年產(chǎn)15萬噸乙苯工藝設(shè)計

1、<p>　　年產(chǎn)15萬噸乙苯工藝設(shè)計</p><p>　　年產(chǎn)15萬噸乙苯工藝設(shè)計</p><p>　　摘要:苯和乙苯是化工行業(yè)的基本原料，苯—乙苯—二乙苯不能形成恒沸點的混合物，所以乙苯精制可直接采用傳統(tǒng)的精餾法制備高純度(98%)的乙苯溶液，本設(shè)計進行苯—乙苯—二乙苯的分離，采用直徑為0.7米、高11米的浮閥精餾塔，選用效率較高、結(jié)構(gòu)簡單、加工方便的單溢流方式、并用了弓形降液

2、盤蒸餾是分離液體混合物最早實現(xiàn)工業(yè)化的典型單元操作. 蒸餾分離的依據(jù)是通過加熱液體混合物建立兩相體系，利用溶液中個組分揮發(fā)度的差異實現(xiàn)組分分離或提純的目的。正是從分利用這些特點才能很好的把液液混合物很好的分離開來。</p><p>　　關(guān)鍵詞 ：乙苯精制；苯；二乙苯；蒸餾；浮閥精餾塔 </p><p>　　The process design of 150kt/a ethyl

3、benzene refining process after the process </p><p>　　Abstract: benzene and ethyl benzene is the basic materials of chemical industry, the mixture of benzene, ethylbenzene can't form a constant boiling, s

4、o can be directly used traditional distillation of the preparation of high purity ethyl benzene solution, the design of the separation of benzene, ethylbenzene, the rectification tower is 0.6 meters and 11 meters in diam

5、eter, with high efficiency, simple structure, convenient processing single relief way, and used a bow down tray distillation is th</p><p>　　Keywords: ethyl benzene refined；benzene；diethyl benzene ；distillat

6、ion ；float valve column ；</p><p><b>　　目 錄</b></p><p>　　摘要 ………………………………………………………………………………Ⅰ</p><p>　　Abstract …………………………………………………………………………Ⅱ</p><p>　　引言 …………

7、……………………………………………………………………1</p><p>　　第一章綜述 ………………………………………………………………………2</p><p>　　1.1 前言 ……………………………………………………………………2</p><p>　　1.2 粗乙苯總概述……………………………………………………………2</p><p&g

8、t;　　1.2.1 物化性質(zhì)………………………………………………………………3</p><p>　　1.2.2 市場供需情況 ……………………………………………………… 3</p><p>　　1.3 粗乙苯生產(chǎn)工藝技術(shù)……………………………………………………4</p><p>　　1.3.1 分子篩氣相法…………………………………………………………4<

9、;/p><p>　　1.3.2 以為催化劑生產(chǎn)乙苯的工藝 ……………………5</p><p>　　1.3.3 催化精餾制乙苯工藝…………………………………………………5</p><p>　　1.3.4 改良的法 ………………………………………………………5</p><p>　　1.3.5 國內(nèi)利用干氣中的乙烯制乙苯工藝技術(shù)……………………

10、………6</p><p>　　1.4  干氣的分離技術(shù) ………………………………………………………7</p><p>　　1.4.1 深冷分離法……………………………………………………………8</p><p>　　1.4.2 中冷油吸收法…………………………………………………………8</p><p>　　1.4.3 金

11、屬絡(luò)合分離法………………………………………………………8</p><p>　　1.4.4 吸附分離法……………………………………………………………9</p><p>　　1.4.5 膜分離法………………………………………………………………9</p><p>　　1.4.6 膨脹機法………………………………………………………………10&l

12、t;/p><p>　　1.4.7 水合物分離法…………………………………………………………10</p><p>　　1.4.8 其它分離方法…………………………………………………………10</p><p>　　1.5 乙苯精制工藝流程………………………………………………………10</p><p>　　1.6 乙苯生產(chǎn)工藝簡

13、介………………………………………………………10</p><p>　　第二章 系統(tǒng)的物料衡算 ……………………………………………………12</p><p>　　2.1 總物料衡算………………………………………………………………12</p><p>　　2.1.1 計算基準(zhǔn)………………………………………………………………12</p><p&g

14、t;　　2.1.2 物料總衡算……………………………………………………………12</p><p>　　2.1.3 生產(chǎn)能力換算…………………………………………………………12</p><p>　　2.1.4 粗乙苯中各組分及含量 ……………………………………………12</p><p>　　2.1.5 各組分的物性 ……………………………………………………

15、…12</p><p>　　2.1.6 不同塔徑的板間距 …………………………………………………14</p><p>　　2.1.7 分離工藝流程圖 ……………………………………………………14</p><p>　　2.2 苯塔物料衡算 …………………………………………………………14</p><p>　　2.2.1 入口組成

16、 ……………………………………………………………14</p><p>　　2.2.2 苯塔物料衡算 ………………………………………………………15</p><p>　　2.3 乙苯塔物料衡算 ………………………………………………………16</p><p>　　第三章 熱量衡算 ……………………………………………………………18</p>&l

17、t;p>　　3.1 粗苯塔頂熱量衡算 ……………………………………………………19</p><p>　　3.2 粗苯塔釜熱量衡算 ……………………………………………………19</p><p>　　第四章 粗苯精餾塔的設(shè)計 ………………………………………………20</p><p>　　4.1 相對揮發(fā)度計 ………………………………………………

18、……………20</p><p>　　4.2 理論板數(shù)和進料板確定 …………………………………………………21</p><p>　　4.3 實際板數(shù)和實際進料位置確定 …………………………………………22</p><p>　　4.5 精餾段與提留段氣液負荷確定 …………………………………………24</p><p>　　4.6 塔徑工藝尺

19、寸計算 ………………………………………………………25</p><p>　　4.6.1 塔徑計算 ………………………………………………………………25</p><p>　　4.6.2 精餾段塔徑的計算 ……………………………………………………26</p><p>　　4.6.3 提餾段塔徑的計算 ……………………………………………………27</p>

20、<p>　　4.7 溢流裝置計算 ……………………………………………………………28</p><p>　　4.7.1 溢流堰長 ……………………………………………………………28</p><p>　　4.7.2 出口堰高 ……………………………………………………………30</p><p>　　4.7.3 降液管底隙高度 ……………………

21、…………………………………30</p><p>　　4.8 精餾塔有效高度的計算 …………………………………………………31</p><p>　　4.9 塔板流體力學(xué)驗算 ………………………………………………………32</p><p>　　4.10 塔板負荷性能計算 ……………………………………………………35</p><p>　　第

22、五章 輔助設(shè)備的計算及選型……………………………………………40</p><p>　　5.1 裙座………………………………………………………………………40</p><p>　　5.2 冷凝器的選擇……………………………………………………………40</p><p>　　5.3 再沸器的選擇……………………………………………………………40</p>

