Guthrie費(fèi)用關(guān)系式，并采用2006年的Marshall&Swift通脹指數(shù)13

104、10修正。</p><p>　　塔成本： Cost(C)=85024D1.066H0.802=85024×1.4×24.5.802=985436 元</p><p>　　塔盤及塔內(nèi)件成本； Cost(plate)=3863D1.55H’=3863×15=57945元</p><p>　　換熱器成本：Cost(H)=4

105、8502A0.65=589293 元 </p><p>　　其他費(fèi)用（包括管道，施工費(fèi)，泵等）： 200000 元 </p><p>　　總計(jì) Total = 985436+57945+589293+200000=1832674 元</p><p>　　6.2原料，能耗成本概算</p><p>　　混芳的混合料按7000元/噸 計(jì)算，年消耗量

106、50000噸。</p><p>　　原料成本： 7000×50000=35000萬元</p><p>　　耗電量參考江蘇恒盛化肥有限公司一精餾塔耗電量，估耗電量為3KW/h，電價(jià)參照紹興工業(yè)用電價(jià)目，峰谷時(shí)段0.989元每千瓦時(shí)，峰谷時(shí)段0.458元每千瓦時(shí)，本塔一般情況下都是24小時(shí)開工，所以電價(jià)按平均0.7235每千瓦時(shí)計(jì)算。年開工7200小時(shí)。</p><

107、;p>　　耗電成本： 0.7235×7200×3=15627.6 元</p><p>　　水成本主要是換熱器的循環(huán)水消耗，本塔換熱器的水流量為16323.3kg/h,工業(yè)用水的價(jià)格大概在4元每噸，年開工7200小時(shí)計(jì)算。</p><p>　　耗水成本： 1.6323×4×7200=47010 元</p><p>　　水蒸

108、氣的消耗主要在再沸器上面，查相關(guān)資料得一般水蒸氣的價(jià)格大概在250元每噸左右。本塔再沸器耗氣量為0.4306kg/h,按年開工7200小時(shí)計(jì)算。</p><p>　　耗氣成本：0.4306×10-3×7200×250=775元</p><p><b>　　6.3三廢處理成本</b></p><p>　　由于生產(chǎn)過程

109、中產(chǎn)生的廢水廢液對(duì)環(huán)境造成一定的危害，所以必須建設(shè)廢水處理池，經(jīng)處理后的廢水再排放。設(shè)計(jì)廢水處理池成本為100W。</p><p>　　第七章 安全生產(chǎn)保護(hù)措施和環(huán)境保護(hù)簡(jiǎn)述</p><p>　　7.1 保證安全生產(chǎn)</p><p>　　苯類產(chǎn)品是易燃、易爆、有毒的無色透明液體，其蒸汽與空氣混合能形成爆炸性混合物，因此，應(yīng)特別注意防火，強(qiáng)化安全措施。</p

110、><p>　?。?）不準(zhǔn)有明火和火花，設(shè)備必須密封，以減少苯蒸汽揮發(fā)散發(fā)入容器中，設(shè)備的放散管應(yīng)通入大氣，其管口用細(xì)金屬網(wǎng)遮蔽，使貯槽或蒸餾設(shè)備中的苯類產(chǎn)品不致因散出蒸汽回火而引起燃燒，廠房應(yīng)設(shè)有良好的通風(fēng)設(shè)備，防止苯類蒸汽的聚集。</p><p>　　（2）所有金屬結(jié)構(gòu)應(yīng)按規(guī)定在幾個(gè)地點(diǎn)上接地，為防止液體自由下落而引起靜電荷的產(chǎn)生，將引入貯槽中所有管道均應(yīng)安裝到接近貯槽的底部，電動(dòng)機(jī)應(yīng)放在單

111、獨(dú)的廠房?jī)?nèi)。</p><p>　?。?）應(yīng)設(shè)有泡沫滅火器和蒸汽滅火裝置，不能用水滅火。</p><p>　?。?）工人進(jìn)入貯槽或設(shè)備進(jìn)行清掃或修理前,油必須全部放空,所有管道均需切斷,設(shè)備應(yīng)用水蒸汽徹底清掃后才允許進(jìn)入并注意通風(fēng),檢修人員沒有動(dòng)火證嚴(yán)禁在生產(chǎn)區(qū)域內(nèi)動(dòng)火。</p><p>　?。?）進(jìn)入生產(chǎn)區(qū)域或生產(chǎn)無關(guān)人員，不得亂動(dòng)設(shè)備和計(jì)量?jī)x表等。</p&g

