年產20萬噸裂解汽油加氫反應車間-汽提工段初步設計【畢業(yè)論文】_第1頁
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文檔簡介

1、<p><b>  本科畢業(yè)論文</b></p><p><b> ?。?0 屆)</b></p><p>  年產20萬噸裂解汽油加氫反應車間-汽提工段初步設計</p><p>  所在學院 </p><p>  專業(yè)班級

2、 化學工程與工藝 </p><p>  學生姓名 學號 </p><p>  指導教師 職稱 </p><p>  完成日期 年 月 </p><p><b>  摘 要<

3、/b></p><p>  本設計是關于20萬噸/年裂解汽油加氫反應車間-汽提工段初步設計。本文主要內容是簡要介紹了裂解汽油加氫的性質,在國際上裂解汽油二段加氫反應和氣提塔的目前現(xiàn)況,講述了生產加氫汽油的作用與意義,以及將來發(fā)展前景,從而確定加氫汽油的生產路線。以物料守衡和能量守衡,計算物料衡算和熱量衡算。根據設備的選型原則,進行了設備選型計算,確定了關鍵設備和輔助設備的型號。根據車間布置原則,進行了車間的

4、設備布置、平面布置和立面布置,確定了車間各設備的位置關系。最后,簡要的講述自動控制系統(tǒng)的選擇、安全與環(huán)境保護以及公用工程問題的討論。最終完成了這份裂解汽油加氫反應車間-汽提工段初步設計的說明書,繪制了工藝流程圖、主要設備裝配圖和車間平、立面圖。</p><p>  關鍵詞: 裂解;汽油加氫;汽提塔;設備 ;設計</p><p>  200,000 tons/year split to so

5、lve the petrol hydrogenation reaction workshop-vapor to lift work</p><p><b>  Abstract</b></p><p>  This design is a segment scheme design concerning 200,000 tons/year split to solve

6、 the petrol hydrogenation reaction workshop-vapor to lift work. The text main contents introduces the quality of the synopsis introduced the crack solution petrol hydrogenation, and current conditions of the split to sol

7、ve petrol two hydrogenation reactions to compatibly lift tower among nations earth currently, related the action and meaning of capacity hydrogenation petrol, and its develop foreground in the futur</p><p> 

8、 Keywords: cracking; Gasoline hydrogenation; Stripper; Equipment; design</p><p><b>  目錄</b></p><p><b>  前言1</b></p><p><b>  第一章 總論2</b></p&g

9、t;<p><b>  1.1概訴2</b></p><p>  1.1.1 二段加氫及氣提塔設計意義與作用2</p><p>  1.1.2 二段加氫及汽提塔國內外發(fā)展現(xiàn)狀和前景2</p><p>  1.1.3 主要產品的性質與特點2</p><p>  1.2 設計依據3</p

10、><p>  1.3 設計規(guī)模及生產制度3</p><p>  1.4 原料與產品規(guī)格3</p><p>  1.4.1 原料規(guī)格3</p><p>  第二章 工藝設計與計算5</p><p>  2.1 工藝原理5</p><p>  2.2 工藝路線的選擇5</p>

11、;<p>  2.3 工藝流程簡述6</p><p>  2.3.1 二段加氫反應部分6</p><p>  2.3.2 汽提階段部分6</p><p>  2.3.3 工藝流程圖6</p><p>  2.4 工藝參數6</p><p>  2.5 物料衡算7</p>

12、<p>  2.5.1 物料衡算的作用與意義7</p><p>  2.5.2 物料衡算的方法與步驟7</p><p>  2.5.3 物料衡算8</p><p>  2.5.4 物料平衡10</p><p>  2.6 熱量衡算11</p><p>  2.6.1 熱量衡算的目的與

13、意義11</p><p>  2.6.2 熱量衡算的依據和步驟11</p><p>  2.6.3 熱量衡算11</p><p>  第三章 設備選型15</p><p>  3.1 選型原則15</p><p>  3.2 關鍵設備的選擇15</p><p>  3.2.1

14、 塔的工藝條件及物性數據計算15</p><p>  3.2.2 全塔效率17</p><p>  3.2.3 實際塔板數N19</p><p>  3.2.4 塔徑D20</p><p>  3.2.5 溢流裝置21</p><p>  3.2.6 塔板布置22</p><p&

15、gt;  3.2.7 篩孔數n與開孔率23</p><p>  3.2.8 塔高H的計算23</p><p>  3.2.9 篩板的流體力學驗算24</p><p>  3.3 泵的選擇25</p><p>  3.3.1 泵的選擇原則25</p><p>  3.3.2 選泵的步驟和泵型的確定2

16、6</p><p>  3.4 換熱器的選擇26</p><p>  第4章 設備一覽表27</p><p>  4.1 冷換設備27</p><p>  4.2 反應器與塔容器設備27</p><p>  4.3 罐容器27</p><p>  第五章 車間設備布置設計2

17、9</p><p>  5.1 車間布置設計原則29</p><p>  5.1.1 車間布置原則29</p><p>  5.1.2 車間設備布置原則29</p><p>  5.1.3 車間平面布置原則29</p><p>  5.2 車間設備布置29</p><p> 

18、 5.2.1 車間設備平面布置30</p><p>  5.2.2 車間立面布置30</p><p>  第6章 自動控制31</p><p>  6.1 主要的控制原理31</p><p>  6.2 自控水平和控制點31</p><p>  6.2.1 溫度控制31</p>&l

19、t;p>  6.2.2 壓力控制31</p><p>  6.2.3 回流量和回流溫度31</p><p>  6.2.4 塔底液位31</p><p>  第7章 安全與環(huán)境保護32</p><p>  7.1 三廢產生情況32</p><p>  7.2 三廢處理情況32</p>

20、;<p>  7.2.1 廢水處理32</p><p>  7.2.2 廢氣處理32</p><p>  7.2.3 廢渣處理32</p><p>  7.2.4 噪音處理32</p><p>  第8章 公用工程33</p><p><b>  8.1概述33</b>&

