【導(dǎo)讀】本文是關(guān)于30萬噸∕年催化重整車間抽提工段初步設(shè)計。的目的、國內(nèi)外發(fā)展現(xiàn)狀、抽提溶劑及工藝的比較、市場前景以及生產(chǎn)方法。將重整生成油中的芳烴與非芳烴分離。本文重點闡述了芳烴抽提工段。工藝流程的論述。根據(jù)工藝參數(shù)進行物料衡算、熱量衡算和設(shè)備計算，并依據(jù)計算的數(shù)。并且對該工段的工藝控制、防火安全、―三廢處理‖做了說明。

　　

【正文】 305 進行熱量衡算，其參考數(shù)據(jù)見表 211 所示。 表 211 E305 參考數(shù)據(jù) 項目 入口溫度， ℃ 出口溫度， ℃ 物料名稱 流量， Kg∕ h 管程 28 35 水 － 殼程 61 40 非芳烴 6 545 由公式（ 215），即有 Q = C 水 W 水 △ t ，則有 W 水 = ? ? 451 684 ?= 3 425 Kg∕ h 故冷卻水的流量為 23 425 Kg∕ h 熱量衡算表 熱量衡算表如表 212 所示。 表 212 熱量衡算表 物料名稱 熱量， KJ∕ h 進 脫戊烷油 1 790 880 貧溶劑 18 153 135 方 回流芳烴 1 475 700 合計 21 419 715 出 抽余油 2 166 303 富溶劑 19 253 412 方 合計 21 419 715 利用化工過程模擬軟件 Aspen 對工藝流程進行模擬，模擬流程圖如 圖 27。 Aspen 過程模擬 齊齊哈爾大學(xué)畢業(yè)設(shè)計（論文） 19 圖 27 Aspen 模擬流程圖 一、 抽提塔 T302 進行模擬： （ 1）選擇合適的模塊后，進行物料流股的鏈接 。 （ 2） 輸入各組分名稱： （ 3） 輸入進料流股信息及 模塊參數(shù)，進料溫度為 122℃ ，操作壓力為 ,進料量為 9 750kg/h，各組分的百分含量如表 213， 表 213 各組分物料數(shù)據(jù) 名稱∕組分 烷烴 環(huán)烷烴 芳烴 C6 C7 C8 C9+ C6 C7 C8+ C6 C7 C8 C9+ 脫戊烷油 （ 4）輸入的回流比為 。塔頂壓力為 ，塔底壓力為 ，塔頂采用部分蒸汽部分液體出料，產(chǎn)品回收率為 。 （ 5） 根據(jù)簡單 模擬的結(jié)果進行詳細模擬，最小回流比為 ，實際塔板數(shù)為 60，進料板位置為 27，蒸餾物進料比為 ， （ 6） 把上述數(shù)據(jù)代入詳細模塊中進行下一步模擬， （ 7） 做 design specs 把產(chǎn)品回收率 輸入，然后把非芳烴 C6選中作為塔頂出料。 （ 8） 做抽提塔的效率，塔板效率為 ，塔板數(shù) 17 號、 27 號、 37 號進料，進行核算后總的塔板數(shù)為 60。 （ 9）做抽提塔的設(shè)計，根據(jù)查資料得，本設(shè)計的塔板間距選為 300mm，選擇填料。 齊齊哈爾大學(xué)畢業(yè)設(shè)計（論文） 20 （ 10） 做抽提塔的核算，初步輸入的塔徑為 2400mm。 模擬的結(jié)果 如下表： 二、非芳烴沉降 塔 T304 進行模擬： 模擬結(jié)果如下 ： 齊齊哈爾大學(xué)畢業(yè)設(shè)計（論文） 21 三、 非芳烴水洗 T305 塔進行模擬： 模擬結(jié)果如下： 齊齊哈爾大學(xué)畢業(yè)設(shè)計（論文） 22 四、 非芳烴 沉降罐 T309 塔進行模擬： 模擬結(jié)果如下： 齊齊哈爾大學(xué)畢業(yè)設(shè)計（論文） 23 全流程模擬模擬結(jié)果如下表所示： 表 214 全流程模擬結(jié)果 物料名稱 Kg∕ h 進 方 脫戊烷油 9 750 貧溶劑 63 375 回流芳烴 7 800 水洗水 1 500 合計 82 425 富溶劑 66 408 齊齊哈爾大學(xué)畢業(yè)設(shè)計（論文） 24 出 方 非芳烴 14 500 分出水 1 328 合計 82 236 全流程的 模擬 結(jié)果與實際的物料出方的結(jié)果大致相同，但在實際物料衡算出方中富溶劑的量和 Aspen 全流程模擬的結(jié)果有些出入，造成這種現(xiàn)象可能主要有以下兩個原因引起的：一是可能由于實際物料衡算中對出料富溶劑量記算的不準(zhǔn)確性：二是可能由于在 Aspen 模擬抽提塔 T302 對第一液相富溶劑中的關(guān)鍵組分的選取不太恰當(dāng)。 