23、<p>　　5.4 料液泵的選擇……………………………………………………………41</p><p>　　設(shè)計結(jié)論 …………………………………………………………………………42</p><p>　　致謝 ………………………………………………………………………………44</p><p>　　參考文獻…………………………………………………………………………

24、 45</p><p>　　附錄A 乙苯精制后工序工藝流程圖</p><p>　　附錄B 乙苯精餾塔設(shè)備圖</p><p>　　附錄C 苯塔負荷性能圖</p><p><b>　　引言</b></p><p>　　乙苯是重要的基本有機原料之一，約99.9%用于生產(chǎn)苯乙烯，少量用作溶劑、稀釋劑及生產(chǎn)

25、二乙苯等。主要用途是在石油化學(xué)工業(yè)作為生產(chǎn)苯乙烯的中間體，所制成的苯乙烯一般被用來制備常用的塑料制品—聚苯乙烯。苯乙烯可用于生產(chǎn)聚苯乙烯、發(fā)泡聚苯乙烯、工程塑料、丁苯橡膠和丁苯膠乳等合成材料。</p><p>　　盡管在原油里存在少量的乙苯，但大批量生產(chǎn)仍然是靠在酸催化下苯與乙烯反應(yīng)。乙苯經(jīng)過催化脫氫，生成氫氣和聚苯乙烯。乙苯也存在與某些顏料中。</p><p>　　本設(shè)計在《化工原理》、

26、《分離工程》的基礎(chǔ)上進行物料衡算和熱量衡算，通過理論數(shù)據(jù)省材料、效率高的生產(chǎn)設(shè)備，以達到年產(chǎn)15萬噸的生產(chǎn)要求，做到高能節(jié)效。主要采用理論計算的方法對乙苯精餾工段的工藝進行設(shè)計。</p><p>　　本設(shè)計主要通過《化工機械基礎(chǔ)》進行粗苯精餾裝置的設(shè)計，依次設(shè)計封頭、塔壁厚、進料管、裙座、釜液管等。重點進行了粗苯精餾塔內(nèi)部結(jié)構(gòu)的設(shè)計。通過此次設(shè)計，加深對乙苯實際精制工藝了解，提高了對塔設(shè)備設(shè)計的水平。 <

27、/p><p><b>　　綜述</b></p><p><b>　　1.1 前言</b></p><p>　　畢業(yè)設(shè)計是化學(xué)工程與工藝類相關(guān)專業(yè)學(xué)生學(xué)習(xí)課程必修的三大環(huán)節(jié)之一，起著培養(yǎng)學(xué)生運用綜合基礎(chǔ)知識解決工程問題和獨立工作能力的重要作用?；瘜W(xué)工業(yè)中塔設(shè)備是化工單元操作中重要的設(shè)備之一。</p><p&g

28、t;　　塔設(shè)備一般分為級間接觸式和連續(xù)接觸式兩大類[1]。前者的代表是板式塔，后者的代表則為填料塔。一般，與填料塔相比，板式塔具有效率高、處理量大、重量輕及便于檢修等特點，但其結(jié)構(gòu)較復(fù)雜，阻力降較大。在各種塔型中，當(dāng)前應(yīng)用最廣泛的是浮閥塔[8]。</p><p>　　化學(xué)工業(yè)和石油工業(yè)中廣泛應(yīng)用的諸如吸收、解吸、精餾、萃取、增濕、減濕等單元操作中，精餾操作是最基本的單元操作之一，它是根據(jù)混合液中各組分的揮發(fā)能力的

29、差異進行分離的[8]。蒸餾是分離液體混合物的一種方法，是傳質(zhì)過程中最重要的單元操作之一，蒸餾的理論依據(jù)是利用溶液中各組分蒸汽壓的差異，即各組分在相同的壓力、溫度下，其探發(fā)性能不同（或沸點不同）來實現(xiàn)分離目的[2]。例如，設(shè)計所選取的苯-乙苯體系,加熱苯[3] （沸點 80.1℃） 和乙苯[3]（沸點 136.2℃)的混合物時，由于苯的沸點較乙苯低，即苯的揮發(fā)度較乙苯高，故苯較乙苯易從液相中汽化出來。若將汽化的蒸汽全部冷凝，即可得到苯組成

30、高于原料的產(chǎn)品，依此進行多次汽化及冷凝過程，即可將苯和乙苯分離。這多次進行部分汽化成部分冷凝以后，最終可以在汽相中得到較純的易揮發(fā)組分，而在液相中得到較純的難揮發(fā)組分，這就是精餾。</p><p>　　本次設(shè)計就是針對苯與乙苯體系而進行的常壓篩板塔的設(shè)計及其輔助設(shè)備的選型。篩板塔的優(yōu)點是結(jié)構(gòu)比浮閥塔更簡單，易于加工，造價約為泡罩塔的60％，為浮閥塔的80％左右[2]。處理能力大，比同塔徑的泡罩塔可增加10～15％

31、。塔板效率高，比泡罩塔高15％左右[2]。壓降較低。缺點是塔板安裝的水平度要求較高，否則氣液接觸不勻。本次設(shè)計對篩板塔的工藝過程和結(jié)構(gòu)進行了比較全面的設(shè)計，并對其他輔助設(shè)備如冷凝器、泵的選型做了計算。 通過本次對篩板精餾塔的設(shè)計，使我們初步掌握了化工設(shè)計的基本原理和方法。培養(yǎng)了獨立思考，事實求是，綜合運用所學(xué)知識，解決實際問題的能力。</p><p><b>　　1.2粗乙苯總概述</b>&

32、lt;/p><p>　　粗乙苯是苯與乙烯烷基化反應(yīng)的產(chǎn)物，主要組成有苯,占比重65%左右，乙苯（30%—39%），多乙苯占3%左右（含二乙苯，三乙苯，及焦油）。其中二乙苯是一種經(jīng)濟價值較高的副產(chǎn)品[4]。焦油可以作為燃料。</p><p>　　乙苯是重要的基本有機原料之一，約99.9%用于生產(chǎn)苯乙烯，少量用作溶劑、稀釋劑及生產(chǎn)二乙苯等。乙苯是具有芳香味的可燃液體，沸點為136.2℃。煉油廠的重

33、整裝置和烴類裂解制乙烯是都有乙苯生成，但產(chǎn)量低，分離提純困難。通常都采用乙烯與苯反應(yīng)合成乙苯。乙苯絕大部分用于制苯乙烯。苯乙烯可用于生產(chǎn)聚苯乙烯(PS)、發(fā)泡聚苯乙烯(EPS)、工程塑料(ABS)、丁苯橡膠(SBR)和丁苯膠乳等合成材料。2008年全球乙苯生產(chǎn)能力約31350萬t，消費量約為3200萬t。</p><p><b>　　1.2.1物化性質(zhì)</b></p><