21、lt;/p><p>  8.1.1 供水33</p><p>  8.1.2 供電33</p><p>  8.1.3 供暖與產汽33</p><p><b>  結束語34</b></p><p><b>  參考文獻35</b></p><p

22、><b>  致 謝36</b></p><p><b>  前言 </b></p><p>  國外內裂解汽油的二段加氫和汽提塔的研究不是很樂觀,裂解汽油是乙烯裝置中僅次于乙烯的國際第二大產品。裂解汽油又稱為熱解汽油。裂解汽油的組成中含有大量的二烯烴及芳烴等不飽和化合物,在空氣中放置,顏色(黃色)逐漸加深,并有粘稠狀的聚合物沉淀。與裂

23、化汽油不同,裂解汽油不能直接作為發(fā)動機燃料,而只能用作燃料油,或制造石油樹脂的原料。當采用加氫方法除去裂解汽油中易聚合的二烯烴、炔烴及含硫化合物等雜質后,可用作高辛烷值汽油組分,或進一步用作芳烴抽提原料。裂解汽油是目前世界上苯、甲苯、二甲苯等芳烴的重要來源。加氫過程可以采用鎳、鈷、鉬等催化劑。可以在較高的溫度及較低的壓力下進行氣相反應;也可以在較低的溫度和較高的壓力下采用鈀等貴金屬催化劑進行液相反應。</p><p&

24、gt;  汽提部分將二段加氫反應系統(tǒng)生成的硫化氫、氨、輕烴餾分和水等進行汽提,并從塔頂分離,在塔底得到產品。從產品分離罐來得到的原料就是經汽提塔的進料。汽提塔頂的汽相物質經汽提塔塔頂冷卻器冷卻后進入汽提塔塔頂餾出罐。在汽提塔塔頂餾出罐中分離出來的氣體排到火炬,以控制塔頂壓力,液體在液面控制與流量控制下盡量做到全部回流。塔頂餾出罐脫水包的水在界面控制下排入污油系統(tǒng)。然而將塔釜產品送入精制汽油罐。因此,汽提段在設計時要考慮很多。高溫反應油氣

25、帶有大量的熱量,在設計時,要考慮如何合理地利用及回收熱量,對整個裝置的能耗具有很大的影響。</p><p><b>  第一章 總論</b></p><p><b>  1.1概訴</b></p><p>  1.1.1 二段加氫及氣提塔設計意義與作用</p><p>  裂解汽油是乙烯工業(yè)的副產

26、品,產量約是乙烯生產能力的50%--80%,其富含60%左右的芳烴。工業(yè)上一般采用兩段加氫的方法,首先是一段加氫從而除掉二烯烴、烯基烴等。再進行二段加氫使烯烴飽和,同時脫除含硫、氮、氧等有機物后進行芳烴抽提,是芳烴抽提的重要原料。據2005年的現(xiàn)況看,我國乙烯生產能力已達到830萬噸/年左右。作為乙烯裝置生產中重要的副產品—裂解汽油能否合理并充分利用是提升乙烯裝置整體效益問題的關鍵。因此在蒸汽裂解制乙烯后處理工藝中,裂解加氫占據著輕重的

27、位置,汽提部分就是將反應系統(tǒng)生成的硫化氫、氨、輕餾分和水等進行汽提,并從汽提塔頂分離、在汽提塔底等到產品。</p><p>  1.1.2 二段加氫及汽提塔國內外發(fā)展現(xiàn)狀和前景</p><p>  今年來,國內成功研發(fā)了性能較為良好的裂解汽油二段加氫催化劑。1989年蘭州石化公司石油化工研究所開發(fā)的LY—8602催化劑實現(xiàn)工業(yè)化應用。之后又開發(fā)了LY—9801、LY—9802型催化劑。燕

28、山石化公司研究院開發(fā)了BY—2、BY—5二段加氫催化劑。大慶石化公司研究開發(fā)了DZ—1催化劑。</p><p>  國外對裂解汽油加氫催化劑的研究發(fā)展也十分的快,法國IFP研究開發(fā)了LD—145和HR—306催化劑。在鎳基催化劑方面,英國JM公司研發(fā)了HTC—200、HTC—400鎳基裂解汽油加氫催化劑都代表了國際先進水平。</p><p>  目前國際上采用的汽提塔,它不但處理量大,而且

29、有塔效率也很高。不僅如此,國外相繼開發(fā)了一些利用汽提塔處理其他產品的新工藝,如日本的Kubota公司研究了低能耗條件下用汽提塔來處理含有氨的廢水方法。</p><p>  1.1.3 主要產品的性質與特點</p><p>  混合苯在常溫下為無色透明帶有芳香氣味的液體,是由苯、甲苯和二甲苯組成的。易揮發(fā),其沸點和熔點隨其混合物的組成的不同而有較大差別,密度0.83-0.87比水小?;旌媳?/p>

30、難溶于水,1升水中最多溶解1.8g混合苯,但混合苯是一種良好的有機溶劑,溶解有機分子和一些非極性的無機分子的能力很強,是一種基礎的化工原料。混合苯和其它的烴一樣,都能燃燒,當氧氣充足時,產物為二氧化碳和水。但在空氣中燃燒時,火焰明亮并有黑煙,這是由于混合苯中碳的質量分數較大。</p><p>  加氫汽油產品中三苯收率為:</p><p>  苯 >98.5% ; 甲苯 &g

31、t;98.0% ; 二甲苯 >95.0%</p><p>  苯的熔點是5.51℃,沸點為80.1℃,燃點為562.22℃,在常溫常壓下是無色透明的液體,并具強烈的特殊芳香氣味。因此,苯遇熱、明火易燃燒、爆炸,苯蒸氣與空氣混合物的爆炸限是1.4~8.0%。常態(tài)下,苯的蒸氣密度為2.77,蒸氣壓13.33kPa(26.1 ℃)。苯是重要的石油化工基本原料之一,可用于合成橡膠、合成樹脂、合成纖維、醫(yī)藥、