112、t;<p>　?。?）及時(shí)清除設(shè)備管線泄漏情況，嚴(yán)防中毒著火、爆炸等事故的發(fā)生。</p><p>　?。?）在泄漏事故應(yīng)急處理的時(shí)候應(yīng)該迅速撤離泄漏污染區(qū)的人員到安全區(qū)，要進(jìn)行隔離，嚴(yán)格把關(guān)好出入人員，并且切斷火源。</p><p><b>　　7.2 環(huán)境保護(hù)</b></p><p>　　認(rèn)真執(zhí)行環(huán)境保護(hù)方針、政策、堅(jiān)持污染防

113、治設(shè)施與生產(chǎn)裝置同時(shí)設(shè)計(jì)、同時(shí)施工、同時(shí)投產(chǎn)?，F(xiàn)將“三廢”治理措施分析述如下：</p><p>　?。?）廢水：各設(shè)備間接冷卻水回收用于煉焦車間熄焦用，工藝產(chǎn)品分離水送往生化裝置進(jìn)行處理。設(shè)備沖洗水經(jīng)初步沉淀和油水分離后送入生化處理。</p><p>　?。?）廢氣：水凝氣體回收引入列管戶前燃燒，產(chǎn)品貯槽加水噴淋裝置和氮密封措施，防止揮發(fā)污染大氣環(huán)境。</p><p&g

114、t;　?。?）廢渣：生產(chǎn)過程中生產(chǎn)的廢渣送往回收工段作為原料使用。</p><p>　　定期檢測(cè)個(gè)生產(chǎn)崗位苯，甲苯含量和生產(chǎn)下水中各污染均含量，嚴(yán)防超標(biāo)現(xiàn)象的發(fā)生。</p><p>　　第八章 設(shè)計(jì)小結(jié)</p><p>　　塔設(shè)備是煉油，化工和石油化工、煉油等生產(chǎn)中最重要的設(shè)備之一,它可以使汽(或氣)或液液兩相親密接觸，達(dá)到相際傳熱及傳質(zhì)的目的。在煉油廠，化工廠

115、，石油化工廠等中，設(shè)備塔的性能好壞對(duì)于整個(gè)裝置的產(chǎn)品質(zhì)量、產(chǎn)量、生產(chǎn)能力和消耗定額，以及三廢處理和環(huán)境保護(hù)等各方面都有重大影響。 塔設(shè)備中常見的單元操作有：解吸、精餾、萃取和等吸收。此外，在工業(yè)中對(duì)于氣體的回收和冷卻、氣體的濕法凈值和干燥，以及兼有液氣兩相傳熱和傳質(zhì)的增濕和減濕等。 最常見的塔設(shè)備為板式塔和填料塔兩大類。作為主要用于傳質(zhì)過程的塔設(shè)備，首先必須使氣（汽）液兩相能充分接觸，以獲得高的傳質(zhì)效率。此外，為滿足工業(yè)生產(chǎn)的需要，塔設(shè)

116、備還必須滿足以下要求：1、生產(chǎn)能力大；2、操作穩(wěn)定，彈性大；3、流體流動(dòng)阻力??；4、結(jié)構(gòu)簡(jiǎn)單、材料耗用量少，制造和安裝容易；5、耐腐蝕和不易阻塞，操作方便，調(diào)節(jié)和檢修容易。</p><p>　　本設(shè)計(jì)是板式精餾塔，通過這次設(shè)計(jì)，我知道了板式塔的設(shè)計(jì)步驟大致一下：根據(jù)設(shè)計(jì)任務(wù)和工藝要求，確定設(shè)計(jì)方案和選擇塔板類型；確定板式塔主要尺寸的設(shè)計(jì)計(jì)算，包括塔高、塔徑的設(shè)計(jì)計(jì)算，板上液流形式的選擇、溢流裝置的設(shè)計(jì)，塔板布置、