34、p>　　乙苯（ethylbenzene）是一種芳烴。分子式C6H5C2H5，無色液體，有芳香氣味。熔點(℃)-94.9，沸點(℃)136.2，相對密度(水=1):0.87，閃點(℃)15，爆炸極限1.0%~6.7%，不溶于水，可混溶于乙醇、醚等多數(shù)有機溶劑。存在于煤焦油和某些柴油中。易燃，其蒸氣與空氣可形成爆炸性混合物。遇明火、高熱或與氧化劑接觸，有引起燃燒爆炸的危險。</p><p>　　乙苯的主要用途是

35、在石油化學(xué)工業(yè)作為生產(chǎn)苯乙烯的中間體，所制成的苯乙烯一般被用來制備常用的塑料制品—聚苯乙烯。盡管在原油里存在少量的乙苯，但大批量生產(chǎn)仍然是靠在酸催化下苯與乙烯反應(yīng)。乙苯經(jīng)過催化脫氫，生成氫氣和聚苯乙烯。乙苯也存在與某些顏料中。</p><p>　　苯是沒有顏色,帶有特殊氣味的液體。帶有特殊氣味的液體，苯有毒,不溶于水，密度比水小,不溶于水,密度比水小，苯有毒不溶于水密度比水小，熔點為5.5℃，沸點為80.1℃。用

36、冰冷卻，苯凝結(jié)成無色的晶體。用冰冷卻，苯凝結(jié)成無色的晶體。苯是一種重要的化工原料，苯是一種重要的化工原料，它廣泛用于生產(chǎn)合成纖維、合成橡膠、塑料、農(nóng)藥、于生產(chǎn)合成纖維、合成橡膠、塑料、農(nóng)藥、 醫(yī)藥、 醫(yī)藥、染料和香料等。苯也是常用的有機溶劑。</p><p>　　1.2.2市場供需情況</p><p>　　據(jù)統(tǒng)計，2002年全球乙苯消費量[5]為2524.5萬噸，其中2521.8萬噸用于苯

37、乙烯生產(chǎn)，占消費總量的99.89%，其余用作溶劑及其它。2006年全球乙苯消費量達到2926.7萬噸。2008年全球乙苯消費量約為3200萬噸。由于大多數(shù)乙苯生產(chǎn)商擁有乙苯/苯乙烯聯(lián)產(chǎn)裝置，因此根據(jù)全球2006-2009年苯乙烯擴能情況可了解該時期內(nèi)乙苯擴能情況，據(jù)預(yù)測，2010年全球乙苯需求量將達到3429.7萬噸，2015年達3780萬噸。2008年我國苯乙烯產(chǎn)能為251.4萬噸/年，由于全部采用乙苯脫氫工藝，故以此推算國內(nèi)乙苯產(chǎn)能

38、為271.5萬噸/年。</p><p>　　近期國內(nèi)擬新建苯乙烯產(chǎn)能[6]為15l萬噸/年，乙苯產(chǎn)能將達163萬噸/年。國內(nèi)苯乙烯擴能情況為：汕頭海洋公司40萬噸/年，擬建；揚子BASF苯乙烯系列公司18萬噸/年，擬擴建；臺灣苯乙烯單體公司15萬噸/年，擬擴建；上海高橋石化公司10萬噸/年，擬建；南京金陵石化公司6萬噸/年，擬建；中國金盛合資公司20萬噸/年，擬建；中石化廣州石油化工公司8萬噸/年，擬建；青島煉油

39、化工有限責(zé)任公司9.0萬噸/年，2010年完成；常州新日化工25萬噸/年，2010年完成。</p><p>　　乙苯[7]可由煉油廠有關(guān)生產(chǎn)裝置（如催化重整、催化裂化和熱裂化）得到的C8芳烴餾分中獲得（約占C8芳烴的15%～25%），但量少（不足乙苯總生產(chǎn)量的10%），90%以上的乙苯是由苯與乙烯經(jīng)烷基化（工廠中常稱烴化）制得的，其下游產(chǎn)品主要是苯乙烯，大多數(shù)生產(chǎn)企業(yè)為乙苯—苯乙烯裝置，乙苯作為中間產(chǎn)品，苯乙烯為

40、最終產(chǎn)品，石化行業(yè)大多都是這樣。</p><p>　　1.2.3價格及運輸情況</p><p>　　乙苯純度>99%報價在5000元/噸左右。</p><p>　　乙苯純度>99.9%報價在7500—8000元/噸左右，價格基本與苯乙烯持平。</p><p>　　運輸距離在550公里左右，運費為200元/噸，為汽車槽車運輸。<

41、;/p><p>　　大多數(shù)的石化行業(yè)均有乙苯產(chǎn)品，且規(guī)模較大，一般在10萬噸/年以上，最大的為中石化鎮(zhèn)海煉化65萬噸/年裝置，今年5月份剛剛投產(chǎn)，但基本上都把乙苯作為中間產(chǎn)品，并不外售，作為生產(chǎn)苯乙烯的原料使用。</p><p>　　調(diào)查結(jié)果[5]顯示，山東境內(nèi)及周邊地區(qū)銷售乙苯的企業(yè)來看，大都是化工產(chǎn)品貿(mào)易公司以及回收乙苯廢液再進行簡單提取的小作坊工廠，并不是乙苯的生產(chǎn)廠家，且供貨能力較小，

42、供貨不穩(wěn)定，供貨點分散。</p><p>　　1.3粗乙苯生產(chǎn)工藝技術(shù)</p><p>　　利用催化干氣中的乙烯生產(chǎn)乙苯，國外在上世紀(jì)50年代末就已開始探索，70年代進入工業(yè)化試驗階段。其生產(chǎn)工藝主要有：</p><p>　　1.3.1分子篩氣相法</p><p>　　1976年由Mobil和Badger公司合作開發(fā)了以高硅ZSM-5沸石為催

43、化劑制乙苯的氣相法。烷基化反應(yīng)在高溫、中壓的氣相條件下進行，反應(yīng)溫度370-430℃，反應(yīng)壓力1.42-2.84MPa，乙烯質(zhì)量空速3-5。該工藝可以用濃乙烯為原料，也可用稀乙烯混合氣體為原料，但在處理催化干氣或焦?fàn)t尾氣原料時，對原料氣中丙烯、、和等雜質(zhì)的含量要求極其嚴(yán)格，需對原料進行嚴(yán)格精制，使催化劑單程壽命延長，但裝置投資和能耗相對較高(苯單耗0.749t/t乙苯，乙烯0.268t/t乙苯)。1977年建成1.6萬t/a乙苯、利用煉