32、農藥、炸藥和染料等一系列重要化工產品.同時也可作為涂料、橡膠等溶劑; 在煉油工業(yè)中苯是提高汽油辛烷值的摻合劑.苯的生產技術水平和產量已經成為衡量一個國家石油化工發(fā)展水平的重要標志之一. </p><p>  甲苯是有機化合物,屬芳香烴,結構簡式為C6H5CH3。在常溫下呈液體狀,無色、易燃。它的沸點為110.8℃,凝固點為-95℃,密度為0.866克/厘米3。甲苯溫度計正是利用了它的凝固點比水很低,可以在高寒地區(qū)

33、使用;而它的沸點又比水的沸點高,可以測110.8℃以下的溫度。因此從測溫范圍來看,它優(yōu)于水銀溫度計和酒精溫度計。另外甲苯比較便宜,故甲苯溫度計比水銀溫度計也便宜。 </p><p>  甲苯不溶于水,但溶于乙醇和苯的溶劑中。甲苯容易發(fā)生氯化,生成苯—氯甲烷或苯三氯甲烷,它們都是工業(yè)上很好的溶劑;它可以萃取溴水中的溴,但不能和溴水反應;它還容易硝化,生成對硝基甲苯或鄰硝基甲苯,它們都是染料的原料;一份甲苯和三份硝酸

34、硝化,可得到三硝基甲苯(俗名TNT)即為炸藥;它還容易磺化,生成鄰甲苯磺酸或對甲苯磺酸,這些是做染料或制糖精的原料。甲苯的蒸汽與空氣混合的話會形成梯思梯炸藥。 </p><p>  二甲苯是一種混合物,是是由二甲苯、鄰二甲苯、間二甲苯和乙苯形成的混合物。無色透明液體。沸點135~145℃。相對密度d420 0.840~0.870。易燃。化學性質較活潑,可發(fā)生異構化、歧化、烷基轉移、甲基氧化、脫氫、芳烴氯代、磺化反

35、應等。主要由石油催化重整料、裂解汽油、焦爐副產汽油經分離而得,還可由甲苯歧化生成苯和二甲苯而得;或由甲苯與三甲苯進行甲基轉移而得,此混合物主要用作生產對二甲苯、鄰二甲苯的原料及涂料的溶劑和航空汽油添加劑,也可作耳科用藥。</p><p><b>  1.2 設計依據</b></p><p>  本次設計是按照浙江海洋學院化學工程與工藝專業(yè)下達的《畢業(yè)設計任務書》要求

36、,并根據楊淑清老師的指導和數據進行計算。查閱了大量關于裂解汽油加氫的資料,充分利用學校圖書館圖書和網絡資源加以綜合后完成的。</p><p>  1.3 設計規(guī)模及生產制度</p><p>  裝置處理的原料為大慶乙烯裝置的脫戊烷塔釜的初裂解汽油為原料,設計年處理裂解汽油20萬噸。</p><p>  每年粗略計算當8000小時計算。在生產過程中,以安全第一為生產

37、指導思想,保證生產的安全性。廠區(qū)內原則上禁止動用明火,需要動火時要請示領導并做好安全工作,生產崗位員工必須按規(guī)定穿戴勞動保護用品。車間安全員工要切實履行職責,隨時檢查安全生產制度,落實情況,禁止違章操作和冒險作業(yè)。</p><p>  1.4 原料與產品規(guī)格</p><p>  1.4.1 原料規(guī)格</p><p>  本設計是以裂解汽油為原料,裂解汽油的規(guī)格見表1

38、-1。</p><p>  表1-1 裂解汽油的規(guī)格</p><p><b>  產品規(guī)格及用途</b></p><p>  (1) 本設計產品為精制汽油,精制汽油產品主要用來作為芳烴抽提原料。精制汽油規(guī)格見表1-2。</p><p>  表1-2 精制汽油的規(guī)格</p><p>  (2) 副產

39、品碳九油一般作為燃料油及化工原料,碳九的規(guī)格見表1-3。</p><p>  表1-3 副產品C9+油的規(guī)格</p><p>  第二章 工藝設計與計算</p><p><b>  2.1 工藝原理</b></p><p>  混合物的計算不是很方便,能夠用精餾的方法進行分離,其原理在于混合物中各組分的沸點不同。 &l

40、t;/p><p>  裂解汽油氣是由各種沸點不同的烴類所組成的復雜氣相混合物,各餾分的沸點范圍見表2-1。</p><p>  表2-1 各主要餾分的沸點范圍</p><p>  而精餾的根本依據,就是由于各組分沸點不同,在冷凝時重組分先冷凝,在受熱時輕組分先汽化。裂解汽油加氫為了保證產品質量,必須采用精餾的方法,即多次地同時利用汽化和冷凝的方法來分離混合物,一個完整的

41、精餾塔包括三部分,即精餾段、提餾段和進料段。因為根據使用要求不同,有的塔沒有精餾段(如催化裂化分餾塔)或沒有提餾段(汽提塔),所以本設計沒有提餾段。</p><p>  二段反應器主要化學反應</p><p><b>  脫硫:</b></p><p><b>  脫醇:</b></p><p>&

42、lt;b>  硫醚:</b></p><p><b>  脫氮:</b></p><p><b>  吡啶</b></p><p>  ( CH)-(CH)+NH</p><p><b>  脫氧:</b></p><p>  ( CH

43、)-OH+H→CH+HO</p><p><b>  烯烴加氫:</b></p><p>  CH(CH) = CHCH+ H→CH(CH)CH</p><p>  2.2 工藝路線的選擇</p><p>  裂解汽油加氫裝置是以乙烯裝置來粗裂解汽油為原料,采用兩段加氫催化,加氫工藝生產出來的產品用來適合芳烴抽提工藝的

44、混合苯。再經串聯(lián)使用的二段加氫反應器時將不飽和成分繼續(xù)加氫使之飽和,經過加氫處理后的裂解汽油經冷卻后進入產品分離罐中進行氣液分離,將氣相中氫氣循環(huán)氣繼續(xù)在裝置內的二段反應器部分循環(huán)使用。液相產物進入汽提塔經汽提出去雜質后,變?yōu)榧託淦彤a品。汽提塔部分將反應系統(tǒng)生成的硫化氫、氨、輕烴餾分和水等進行汽提,并從塔頂分離,在塔底得到產品。</p><p>  2.3 工藝流程簡述</p><p>