117、氣體通道的設(shè)計(jì)及排列等工藝計(jì)算；進(jìn)行流體力學(xué)驗(yàn)算；繪制塔板的負(fù)荷性能圖；根據(jù)負(fù)荷性能圖，對(duì)設(shè)計(jì)進(jìn)行分析，若設(shè)計(jì)不夠理性，可對(duì)某些參數(shù)進(jìn)行調(diào)整，重復(fù)上述步驟直道滿意為止。</p><p>　　所設(shè)計(jì)的板式塔應(yīng)為氣液接觸提供盡可能大的接觸面積，應(yīng)盡可能地減小霧沫夾帶和氣泡夾帶，有較高的塔板效率和較大的操作彈性。但是由于塔中兩相流動(dòng)情況和傳質(zhì)過程的復(fù)雜性，許多參數(shù)和塔板尺寸需根據(jù)經(jīng)驗(yàn)來選取，而參數(shù)與尺寸之間又彼此互相影

118、響和制約，因此設(shè)計(jì)過程中不可避免要進(jìn)行試差，計(jì)算結(jié)果也需要工程標(biāo)準(zhǔn)化。基于以上原因，在設(shè)計(jì)過程中需要不斷地調(diào)整、修正、和核算，直到設(shè)計(jì)出較為滿意的板式塔。</p><p><b>　　重要經(jīng)驗(yàn)關(guān)聯(lián)式</b></p><p>　　1.全塔效率： </p><p>　　2.Hunt的經(jīng)驗(yàn)式： </p><p>　

119、　3.漏液點(diǎn)氣速： </p><p><b>　　【參考資料】</b></p><p>　　[1] 柴誠(chéng)敬.化工原理課程設(shè)計(jì).天津：天津科學(xué)技術(shù)出版社，1994</p><p>　　[2] 賈紹義，柴誠(chéng)敬等.化工傳質(zhì)與分離過程.北京:化學(xué)工業(yè)出版社，2002</p><p>　　[3] 姚玉英等.化工原理，下冊(cè).天

120、津:天津大學(xué)出版社，1999</p><p>　　[4] 匡國(guó)柱，史啟才等.化工單元過程及設(shè)備課程設(shè)計(jì)。北京:化學(xué)工業(yè)出版社，2002</p><p>　　[5] 《化學(xué)工程手冊(cè)》編輯委員會(huì).化學(xué)工程手冊(cè)—?dú)庖簜髻|(zhì)設(shè)備.北京:化學(xué)工業(yè)出版社，1989</p><p>　　[6] 劉乃鴻等.工業(yè)塔新型規(guī)整填料應(yīng)用手冊(cè).天津:天津大學(xué)工業(yè)出版社，1993</p&g

121、t;<p>　　[7] 王樹楹等.現(xiàn)代填料塔技術(shù)指南.北京:中國(guó)石化出版社，1998</p><p>　　[8] 徐崇嗣等.塔填料產(chǎn)品及技術(shù)手冊(cè).北京:化學(xué)工業(yè)出版社，1995</p><p>　　[9] 蘭州石油機(jī)械研究所.現(xiàn)代塔器技術(shù).北京:烴加工出版社，1988</p><p>　　[11] StrigleRF. Random Packings

122、and Pacded Tower Design Applications.Houston:Gulf Publishing Company,1987</p><p>　　[12]賈紹義 柴誠(chéng)敬主編 化工傳遞與單元操作課程設(shè)計(jì) 天津 天津大學(xué)出版社 2002</p><p>　　[13]徐春明 楊朝合主編 石油煉制工程 北京 石油工業(yè)出版社 2009第四版</p><p&g

123、t;　　[14]李燕秋,白爾錚,段啟偉;芳烴生產(chǎn)技術(shù)的新進(jìn)展[J];石油化工;2005年04期</p><p>　　[15]Shinichi I. Petroleum Refining Process Ⅻ. Catalytic Reforming Process: Aromatics Production Process. Petrotechnology, 2000, 23 (4) : 321～327</p

124、><p>　　[16]韓鳳山 林克芝；世界芳烴生產(chǎn)技術(shù)的發(fā)展趨勢(shì)[J].當(dāng)代石油石化，2006，5月05期</p><p>　　[17]馬連湘 劉杰等；化學(xué)化工物性數(shù)據(jù)手冊(cè)，北京 化學(xué)工業(yè)出版社 2001</p><p>　　[18]吳德榮主編；化學(xué)工藝設(shè)計(jì)手冊(cè)(上、下冊(cè))，北京 化學(xué)工業(yè)出版社2009第四版</p><p><b>