44、廠氣為原料生產(chǎn)乙苯的工業(yè)化試驗裝置，并首先由Shell公司于1991年在英國建成投產(chǎn)了16萬噸/年乙苯的第一套大型工業(yè)裝置。該生產(chǎn)工藝不存在環(huán)境污染和設(shè)備腐蝕問題，催化劑雖易結(jié)焦失活，但可重復(fù)再生，使用壽命較長，整個反應(yīng)的熱效率高，但產(chǎn)物中二甲苯含量較高(約)，影響產(chǎn)品的品質(zhì)。</p><p>　　1.3.2 美國UOP公司開發(fā)的以為催化劑生產(chǎn)乙苯的工藝</p><p>　　[13]法是由

45、UOP公司于1958年開發(fā)，1960年工業(yè)化，用負載在上的為催化劑?？捎脻舛鹊瓦_8%-10%(質(zhì)量分?jǐn)?shù))的乙烯為原料進行烷基化反應(yīng)，因此可以用處理后的FCC干氣或焦?fàn)t尾氣為原料。該反應(yīng)在100-150℃和2.5-3.5MPa下進行，乙烯和苯的摩爾比控制在0.15-0.2之間。烷基轉(zhuǎn)移反應(yīng)在另外的反應(yīng)器中進行，溫度為180-230℃。從兩個反應(yīng)器出來的物料合并后進入提純系統(tǒng)，成品的乙苯純度可達99.9%。該方法主要優(yōu)點是催化劑活性高，壽命

46、長，乙苯選擇性好，無腐蝕，無污染，流程簡短，能耗小，可用于低濃度乙烯的綜合利用。缺點是催化劑制備條件苛刻，費用也較貴，并容易中毒失活。原料在反應(yīng)前必須凈化，要求、和等雜質(zhì)的含量小于。</p><p>　　1.3.3催化精餾制乙苯工藝</p><p>　　1990年公司開發(fā)成功催化精餾制乙苯工藝[4]，該工藝將Y型分子篩催化劑與催化蒸餾技術(shù)相結(jié)合，工藝流程與/UOP工藝類似，主要差別是將烷基

47、化反應(yīng)器與苯氣提塔合二為一，可同時進行催化反應(yīng)和蒸餾操作，它也適用于稀乙烯原料。烷基化反應(yīng)在液相和溫和的反應(yīng)條件下進行，放出的熱量在催化精餾系統(tǒng)中被有效地移走，乙苯產(chǎn)率可達99.5%，催化劑再生周期可達兩年。該工藝操作條件緩和，無腐蝕，能耗較普通液相法又有進一步降低，且設(shè)備投資減少。</p><p><b>　　1.3.4改良的法</b></p><p>　　傳統(tǒng)法[

48、4]存在著污染腐蝕嚴(yán)重及反應(yīng)器內(nèi)兩個液相等問題，1974年公司提出了改良的法，使催化劑用量大為減少(僅為傳統(tǒng)法的1/3)，從而減少了廢催化劑的處理量，且進料乙烯濃度范圍可為15%-100%。通過控制乙烯的投料，使催化劑的用量減少到處于溶解度范圍內(nèi)，使反應(yīng)可以在均一的液相中進行，提高了乙苯的產(chǎn)率。反應(yīng)溫度為160-180℃，壓力0.6-0.8MPa，乙烯與苯的摩爾比為0.8。當(dāng)用稀乙烯為原料時，原料氣中、、和均需凈化至質(zhì)量分?jǐn)?shù)約為5

49、15;。由于該法在降低成本上有較明顯的效果，不少傳統(tǒng)的法的裝置都采用的方法進行了改造和擴建，但這種方法也只是使設(shè)備腐蝕及環(huán)境污染問題有所緩解，并未從根本上得到解決。</p><p>　　1.3.5國內(nèi)利用干氣中的乙烯制乙苯工藝技術(shù)</p><p>　　1.3.5.1以大連化物所為主開發(fā)的氣相法技術(shù)</p><p>　　國內(nèi)利用催化裂化干氣制取乙苯的研究開發(fā)工作始于1

50、985年末，經(jīng)過催化劑研制和小試、中試工藝研究，取得了比較明顯的效果。在上述研究的基礎(chǔ)上，1990年在中石化總公司發(fā)展部的組織下，成立了由撫順石油二廠、中科院大連化物所和洛陽石化工程公司組成的催化裂化干氣與苯烴化制取乙苯工藝技術(shù)聯(lián)合開發(fā)體，對該項工藝技術(shù)進行工程開發(fā)，并于1992年7月由洛陽石化工程公司完成了撫順石油二廠t/a乙苯裝置的工程設(shè)計。裝置于1993年7月一次投產(chǎn)成功。該項工藝適用于乙烯含量為10%-100%(wt)的原料氣，

51、苯單耗0.761t/tEB，乙烯單耗0.280t/tEB，但該工藝對原料氣中其它雜質(zhì)如丙烯、硫、水、氧等含量要求不嚴(yán)格，不需對原料氣進行特殊精制。該工藝技術(shù)的主要特點[13]為：1.原料氣不需特殊精制；2.催化干氣不需加壓，直接進入反應(yīng)器，反應(yīng)壓力、溫度較低；3.乙苯產(chǎn)品收率較高；4.乙烯單耗、苯單耗較低；5.生產(chǎn)過程無特殊“三廢”排放，環(huán)境污染少；6.反應(yīng)器結(jié)構(gòu)簡單，操作方便。</p><p>　　在1993年

52、撫順石油二廠采用第一代技術(shù)3萬噸/年干氣制乙苯裝置投產(chǎn)后，聯(lián)合開發(fā)體又開發(fā)出第二代乙苯工藝技術(shù)。應(yīng)用第二代技術(shù)的林源煉油廠3萬噸/年乙苯裝置和大連石化公司10萬噸/年乙苯兩套裝置已分別于1996年12月和1999年11月一次開車成功，目前裝置運行正常。第二代乙苯工藝技術(shù)和第一代乙苯工藝技術(shù)的主要區(qū)別是把烴化反應(yīng)和反烴化反應(yīng)分別放在兩個反應(yīng)器中進行，把反應(yīng)產(chǎn)物兩級吸收改為一級吸收，烴化反應(yīng)苯烯比進一步提高。采用第二代技術(shù)，乙苯產(chǎn)品中二甲苯

53、的含量由一代技術(shù)的3000ppm降為2000ppm，可滿足除食品級聚苯乙烯以外其它苯乙烯加工裝置對原料的要求。</p><p>　　在第二代技術(shù)得以成功工業(yè)化以后，聯(lián)合開發(fā)體繼續(xù)對已有技術(shù)進行進一步研究開發(fā)工作，于1998年底開發(fā)了第三代技術(shù)的反應(yīng)部分，將氣相反烴化改為液相反烴化，目的是將乙苯產(chǎn)品中二甲苯含量降低到1000ppm以下，滿足各種苯乙烯加工裝置的要求。該項技術(shù)已在撫順石化公司石油二廠3萬噸/年乙苯裝置