45、;  2.3.1 二段加氫反應部分</p><p>  二段加氫反應將剩余的單烯烴等加氫,并分解除去原料中的硫、氮、氧和金屬等化合物,其中硫化物分解為硫化氫,氮化物分解為氨,金屬在催化劑上析出,同時生成少量輕烴。</p><p> ?。?)從一段反應器出口分離罐來的氣液混合物與從產品分離罐來的循環(huán)氫和循環(huán)液混合,該混合物通過二段反應器進∕出料換熱器后在二段反應器進料加熱爐中進一步加熱,然

46、后進入二段反應器。二段反應器的入口溫度用加熱爐的燃燒強度來控制。</p><p> ?。?)物料從加熱爐出來后依次經過二段反應器。</p><p> ?。?)二段反應器出料依次經過汽提塔再沸器,二段反應器進∕出料換熱器回收熱量。供給汽提塔再沸器的熱量由二段反應器出料的流量來控制調節(jié)。</p><p> ?。?)二段反應出料依次經產品冷凝器、產品后冷凝進行冷凝,然后進

47、入產品分離罐。</p><p> ?。?)在產品分離罐中反應出料被分離為液體和氣體,一部分氣體排出到火炬系統(tǒng),以控制反應系統(tǒng)的壓力。其余氣體經循環(huán)氣壓縮機吸入罐而進入循環(huán)氣壓縮機,被升壓后回到二段反應器。一部分液體做為循環(huán)液在流量控制下回到二段反應器入口,其余液體在產品分離罐的液位控制下采出,進入汽提塔。</p><p>  (6)反應產物中的水匯集在產品分離罐的脫水包中,用液面控制排入污

48、油系統(tǒng)。</p><p>  2.3.2 汽提階段部分</p><p> ?。?)從產品分離罐來的原料經汽提塔進料。</p><p>  (2)汽提塔頂汽通過汽提塔塔頂冷卻器冷卻后進入汽提塔塔頂餾出罐。</p><p> ?。?)在汽提塔頂餾出罐分離的氣體排到火炬,以控制塔頂壓力,液體在液面控制與流量控制下全部回流。</p>

49、<p> ?。?)塔頂餾出罐脫水包的水在界面控制下排入污油系統(tǒng)。</p><p> ?。?)汽提塔再沸器由二段反應器出料供給熱量。</p><p> ?。?)塔釜產品送入精制汽油罐。</p><p>  2.3.3 工藝流程圖</p><p><b>  見附圖。</b></p><p&g

50、t;<b>  2.4 工藝參數</b></p><p>  在裂解汽油加氫裝置正常生產中,總希望裝置對原料變化適應性強、處理量大、有最佳的產品分析、較好的產品質量、較低的能耗和物耗,以取得最佳的經濟效益。為達此目的,必須掌握主要工藝操作參數的控制方法及其相互影響的規(guī)律,才能實現(xiàn)最優(yōu)化生產。一個生產裝置,要做到高效益和低消耗,除選擇合理的工藝流程和先進的設備外,主要還是要依靠平穩(wěn)操作。以下

51、為裂解汽油二段加氫和汽提段的主要工藝參數,見表2-2。</p><p>  表2-2 二段加氫反應器和汽提塔工藝參數</p><p><b>  2.5 物料衡算</b></p><p>  2.5.1 物料衡算的作用與意義</p><p>  物料衡算是工藝設計的基礎,通過對全過程的物料衡算,可以計算出主、副產品的

52、產量,原材料的消耗定額,生產過程的物料損耗以及“三廢”的生成量;在此基礎上做出能量衡算,計算出蒸汽、水、電或其它燃料等公用工程的消耗定額;最后根據這些計算結果確定所生產產品總的經濟效果。同時,根據物料衡算結果對生產設備和生產輔助設備進行設計和選型,對過程所需設備的投資及其可行性進行評價。此外,還可以利用工廠已有的生產數據,進行分析比較,以選定先進而切實可行的數據作為新廠設計的指標,設計出先進的工藝流程。</p><p

53、>  物料衡算的結果直接關系到生產成本和車間運輸量,對工廠技術經濟指標有舉足輕重的影響。為此,工藝設計時對此十分重視,熟練地掌握物料衡算的步驟和方法。</p><p>  2.5.2 物料衡算的方法與步驟</p><p>  物料衡算是在給定某些物料量的值情況下求解另一些物料的值。眾所周知,化工工藝流程是多種多樣的,因而物料衡算中,有的計算過程十分簡單,而有的十分復雜。為了有層次,

54、循序漸進地進行物料衡算,且為了避免誤差,一般采用下列步驟:</p><p><b>  1.收集計算數據</b></p><p> ?。?)原料、輔料、中間產物及產品的規(guī)格。</p><p> ?。?)過程中單位時間內的物流量。</p><p>  (3)有關消耗定額 消耗定額是反應生產技術水平的一項重要經濟指標,是進行

55、物料衡算計算的基礎數據之一。消耗定額是指生產每噸合格產品需要的原料、輔助及試劑等的消耗量。消耗定額低,說明原料得到充分利用;這樣的產品得率高,成本低,也說明生產過程中副反應少,三廢少。反之,消耗定額高,產品的成本高,勢必帶來治理三廢的更重的負擔。</p><p> ?。?)有關轉化率、選擇性、單程收率 轉化率反映出原料通過反應器后產生化學變化程度。選擇性是指生成目的產物所消耗的原料在全部轉化了的原料中所占的比率。

56、單程收率指得到目的產物的產量占原料量的百分比。</p><p>  (5)有關物理化學常數的相對密度、視比重、相平衡常數。這些數據一般可以從有關資料中查找。</p><p><b>  2.畫物料流程圖</b></p><p>  根據計算任務,畫物料流程圖或物料衡算方框圖。畫圖的目的是為了物料衡算時分析問題,便于展開計算以及為建立平衡方程式作