54、上進行了改造及工業(yè)試驗，初步試驗結(jié)果表明：乙苯產(chǎn)品中二甲苯含量低于1000ppm。近幾年，在已開發(fā)成功三代技術(shù)反應(yīng)部分的基礎(chǔ)上，其進一步開發(fā)出了三代技術(shù)的分離部分，形成了一套完整的三代技術(shù)，該技術(shù)特點如下：1.增加原料氣脫丙烯部分，降低裝置苯耗和能耗；2.降低吸收塔吸收溫度，減少烴化尾氣中苯含量；3.烴化反應(yīng)溫度進一步降低，從而可進一步延長烴化催化劑的單程壽命，減少再生次數(shù)，減少高沸物等雜質(zhì)的生成；4.增設(shè)了對于三代技術(shù)必須增設(shè)的丙苯塔

55、；5.合理利用低溫?zé)?，大大降低能耗?.三代技術(shù)在大幅度降低苯耗、能耗的同時，投資小于原一代、二代的投資；7.產(chǎn)品乙苯中二甲苯含量約1000ppm。</p><p>　　1.3.5.2北京服裝學(xué)院開發(fā)的液相法技術(shù)</p><p>　　為了進一步改進干氣稀乙烯制乙苯工藝，目前國內(nèi)外許多機構(gòu)正在研究第四代工藝即液相法工藝，其技術(shù)開發(fā)的主要目標(biāo)為：改氣相烴化為液相烴化，進一步降低烴化反應(yīng)的溫度，

56、以提高催化劑壽命，降低二甲苯含量及裝置能耗。</p><p>　　國內(nèi)外很多科研機構(gòu)進行過干氣液相烴化技術(shù)的小試、中試研究，主要采用的工藝技術(shù)有鼓泡床和催化精餾工藝，但至今國內(nèi)外尚未見干氣稀乙烯液相烴化制乙苯工業(yè)化裝置建設(shè)的報導(dǎo)。國內(nèi)研究單位以北京服裝學(xué)院和大連化物所為主，其中由中國石化股份公司科技開發(fā)部組織北京服裝學(xué)院開發(fā)的液相法工藝已通過600噸/年中試成果鑒定，尚待工業(yè)化裝置的檢驗；大連化物所也已經(jīng)取得模試

57、成果。</p><p>　　北京服裝學(xué)院的液相烴化技術(shù)于1995-1999年進行催化劑和實驗室技術(shù)開發(fā)，1999年7月-2000年1月進行單管真實氣體的模試研究，接著在燕化公司進行了600噸/年乙苯裝置中試研究。乙烯轉(zhuǎn)化率≥95%，乙苯選擇性≥92%，二甲苯含量<50ppm。經(jīng)2000小時中試催化劑穩(wěn)定性試驗，催化劑性能穩(wěn)定，預(yù)期再生周期在1年以上。該工藝技術(shù)與氣相烴化工藝相比，產(chǎn)品乙苯中二甲苯含量可降低至

58、100ppm以下，乙苯質(zhì)量好。但該工藝需要對干氣進行脫硫和干燥處理，再經(jīng)壓縮機升壓進入烴化反應(yīng)器進行液相烴化反應(yīng)。</p><p>　　煉廠干氣中含有大量的輕質(zhì)烴類，它們既是重要的化工原料，又是理想的工業(yè)和民用燃料。目前，國外對煉廠氣的利用率較高，而我國對其進行深度加工和綜合利用的企業(yè)為數(shù)不多，大多數(shù)作為工業(yè)和民用燃料燒掉。如何充分利用干氣資源，生產(chǎn)高附加值化工產(chǎn)品，提高煉油企業(yè)的經(jīng)濟效益，一直是煉油企業(yè)中的科技

59、人員和管理人員所關(guān)注的課題。</p><p>　　煉廠干氣主要來源于原油的二次加工過程，如催化裂化、熱裂化、延遲焦化、加氫裂化等。其中，催化裂化干氣量最大，產(chǎn)率最高。催化裂化干氣中含有氫氣、乙烯、乙烷、丙烯等組份，而乙烯含量約12%-19%。據(jù)統(tǒng)計，2005年全國催化裂化能力約9300萬噸/年，總乙烯潛含量近80萬噸，乙烯資源量十分可觀。如果能夠?qū)⑦@部分乙烯分離提純和有效利用，將會帶來巨大的經(jīng)濟效益。</p

60、><p>　　1.4 干氣的分離技術(shù)</p><p>　　從FCC干氣中回收低濃度乙烯的技術(shù)[22]主要有深冷分離法、中冷油吸收法、膜分離法、金屬絡(luò)合分離法、吸附分離法、膨脹機法、水合物分離法及聯(lián)合工藝。這些技術(shù)可將乙烯濃度提高到80%以上，可作為石油化工原料，用來生產(chǎn)一系列衍生物和聚合物產(chǎn)品。</p><p>　　1.4.1 深冷分離法</p

61、><p>　　深冷分離技術(shù)[8]早在20世紀(jì)50年代就發(fā)展了，目前該技術(shù)比較成熟，分離流程主要包括氣體凈化系統(tǒng)、壓縮冷卻系統(tǒng)和精餾分離系統(tǒng)。它利用原料中各組分相對揮發(fā)度的差異，通過氣體透平膨脹制冷，在低溫下將干氣中各組分按工藝要求冷凝下來，其后用精餾法將其中的各類烴逐一分離，乙烯收率約為85%。</p><p>　　近年來，深冷分離技術(shù)有了重大突破，由美國Mo-hl公司和Air Product

62、s公司共同開發(fā)了深冷分凝器工藝，并在1987年投入工業(yè)化生產(chǎn)。分凝器是一個帶回流的熱交換器，將熱傳導(dǎo)與蒸餾結(jié)合起來，通過部分冷凝將氣體混合物分開，達到高效分離效果。采用該技術(shù)FCC中的乙烯收率可達90%-98%，乙烷收率99%，甲烷含量減少到最低限度，比正常規(guī)模的深冷分離技術(shù)節(jié)能15%-25%，投資較低，經(jīng)濟效益顯著。深冷工藝一般適合處理大量干氣的情況，特別適合于煉廠集中地區(qū)，若煉廠規(guī)模比較小時，則不經(jīng)濟。</p><

63、;p>　　1.4.2 中冷油吸收法</p><p>　　中冷油吸收法又稱吸收-精餾法，主要是利用吸收劑對干氣中各組分溶解度的不同來實現(xiàn)分離。一般是利用、和芳烴等油品作吸收劑，首先除去甲烷和氫，再用精餾方法分離吸收劑中的各組分。一般操作溫度-20℃～-40℃，乙烯純度約為90%，收率為85%。</p><p>　　該技術(shù)是分離裂解氣中乙烯的傳統(tǒng)技術(shù)，工藝成熟。我國在20世紀(jì)7

64、0年代初期就曾有多個廠家利用該技術(shù)從裂解氣中分離烯烴，江蘇丹陽化肥廠、常州石油化工廠、北京化工三廠等都曾建有重油裂解制乙烯裝置，后來因原料價格等原因均已停產(chǎn)。近年來隨著技術(shù)的改進，不少廠家采用此技術(shù)新建了裝置，據(jù)報道中石化燕山石化公司、撫順二廠都新建有中冷油吸收裝置。中石化北京化工研究院、上海醫(yī)藥工業(yè)設(shè)計院也正著手這方面的工作。采用此技術(shù)操作簡單；乙烯回收率高可達95%以上，若加入膨脹機技術(shù)乙烯回收率能達99%；所得產(chǎn)品純度可達99%。

65、</p><p>　　1.4.3 金屬絡(luò)合分離法</p><p>　　金屬絡(luò)合分離法是由美國化學(xué)公司開發(fā)成功的一種由低濃度乙烯中回收聚合級乙烯的新工藝。它是采用溶于芳烴溶劑中的一種雙金屬鹽類四氯化亞銅鋁絡(luò)合物，從混合氣中有選擇性地絡(luò)合吸附乙烯組份。乙烯分子與絡(luò)合物所形成的鍵較弱，可在緩和條件下進行汽提解吸，從而得到純度大于99.5%的聚合級乙烯，總收率約為96%?；瘜W(xué)公司在198

66、2年建成了一套4.5萬t/a的工業(yè)裝置。由于該法關(guān)鍵技術(shù)嚴(yán)格保密，且絡(luò)合物的制備難度較大，因此限制了其發(fā)展。</p><p>　　國內(nèi)浙江大學(xué)對絡(luò)合吸收法進行了多年的研究，并于2001年在杭州煉廠用FCC作原料完成了乙烯回收實驗，乙烯純度可達99%。另外，據(jù)報道，南京工業(yè)大學(xué)也曾對乙烯絡(luò)合吸收劑的研制及其物性作過探討。由于該法所用四氯亞銅鋁吸收劑對設(shè)備腐蝕小，吸收容量大，產(chǎn)品純度高，乙烯回收率也高，所以在我國煉廠

67、規(guī)模不大、產(chǎn)氣量小的情況下，采用該法具有明顯的優(yōu)越性。</p><p>　　1.4.4 吸附分離法</p><p>　　吸附分離法是利用吸附劑對混合氣體中各組分的吸附選擇性不同，通過壓力改變或溫度改變來實現(xiàn)分離的一種方法。根據(jù)吸附劑再生方法的不同分為變壓吸附法(PSA)、變溫吸附法(TSA)及變溫變壓吸附法幾種。</p><p>　　吸附分離法的關(guān)鍵是開發(fā)

68、好的吸附劑和與之適用的高效分離工藝。而吸附劑是吸附分離法的核心，按照所用載體不同，可分為分子篩類、樹脂類、類、類、活性炭類和粘土類等幾類。目前的吸附劑性能還不太好。今后，混合離子π絡(luò)合型吸附劑將是重點，除開發(fā)新型載體外，對載體進行表面處理或?qū)j(luò)合吸附劑作二次改性處理將引起重視。</p><p>　　目前用于乙烯提取的吸附分離工藝有固定床和磁穩(wěn)流化床兩種。據(jù)報道美國麥吉爾公司已利用固定床吸附煉口氣中乙烯獲得了成功，

69、國外其它機構(gòu)也對此進行了研究。國內(nèi)北京大學(xué)、天津大學(xué)以及四川天一科技公司等單位也做了大量研究工作。國內(nèi)第一套煉廠干氣乙烯回收裝置于1995年在濟南煉油廠完成中試，目前已建成工業(yè)試驗裝置，正在濟南煉油廠運行。實踐證明，變溫變壓吸附工藝所生產(chǎn)的產(chǎn)品氣中乙烯的純度能達99.88%，產(chǎn)品能做聚合級乙烯，乙烯回收率70%左右。上海石化利用其FCC裝置的干氣作為變壓吸附裝置的原料，回收濃縮烴類作為乙烯裂解原料，目前變壓吸附裝置已建成投產(chǎn)。磁穩(wěn)流化床

70、指在通常的流化床外加以磁場，使流化床內(nèi)磁性粒子在磁場作用下發(fā)生定向排列，從而限制粒子的隨機運動，減少返混程度，使床層既具有與固定床類似的穩(wěn)定結(jié)構(gòu)，又具有一定的流動性，真正實現(xiàn)了固體粒子與流體逆向接觸，為提高傳質(zhì)效率、簡化操作過程創(chuàng)造了條件。等人研究了磁穩(wěn)流化床在烯烴分離中的應(yīng)用，實驗表明產(chǎn)品中乙烯含量可達99.9%，收率超過50%。</p><p>　　1.4.5 膜分離法</p><

71、;p>　　膜分離法[9]是利用氣體各組分在膜中滲透速率的差異來進行分離的，目前該技術(shù)已在一些氣體分離和純化工藝中得到應(yīng)用。膜分離法回收FCC干氣中氫氣的裝置于1987年在美國龐卡城建成，氫氣回收率為80%-95%，回收成本隨進料壓力的增大而降低，目前世界上已有十幾套裝置在運行或建設(shè)中。</p><p>　　而在乙烯提取方面還處在研究階段，目前用于乙烯分離的膜主要有平片膜和中空纖維膜，膜中金屬離子有、和等，烯

72、烴與膜中離子形成絡(luò)合物，進行遷移。我國于20世紀(jì)80年代末提出了將該技術(shù)應(yīng)用于乙烯裝置的設(shè)想，中科院大連化物所曾做過這方面的研究，但至今還沒有其應(yīng)用的工業(yè)化報道。膜技術(shù)離工業(yè)化的要求相差較大，還需進行進一步的開發(fā)和研究。</p><p>　　1.4.6 膨脹機法</p><p>　　該法由美國弗盧爾公司開發(fā)，其原理是利用高壓氣體通過膨脹機在近似等熵膨脹的同時輸出外功，產(chǎn)生出比節(jié)流