57、好準備。</p><p><b>  3.確定衡算范圍</b></p><p>  在物料衡算中,為便于計算,常常采用劃定衡算范圍的方法。衡算范圍一經劃定,便可假想成為一個獨立的體系。凡是通過邊界體系的物料屬于輸入項;凡是穿越邊界離開體系的物料屬于輸出項。</p><p><b>  4.選定計算基準</b></p&

58、gt;<p>  作為計算基準是數量在流程中是已知的,如已知單位時間內原料投放量,則以此數值為準,采用“順算法”,就能方便地算出單位時間的產品、中間產品以及三廢的各股物料量。若已知產品量,而中間步驟很多,很難一下子算出原料量。此時可采用“倒算法”,即有已知產品量從后往前反算出其他各股物料量。經驗表明,選用恰當的基準,可以是計算簡便,避免差誤。</p><p>  5.列出輸入—輸出物料平衡表<

59、/p><p>  2.5.3 物料衡算</p><p>  設計原始數據:年處理20萬噸裂解汽油加氫車間-汽提工段初步設計,年操作時間為8000小時。計算基準:以每千克流量為計算基準。二段反應器、汽提塔進出口物料組成(%⊥M)見表2-3。</p><p>  表2-3 二段反應器和汽提塔進出口物料(%⊥M)一覽表</p><p>  原料每小時

60、進入預分餾塔流量: ,原料以25000kg/h流量進入預分餾系統(tǒng)。</p><p>  一段反應器出口物料流量:</p><p><b>  循環(huán)液:</b></p><p>  整體物料橫算:設循環(huán)氫氣為x,二段反應器出口流量為y。</p><p>  一段反應器出口物料流量+循環(huán)氫氣—循

61、環(huán)液=y</p><p>  46250+x-20812.5=y (2-1)</p><p><b>  對組分進行物料衡算</b></p><p>  一段反應器出口處組分+循環(huán)氫氣中組分—循環(huán)液中組分=二段反應器出口處組分</p><p><b>  (2-2)<

62、/b></p><p>  由(2-1)、(2-2)得</p><p>  y=27886.16kg/h x=2448.66kg/h</p><p>  故循環(huán)氫氣量為2448.66kg/h,二段反應器出口物料流量為27886.16kg/h</p><p>  二段反應器入口物料流量:</p>

63、<p><b>  0=0kg/h</b></p><p>  H 4.37%=1218.63kg/h</p><p>  1.23%=343.00kg/h </p><p>  0.79%=220.30kg/h </p><p>  4.64%=1293.92kg/h &l

64、t;/p><p>  3.26%=909.09kg/h </p><p>  1.79%=499.16kg/h </p><p>  苯 46.92%=13084.19kg/h </p><p>  甲苯 20.59%=5741.76kg/h </p><p>  乙苯

65、 6.29%=1754.04kg/h </p><p>  二甲苯 6.38%=1779.14kg/h </p><p>  3.74%=1042.94kg/h </p><p>  二段反應器出口物料流量: </p><p><b>  0=0kg/h</b></p&

66、gt;<p>  H 4.4%=1227.00kg/h</p><p>  1.23%=343.00kg/h</p><p>  0.83%=231.46kg/h</p><p>  4.77%=1330.17kg/h</p><p>  3.24%=903.51kg/h</p><p>

67、;  2.21%=616.28kg/h</p><p>  苯 46.8%=13050.72kg/h</p><p>  甲苯 20.51%=5719.45kg/h</p><p>  乙苯 6.26%=1370.07kg/h</p><p>  二甲苯 6.34%=1767.98kg/h</p><

68、;p>  3.41%=875.63kg/h</p><p>  二段反應器出口物料即為汽提塔入口流量即為27886.16kg/h</p><p>  27886.16=D+W</p><p>  對進行物料恒算 </p><p>  從而解得;W=25308.45 D=2577.71</p><p>

69、  2.5.4 物料平衡</p><p>  表2-4 物料平衡表</p><p><b>  2.6 熱量衡算</b></p><p>  2.6.1 熱量衡算的目的與意義</p><p>  對于新設計的生產車間,能量衡算的主要目的是為了確定設備的熱負荷。根據設備熱負荷的大小,所處理物料的性質以及工藝要求來確定

70、傳熱面積和設備的主要工藝尺寸。傳熱所需要的加熱劑或冷卻劑的用量也是以熱負荷的大小為依據而進行計算的。對于有些伴有熱效應的過程,物料衡算是通過與能量衡算聯(lián)合求解才能得到最后的結果。</p><p>  進行能量衡算是為了更加合理的利用熱量。通過對一臺設備的能量平衡測定與計算可以獲得設備用能的各種信息,如熱利用效率是多少、余熱的分布情況如何,哪些余熱可以回收利用等等。進而可以從技術上、管理上制定出節(jié)能的措施,以最大限

71、度降低單位產品的能耗。</p><p>  我國的能源雖并不貧乏,但人均占有量較低。以單位國民總生產值所消耗的能源計,我國與先進國家相比差距還很大。所以,節(jié)能已經成為我國一項重要的能源政策?,F(xiàn)已將節(jié)能列為對企業(yè)進行綜合考核的一項重要指標。節(jié)能的一項基礎工作就是要對生產車間所有用能設備進行能量平衡的測定與計算。所以,準確的熱量衡算具有非常重要的作用。</p><p>  2.6.2 熱量衡算

72、的依據和步驟</p><p>  熱量衡算是化工設計中極其重要的組成部分,熱力學第一定律是能量衡算的主要依據。步驟如下:</p><p> ?。?) 分析各股物料之間熱平衡關系。必須根據各股物料走向及變化具體分析熱量間關系,然后借助熱平衡建立各熱量之間的數學關系式。 </p><p>  (2) 收集數據。必須弄清過程中存在的熱量形式,從而

73、確定需要收集的物性數據,要注意數據的準確性,以保證結果的可靠性。</p><p> ?。?) 確定衡算范圍。</p><p> ?。?) 標繪能量衡算示意圖。</p><p> ?。?) 選定計算基準。</p><p>  2.6.3 熱量衡算</p><p>  (1) 二段反應器主要化學反應</p>