73、更大的溫降，從而使氣體中露點較高的組分冷凝，達到分離乙烯的目的。該工藝優(yōu)點是：以最小的消耗，得到最大量的烯烴回收；操作靈活，對進料要求不太嚴(yán)格；特別是在分離較重餾分時，表現(xiàn)出其獨特之處。據(jù)報道，美國在德克薩斯州海灣沿岸地區(qū)建成一座利用膨脹機法從煉廠氣中回收乙烯的1.3萬t/a的裝置。朗道爾公司建有年處理煉廠氣28萬的裝置。該技術(shù)的關(guān)鍵是膨脹制冷技術(shù)，國內(nèi)尚無法解決。</p><p>　　1.4.7 水合

74、物分離法</p><p>　　最近國內(nèi)有專利報道了這種分離方法，其工藝特點是使FCC干氣與水進行反應(yīng)，生成含有乙烯組分的水合物，再將吸收液在減壓或加熱狀態(tài)下逐級分餾，釋放出水合物溶液中的乙烯，使其與其它組分分離。產(chǎn)品乙烯純度為56%-81%，收率比較高。但由于該工藝所得乙烯純度太低，限制了其應(yīng)用。</p><p>　　1.4.8 其它分離方法</p><p>　　在

75、目前技術(shù)不太成熟情況下，采用聯(lián)合工藝將會改善分離效果以及經(jīng)濟性，如PSA與蒸餾聯(lián)合、膜分離與PSA聯(lián)合、中冷油吸收與PSA聯(lián)合等。等對一種平片膜和流動吸附劑相結(jié)合的工藝進行研究，發(fā)現(xiàn)對乙烯/乙烷選擇性大大提高。BOC公司申請了一項PSA-精餾聯(lián)合工藝專利，用于乙烯等烯烴的提取。其它聯(lián)合工藝如PSA與膜分離聯(lián)合工藝、萃取精餾工藝等還未見應(yīng)用于乙烯提取的報道。</p><p>　　1.5 改良法乙苯生產(chǎn)工藝簡介<

76、;/p><p>　　包括烷基化和精餾[13]兩個生產(chǎn)單元。烷基化的工藝條件為：反應(yīng)溫度，反應(yīng)壓力；原料苯與乙烯的比例為。干燥苯、乙烯、三氯化鋁和補充的氯化氫一起加入反應(yīng)器的烷基化區(qū)，在此乙烯全部反應(yīng)。隨即烴化液進入烷基轉(zhuǎn)移區(qū)域。從精餾單元回收的多乙苯，在此區(qū)域與烴化液中的苯發(fā)生烷基轉(zhuǎn)移反應(yīng)轉(zhuǎn)化成乙苯。為移除烷基化反應(yīng)熱，從烷基化反應(yīng)區(qū)引出部分烴化液進行器外循環(huán)使用。</p><p>　　經(jīng)烷基

77、化/烷基轉(zhuǎn)移反應(yīng)的物料[4]，先經(jīng)閃蒸脫除氯化氫氣體，再經(jīng)水-堿液-水洗滌除去溶入的催化劑絡(luò)合物，然后送乙苯精餾單元，脫出的氯化氫氣體在苯洗滌塔中用苯吸收后循環(huán)使用；洗滌分離后產(chǎn)生的廢三氯化鋁溶液和廢堿送三廢處理工段。</p><p>　　經(jīng)洗滌后的烷基化液在苯塔脫除未反映的苯，從塔頂餾出含水苯，徑冷卻、冷凝、沉降分離，苯進入干燥塔，經(jīng)進一步脫水后，從該塔塔底流出的是不含水的苯，用烷基化進料；笨塔塔底餾出烷基化液

78、，相繼進入乙苯塔、多乙苯塔，分別得到產(chǎn)品乙苯和中間產(chǎn)物多乙苯。</p><p><b>　　系統(tǒng)物料衡算</b></p><p><b>　　2.1總物料衡算</b></p><p><b>　　2.1.1計算基準(zhǔn)</b></p><p>　　物料衡算中均以小時作為衡算基準(zhǔn)。&

79、lt;/p><p>　　2.1.2物料總衡算</p><p>　　粗乙苯的年處理量為15萬噸每年，年工作時間為300天每天24小時，產(chǎn)品乙苯標(biāo)準(zhǔn)99.5%。</p><p>　　2.1.3生產(chǎn)能力換算</p><p>　　總能力= （2-1)

80、 （2-2）</p><p><b>　?。?-3） </b></p><p><b>　?。?-4） </b></p><p>　　2.1.4 粗乙苯中各組分及含量</p><p>　　表2.1粗乙苯中各組分及含量</p><p>　　2.1.5

81、各組分的物性</p><p>　　2.1.5.1 各組分物性</p><p><b>　　表2.2各組分物性</b></p><p>　　2.1.5.2 苯、乙苯在某些溫度下的表面張力</p><p><b>　　表2.3表面張力</b></p><p>　　2.1.5.3

82、苯、乙苯在某些溫度下的粘度</p><p><b>　　表2.4各組分粘度</b></p><p>　　2.1.5.4 苯、乙苯的液相密度</p><p>　　表2.5各組分液相密度</p><p>　　2.1.6 不同塔徑的板間距</p><p>　　表2.6不同塔徑的板間距</p>

83、<p>　　2.1.7分離工藝流程圖</p><p><b>　　圖2苯塔工藝流程圖</b></p><p>　　2.2 苯塔物料衡算</p><p>　　2.2.1入口組成：</p><p>　?。?-5） （

84、2-6）</p><p><b>　　可以忽略不計。</b></p><p>　　2.2.2苯塔物料衡算</p><p>　　設(shè)泡點進料即q=1，關(guān)鍵組分是苯與乙苯，重組分為二乙苯，由于二乙苯、三乙苯、焦油為重組分，則全部進入或接近全部進入釜液[14]。其量所占比重在苯塔中可以忽略。因此在苯塔中看作二組分蒸餾。由于在苯塔蒸餾中重組分幾乎全部進入

85、釜液，所以在乙苯精餾塔中二乙苯，乙苯所占比重增大[14]。</p><p>　　要求：苯的收率=97%，乙苯的收率=97%</p><p><b>　　物料衡算[14]</b></p><p>　　( 2-7 ) </p><p>　?。?-8 ）

86、 </p><p>　　( 2-9 ) </p><p>　　(2-10) </p><p><b>　　(2-11)</b></p><p>　　已知F=22.469kmol,,解得：</p><p>　　W=7.7957K

87、mol/h</p><p>　　D=14.481kmol/h</p><p>　　表2.7苯塔物料衡算一欄表</p><p>　　2.3乙苯塔物料衡算</p><p>　　進料組成比7.7957kmol.</p><p><b>　　95.98%</b></p><p>&

88、lt;b>　　乙苯的收率=98%</b></p><p>　　二乙苯的收率=98%</p><p><b>　　物料衡算</b></p><p><b>　　(2-12) </b></p><p>　　(2-13) </p><p>　　(2-1