74、<p>  ( CH)-OH+H→CH+HO</p><p>  通過查找《化工設計手冊》查得如下數據(標準狀況下): </p><p>  = -87.80kJmol</p><p>  = -125.79kJ/mol</p><p>  = -20.63kJ/mol</p><p>  = -96.4

75、0kJ/mol</p><p>  = 82.88kJ/mol</p><p>  = -241.81kJ/mol</p><p>  在298k時,主反應的標準反應焓:</p><p><b>  =+-</b></p><p>  =-125.79-20.63+87.80</p>

76、<p>  =-58.62kJ/mol</p><p><b>  =+-</b></p><p>  = 82.88-241.81+96.40</p><p>  =-62.53kJ/mol</p><p>  通過查找文獻可知原料在各設備的進出口溫度:</p><p>  表2-5

77、 設備進出料溫度</p><p>  由《化工設計手冊》查得如下數據</p><p>  表2-6 不同溫度下的比熱</p><p>  (2) 對二段反應器主反應,溫度的變化引起的變化,可計算其平均值</p><p><b>  =</b></p><p><b>  =</b&

78、gt;</p><p><b>  =</b></p><p>  =-51.47J/ mol·K</p><p>  則反應焓 =</p><p><b>  =</b></p><p>  =-76.38 kJ/mol</p><p&

79、gt;  ( CH)-OH+H→CH+HO</p><p><b>  =</b></p><p><b>  =</b></p><p><b>  =</b></p><p>  =-26.18 J/ mol·K</p><p>  則反應

80、焓 = </p><p><b>  = </b></p><p>  =-71.56kJ/mol</p><p>  (3) 二段反應器的熱量衡算</p><p><b>  原料帶入熱量:</b></p><p><b>  =</b>&l

81、t;/p><p><b>  =KJ/h</b></p><p><b>  原料帶出熱量:</b></p><p><b>  ==KJ/h</b></p><p>  (4) 二段反應器主反應熱</p><p>  二段反應器總的反應熱</p&g

82、t;<p><b>  =</b></p><p>  (5) 進料出換熱器熱量衡算:(單位;KJ/h)</p><p><b>  汽提塔熱量衡算:</b></p><p><b>  第三章 設備選型</b></p><p><b>  3.1

83、 選型原則</b></p><p>  設備選型及其工藝設計,是在物料衡算基礎上進行,與選擇生產方法,確定工藝流程同時進行。工藝流程設計是化工廠設計的核心,而設備工藝設計及其選型,則是工藝流程設計的主體。因為先進的工藝流程能否實現(xiàn),往往取決于提供的設備是否相適應。</p><p>  設備的選擇和計算必須充分考慮工藝上的要求,力求做到技術上先進,經濟上合理。即選用的設備能與生產

84、規(guī)模相適應,并應獲得最大的單位產量;能適應產品品種的變化要求,并確保產品質量;能降低勞動強度,提高勞動效率;能降低原材料及相應的公用工程(水、電、汽)單耗;設備制造容易,材料易購買,操作及維修保養(yǎng)方便[9]。</p><p>  設備選擇時,要完全滿足上述各方面條件是很困難的,但一定要參照上述幾個方面對擬采用設備進行詳盡的比較,并拿出最佳的方案來。</p><p>  作為工業(yè)生產,不允許

85、把不成熟的或未經過生產考驗的設備作為設計選擇設備。設計中所選用的設備不但技術性能要可靠,設備材質也要可靠。對從國外引進的設備,同樣必須強調設備及其所采用材質的可靠性。特別對生產中的關鍵設備,一定要在充分調查研究和對比的基礎上,作為科學的選定。</p><p>  在設備選型時盡量采用國產設備,這樣不但可以節(jié)約外匯,而且可以促進我國機械制造業(yè)的發(fā)展。當然,根據經濟條件和技術要求,引進少量的進口裝置或關鍵設備也是必要

86、的,但同樣必須堅持設備先進可靠,經濟合理,并且考慮在引進的基礎設備上如何消化吸收以及仿制等工作。</p><p>  3.2 關鍵設備的選擇</p><p>  化工生產中所處理的原料,中間產物,粗產品幾乎都是由若干組分組成的混合物,而且其中大部分都是均相物質。生產中為了滿足儲存,運輸,加工和使用的需求,時常需要將這些混合物分離為較純凈或幾乎純態(tài)的物質。</p><p

87、>  精餾是分離液體混合物最常用的一種單元操作[10],在化工,煉油,石油化工等工業(yè)得到廣泛應用。精餾過程在能量計的驅動下,使氣,液兩相多次直接接觸和分離,利用液相混合物中各相分揮發(fā)度的不同,使揮發(fā)組分由液相向氣相轉移,難揮發(fā)組分由氣相向液相轉移。實現(xiàn)原料混合物中各組成分離該過程是同時進行傳質傳熱的過程。本次設計任務為設計一定處理量的精餾塔。篩板是在塔板上鉆有均布的篩孔,上升氣流經篩孔分散、鼓泡通過板上夜層,形成氣夜密切接觸的泡沫

88、層。篩板塔的優(yōu)點是結構簡單,制造維修方便,造價低,相同條件下生產能力高于浮閥塔,塔板效率接近于浮閥塔,其缺點是穩(wěn)定操作范圍窄,小孔徑篩板易阻塞,不適宜粘性大的、臟的和帶固體粒子的料液。但設計良好的篩板塔仍具有足夠的操作彈性,對易引起阻塞的物系可采用大孔徑的篩板。</p><p>  3.2.1 塔的工藝條件及物性數據計算</p><p>  塔頂各成分物質的量:</p>&

89、lt;p>  汽提塔內;D=2577.71kg/h W=25308.45kg/h </p><p>  塔頂內; 排回量 m=519.28kg/h 回流量 m=14010.83kg/h</p><p><b>  操作線溫度計算</b></p><p>  塔內溫度 ℃, ℃, ℃</p>

90、<p><b>  精餾段平均溫度</b></p><p><b>  操作壓強的計算Pm</b></p><p>  本設計采取第18塊塔板進料,則精餾段為16塊塔板。</p><p>  塔頂壓強取每層塔板壓降△P=2.1kPa 則</p><p><b>  進料板壓強:

91、</b></p><p>  精餾段平均操作壓強: </p><p>  3.2.2 全塔效率</p><p>  全塔效率通過公式計算</p><p>  式中 --------塔頂與塔底平均溫度下的相對揮發(fā)度,對多組分系統(tǒng),應取關鍵組分間的相對揮發(fā)度;</p><p>  -------塔頂與塔

92、底平均溫度下的液相黏度,。 對于多組分系統(tǒng)可按下式計算</p><p>  式中 --------液相任意組分i的黏度,;</p><p>  -------液相中任意組分i的摩爾分數。</p><p>  由化工設計手冊查得T=386.15K時,各組分的液相黏度為</p><p><b>

93、;  液相組分摩爾分數</b></p><p>  把以上的幾種物質相加就是汽提塔塔底的總物質的量;即</p><p><b>  各組分摩爾分數為;</b></p><p>  因為是混合物所以需要進行輕、重關鍵組分分割,由化工設計手冊查得T=386.15時C5為輕關鍵組分、苯為重關鍵主分。</p><p>

94、;  飽和蒸汽壓 C5:PA0=7.85105Pa ;苯:PB0=2.52105Pa</p><p>  通過查閱裂解汽油加氫汽提塔的相關資料知現(xiàn)在各企業(yè)普遍的全塔效率為50%----70%,所以本設計采用的全塔效率為55%。</p><p>  3.2.3 實際塔板數N</p><p><b>  (1) 液相密度</b></p

95、><p>  根據公式進行液相密度計算</p><p>  式中 —液體混合物中各純組分的密度,kg/m3</p><p>  —液體混合物中各組分的質量分數。</p><p><b>  塔頂 </b></p><p><b>  即得; </b></p>

96、<p>  二段出口的原料就是汽提塔的進料,各物質的百分摩爾含量在表2-3.</p><p><b>  即得</b></p><p>  塔頂餾分的回流比R計算見公式 </p><p>  式中 L — 塔頂回流液量,kmol;</p><p>  D — 餾出液液量,kmol

97、。 </p><p>  多組分精餾時,全回流操作下芬斯克方程式可表示為公式</p><p>  式中 Dl、Dh —分別為餾出液中輕、重關鍵組分的流量,kg/h;</p><p>  Wl、Wh —分別為釜液中輕、重關鍵組分的流量,kg/h。</p><p><b>  解得 </b>

98、</p><p><b>  又 </b></p><p>  由《化工原理》P293吉利蘭圖得 </p><p>  3.2.4 塔徑D</p><p>  取板間距為,取板上層液層高度。</p><p>  查《化工原理課程設計》P108史密斯關聯(lián)圖得</p>&l

99、t;p>  校正物系表面張力為時的C,即</p><p>  取安全系數為0.7,則:</p><p>  按標準,塔徑圓整為1.5m,則空塔氣速為0.286 ;</p><p>  3.2.5 溢流裝置</p><p>  采用單溢流、弓形降液管、平形受液盤及平形溢流堰,不設進流堰。各計算如下:</p><p&g

100、t;<b>  精餾段:</b></p><p> ?。?)、溢流堰長 為0.66D,</p><p> ?。?)、出口堰高 hw hw=hL-how </p><p> ?。?)降液管寬度與降液管面積</p><p><b>  故降液管的設計合理</b></p>&l

101、t;p>  (4)降液管底隙高度</p><p>  取液體通過降液管底隙的流速=0.18m/s (0.07-0.25) </p><p>  依式計算降液管底隙高度即:</p><p>  因為0.008大于0.006,故設計可行。</p><p>  3.2.6 塔板布置</p><p>  (1)、因為

102、D大于800mm,查《化工原理課程設計》表5-3得,塔板采用分塊式,分為4塊。</p><p>  (2)、取邊緣區(qū)寬度=0.035m ,安定區(qū)寬度=0.065m</p><p>  依下式計算開孔區(qū)面積</p><p>  3.2.7 篩孔數n與開孔率</p><p>  本設計處理物料五腐蝕性,取篩孔的孔徑d0為5mm正三角形排列,一般

103、碳鋼的板厚為3mm,取 </p><p>  故孔中心距t=3.05.0=15.0mm</p><p>  依下式計算塔板上篩孔數n ,即</p><p>  依下式計算塔板上開孔區(qū)的開孔率,即:</p><p><b>  每層板上的開孔面積</b></p><p><b>  氣孔通

104、過篩孔的氣速</b></p><p>  3.2.8 塔高H的計算</p><p><b>  由塔高的計算公式</b></p><p><b>  —實際塔板數;</b></p><p><b>  —進料板數;</b></p><p>

105、  —進料板處間距,m;</p><p><b>  —人孔數;</b></p><p>  —設人孔處的板間距,m;</p><p>  —塔頂空間(不包括封頭部分);</p><p>  —塔底空間(不包括封頭部分);</p><p>  本設計采用上下封頭高度各為0.7m,裙坐高度為2.5m

106、。則總塔高為</p><p>  3.2.9 篩板的流體力學驗算</p><p>  氣體通過篩板的壓降以相當的液柱高度表示時可由公式計算,即</p><p>  干板壓降相當的液柱高度</p><p>  根據,查《化學原理課程設計》P115圖5-10可得</p><p>  精餾段氣流通過液層的阻力的計算</

107、p><p>  查《化工原理課程設計》P115圖5-11,,可得</p><p><b>  故</b></p><p>  克服液體表面張力壓降相當的液柱高度</p><p><b>  故 </b></p><p>  單板壓降 (設計允許值)</p><

108、;p>  精餾段霧沫夾帶量的驗算</p><p><b>  由式=,</b></p><p>  kg液/kg氣<0.1kg液/kg氣 </p><p>  本設計中霧沫夾帶量在規(guī)定范圍內。 故在設計負荷下不會發(fā)生過量霧沫夾帶</p><p><b>  漏液計算</b></p&

109、gt;<p><b>  實際空速</b></p><p>  篩板的穩(wěn)定性系數 </p><p>  故在設計負荷下不會產生過量漏液</p><p><b>  液泛計算</b></p><p>  為防止降液管液泛的發(fā)生,應使降液管中清液層高度由以下公式來計算清液高度