89、4) </p><p><b>　　塔頂： </b></p><p><b>　　塔底： </b></p><p>　?。?-15） </p><p><b>　　解得：</b></p><p>　　W

90、=0.5422kmol/h D=7.254kmol/h</p><p><b>　　熱量衡算</b></p><p>　　3.1粗苯塔頂熱量衡算</p><p>　　塔頂采用泡點回流，則計算回流溫度t’=81.1℃</p><p>　　查得苯、乙苯比[8]熱容和汽化熱見下表</p><p>　　

91、表3.1各組分比熱容和汽化熱</p><p>　　在塔頂85.5℃的汽化熱γ苯=395.96KJ/Kg，γ乙苯=371.34 KJ/Kg；</p><p><b>　　則，平均汽化熱</b></p><p>　　γ= XD×γ苯+（1- XD）×γ乙苯 </p><p>　?。?-1）

92、 </p><p>　　比熱容為Cp苯 =1.890KJ/Kg.k，Cp乙苯=1.9432 KJ/Kg.k</p><p><b>　　則，平均比熱容</b></p><p>　?。?-2）

93、</p><p><b>　　餾出液D的質(zhì)量</b></p><p>　?。?-3） </p><p><b>　　回流液質(zhì)量</b></p><p&g

94、t;　　（3-4） 則冷凝器熱負荷</p><p>　　Q=（QD+QL）×γ+（QD+QL）×Cp×△T</p><p>　　=(1136.0+511.20) ×395.57+(1136,0+511.20)×1.891×(82.5-81.1)</p><p&

95、gt;　　=20675.27KJ/h （3-5）</p><p>　　3.2 粗苯塔釜熱量衡算</p><p>　　塔釜定性溫度T=403.65K</p><p>　　表3.2塔釜各組分比熱容[1]</p><p><b>　　（3

96、-6）</b></p><p><b>　?。?-7）</b></p><p>　?。?-8） </p><p>　　第四章 粗苯精餾塔的設(shè)計</p><p><b>　　4

97、.1相對揮發(fā)度計</b></p><p>　　進料組成：泡點進料，q=1。</p><p>　　查表得到苯、乙苯安托因子常數(shù)[4]如下：</p><p>　　表4.1安托因子常數(shù)</p><p>　　常壓下P=101.325kpa</p><p>　　公式：

98、 （4-1）</p><p>　　常壓下。苯的沸點80.04℃，乙苯的沸點136.12℃</p><p>　　塔頂溫度（露點溫度）計算：</p><p>　　由于苯乙苯的氣液平衡常數(shù)</p><p>　　（4-2） </p&g

99、t;<p>　　設(shè)計塔頂溫度為露點溫度t1，塔釜溫度為泡點溫度tN。</p><p><b>　　所以：</b></p><p>　　由t1計算的苯與乙苯的氣液平衡常數(shù)</p><p><b>　　應(yīng)滿足歸一方程</b></p><p>　　由計算的苯與乙苯的氣液平衡常數(shù) </p

100、><p><b>　　應(yīng)滿足歸一方程</b></p><p><b>　　即： </b></p><p><b>　　（4-3）</b></p><p>　　由XD=0.9840，XW=0.05520 計算得：塔頂t1=82.5℃ 塔底=130.5℃,</p>

101、<p>　　表4.2各組分物性數(shù)據(jù)</p><p>　　則全塔平均相對揮發(fā)度 </p><p>　　4.2 理論板數(shù)和進料板確定</p><p><b>　　理論板數(shù)確定：</b></p><p><b>　?。?-4）</b></p><p>&l

102、t;b>　　=0.31</b></p><p><b>　?。?-5） </b></p><p>　　= 4.22 </p><p><b>　　取回流比</b></p><

103、;p><b>　?。?-6）</b></p><p><b>　　根據(jù)吉利蘭關(guān)系式：</b></p><p>　　X= Y=</p><p>　　Y=0.75-0.75×X0.5668

104、 （4-7）</p><p>　　得出：N=10.73，即實際理論塔板數(shù)為11</p><p><b>　　理論進料位置確定：</b></p><p>　　假設(shè)精餾段塔板數(shù)為NR，提餾段塔板數(shù)為M</p><p><b>　　則，根據(jù)經(jīng)驗式：<

105、;/b></p><p><b>　?。?-8）</b></p><p><b>　　計算得出</b></p><p>　　N=4.30 M=5.70 </p><p>　　從而得出精餾段塔板數(shù)為5，提餾段塔板數(shù)為6，理論進料板為第5板&

106、lt;/p><p>　　4.3 實際板數(shù)和實際進料位置確定</p><p>　　表4.3苯、乙苯在某些溫度下的粘度</p><p>　　由內(nèi)差法求得在塔頂、進料、塔底溫度下的粘度,見下表：</p><p>　　表4.4各組分的粘度</p><p>　　μ頂 = 0.2934×XD +0.3392×(1-

107、XD) （4-8）</p><p>　　μ底 = 0.1950× XW +0.2377×(1-XW) </p><p><b>　　=</b></p><p>　　μ進料=0.2688×XF +0.3140×(1-XF)= </

108、p><p><b>　　=0.2844 </b></p><p><b>　　全塔效率 </b></p><p>　　ET =0.49(αμ)-0.245 （4-9）</p><p>　　NP = = =25.

109、3526塊 (4-10）</p><p>　　即，實際塔板數(shù)為26。</p><p><b>　　計算實際塔板數(shù)</b></p><p><b>　　精餾段：</b></p><p><b>　　（4-11）</b>

110、;</p><p><b>　　提餾段：</b></p><p>　　實際加料板位置在第12塊</p><p>　　4.5精餾段與提留段氣液負荷確定</p><p>　　苯與乙苯[9]在某些溫度下的密度如下表：</p><p><b>　　表4.5各組分密度</b></

111、p><p>　　精餾段： M塔頂=78×XD +106×（1－XD）=78×0.9840+106×(1－0.9840) = 78.45 g/mol</p>&l

112、t;p>　　M進料=78×XF +106×（1－XF）=78×0.6537+106×(1－0.6537) = 87.70g/mol</p><p>　　則，精餾段平均摩爾質(zhì)量</p><p><b>　　g/mol</b></p><p><b>　　精餾段平均溫度</b>&l

113、t;/p><p><b>　　℃</b></p><p>　　查得90℃時, ρ苯 =792.5 Kg/m3 ，ρ乙苯 =795.2 Kg/m3</p><p>　　ρL=792.5 XD +795.2（1－XD）=792.5×0.9840+795.2×(1－0.9840)=792.54Kg/m3</p>&l

114、t;p>　　kg/m3 （4-12）</p><p>　　對精餾段進行物料衡算：</p><p>　　（4-13） </p&g