110、 </p><p><b>  取=0.5,則</b></p><p>  故 ,在設計負荷下不會發(fā)生液泛</p><p>  根據以上塔板的各項流體力學驗算,可認為塔徑及各項工藝尺寸是合適的。</p><p><b>  3.3 泵的選擇</b></p><p>

111、;  3.3.1 泵的選擇原則</p><p>  (1) 綜合考慮泵的流量</p><p>  在選泵時,一方面應按設計要求達到的能力確定泵的流量,并使之與其它設備能力協(xié)調平衡;另一方面根據生產上的需要確定泵的流量,所以,在確定泵的流量時,應綜合考慮。裝置的富裕能力及裝置內各設備能力的協(xié)調平衡,工藝過程影響流量變化的范圍,根據工藝設計的要求,選泵時通常采用設計中所給的最大流量值。<

112、;/p><p>  (2) 根據生產要求確定揚程</p><p>  單位質量流體由于流動的起點和終點的位能變化、動能變化、靜壓能變化和克服阻力而需要外界作的功,就是該過程所需的揚程。在選泵時,由于工藝過程設計中管道系統(tǒng)壓力降計算比較復雜,因此泵的揚程就需要留有適當的余量,一般為正常需要揚程的1.05~1.1倍。</p><p>  3.3.2 選泵的步驟和泵型的確定

113、</p><p>  (1) 確定基本參數</p><p>  基本參數包括介質的性質(如密度、黏度、蒸汽壓、腐蝕性、毒性);介質中含氣量、含固量;操作條件(如溫度、壓力);泵所處位置情況以及管線當量長度等。</p><p>  (2) 確定流量和揚程</p><p>  流量按最大流量或正常流量的1.1~1.2倍計算。再根據工藝過程情況,采

114、用1.05~1.1的安全系數,所選泵的揚程值應大于所需的揚程值。</p><p><b>  (3) 泵型和臺數</b></p><p>  根據流量和揚程確定泵的型號,核算泵的性能;確定泵的幾何安裝高度;選泵的材料及軸承;計算泵的軸功率,確定冷卻水或加熱蒸汽的耗用量;選用電動機,確定泵的臺數。</p><p>  依據上述原則和方法進行選泵,

115、以塔底抽出泵為例,確定泵型和揚程等。已知輸送的液體為油泵,塔釜出口的流量25308.45kg/h,又已知平均密度ρ=887.71kg/h,則泵流量為選擇泵的流量為。泵壓頭的確定:依據柏努力方程可得:</p><p>  式中 — 泵入口高度,m — 泵出口高度,m </p><p>  — 泵入口表壓,MPa — 泵出口表壓,MPa</p>&

116、lt;p>  — 泵入口液體流量,m3/h </p><p>  — 泵出口液體流量,m3/h </p><p>  選用泵的吸入和泵出管徑相等,則u1=u2,又知,Z1=0.5,因為測壓口距離短,故流體阻力忽略,即Hf1-2=0。計算出壓頭為H=197.8 。泵的安全系數取為1.05,HX =1.05×197.8=207.69m 。由于輸送介質為柴油,故選用油泵,在化工生

117、產中泵要求有備用泵,所以需兩臺,泵型號為:100YⅡ-120×2A。其它泵的型號見設備第4章中一覽表。</p><p>  3.4 換熱器的選擇</p><p>  換熱器是進行熱量交換的通用工藝設備,廣泛應用于化工、煉油、動力、原子能和許多其他工業(yè)部門中。對于迅速發(fā)展的化工、煉油等工業(yè)來說,換熱器更為重要。在化工工廠的建設中,換熱器通常約占總投資的10%~20%,而在汽油加氫

118、工廠中,換熱器約占全部工藝設備投資35%~40%。因此,換熱器設計是否先進、合理和安全可靠,將對有關部門的工業(yè)生產起著舉足輕重的作用。故本設計的換熱器的選擇參照大慶石油化工總廠化工一廠應用的換熱器。詳情見第4章設備一覽表。</p><p>  第四章 設備一覽表</p><p><b>  4.1 冷換設備</b></p><p>  表4

119、-1 冷換設備一覽表</p><p>  4.2 反應器與塔容器設備</p><p>  表4-2 反應器與塔容器設備一覽表</p><p><b>  4.3 罐容器</b></p><p>  表4-3 罐容器設備一覽表</p><p>  第五章 車間設備布置設計</p>

120、<p>  5.1 車間布置設計原則</p><p>  5.1.1 車間布置原則</p><p>  本車間設備布置是根據生產流程情況及各種有關因素,把各種工藝設備在一定的區(qū)域內進行排列。在設備布置中又分為初步設計和施工圖設計兩個階段,每一個設計階段均要求平面和剖面布置。布置原則如下:</p><p>  最大限度地滿足工藝生產包括設備維修的要求;有

121、效地利用車間建筑面積和土地;為滿足車間的技術經濟指標、合理生產和節(jié)能方面創(chuàng)造條件;要考慮車間的發(fā)展和廠房的擴建;車間中所采取的勞動保護、防腐、防火、防毒、防爆及安全衛(wèi)生等措施是否符合要求;本車間與其他車間在總平面圖上的位置合理,力求使它們之間輸送管線最短,聯(lián)系最方便;考慮建廠地區(qū)的氣象、地質、水文等條件;人流物流不能交錯。</p><p>  5.1.2 車間設備布置原則</p><p>

122、;  車間平面布置必須適合全廠總平面布置的要求,盡可能使車間的平面布置在總體上達到協(xié)調、整齊、緊湊、美觀、相互融合,渾成一體;從生產需要出發(fā),最大限度地滿足生產包括設備維修的要求。符合流程、滿足生產、便于管理、便于運輸、利于設備安裝和維修;生產要安全,要全面妥善地解決防火、防爆、防毒、防腐、衛(wèi)生等方面的問題,符合國家的各項有關規(guī)定;要考慮將來擴建及增建的余地,為今后生產發(fā)展,技術改造提供方便。但這些一定要最有效地利用車間建筑面積(包括空

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