針對上述的兩個原因，主要有以下兩個措施加以改正，第一：重新對物料進行衡算，尤其是對抽提塔 T302 的出方計算，爭取把誤差降到最低，第 二：在 Aspen 模擬抽提塔T302 時，對第一液相富溶劑中關(guān)鍵組分的選取做到有代表性，且含量超過 50％ 。 第 3 章 設(shè)備 選擇 計算用數(shù)據(jù)： 表面張力（ 100℃） σ = N∕ m 連續(xù)相粘度 （ 100℃） 181。c = 103Pa s 1．孔徑選 。 孔間距一般要求是孔徑的 ~ 倍，故取孔間距 t = 2．孔速 V0 0pdd = [ 1－ （ ???gd 20 ） ] （ 31） 式中： dp───連續(xù)相帶走的液滴直徑， m ； d0───篩孔直徑， m ； 關(guān)鍵設(shè)備選擇 齊齊哈爾大學(xué)畢業(yè)設(shè)計（論文） 25 g ───重力加速度， 980m∕ s2 ； Δρ───分散相與連續(xù)相密度差 ； σ ───表面張力， N∕ m 。 由公式（ 31）有 0pdd = [ 1－ （ ???gd 20 ） ] = [ 1－ （32 7 1 1 .5011 19800 .0 0 4 5 ??? ） ] = V0 = 0p0 ddd13 ???????? ?????????D?? （ 32） 式中： V0───篩孔速度， m∕ s ； ρ D───分散相密度， Kg∕ m3； 由公式（ 32）有 V0 = 0p0 ddd13 ???????? ?????????D?? = 1 . 7 1113 ?????? ????????? = m∕ s 3．孔數(shù) n = 020 ud4 ??? DQ （ 33） 由公式 （ 33）有 n = 020 ud4 ??? DQ=0 8 .0 0 4 546 0 0 30 1 1 13 7 5 632 ??? ? = 12 887 如篩孔以等邊三角形形式排列，所需要的篩孔面積為： F1 = ? （ 34） 式中： t───孔心距， m 由公式 （ 34）有 F1 = ? = 12 2 ??? = 5．在降液管中連續(xù)相的流速 齊齊哈爾大學(xué)畢業(yè)設(shè)計（論文） 26 v = c2pm18gd? ?? （ 35） 式中： v ───分散相液滴在連續(xù)相中的沉降速度， m∕ s ； Dpm───連續(xù)相所帶走的最大液滴直徑， m ； μ c───連續(xù)相粘度， Pa s 。 由公式（ 35）有 v = c2pm18gd? ?? = ? ?32 10 0 0 ?? ?? = m∕ s 在降液管中 連續(xù)相的流速 vdc≤ v，所以取 v = m∕ s 6． 降液區(qū)面積 F2 = dcMQ （ 36） 由公式（ 36）有 F2 = dcMQ = 600 670750 9753800 7?? = m2 7．塔徑 D = ? ?? 21 24 FF ??+ 2Ls + La （ 37） 由公式（ 37）有 D= ? ?? 21 24 FF ??+ 2Ls + La= ? ?? 0. ???+ 2 + = 取塔徑 D= ，截面積 At=，除去支撐篩板寬度，塔徑 D= ，截面積 At=。 t2AF = = ，查降液區(qū)設(shè)計圖表可得 DLH = 則 LH = = 故 降液區(qū)堰寬： LH = + = 實際降液區(qū)面積 F2： DLH = 600 = ， 查降液區(qū)設(shè)計圖表可得t2AF = 則 F2 = = 2 齊齊哈爾大學(xué)畢業(yè)設(shè)計（論文） 27 降液管中連續(xù)相的流速為： Vdc = 600 670750 9753800 7 ?? = m∕ s 8．級效率 根據(jù) Krishnamurty[16]和 Rao[17]對 Treybal[18]經(jīng)驗方程的修正，有 ?0 = 104（ ? ）（CDUU ）（0d1 ） （ 38） 式中： ?0───級效率。 由公式（ 38）有 ?0 = 104（ ? ）（CDUU ）（0d1 ） = 104（3 ? ）（011 1375 63753800 7670750 9 ?） （ ） = 104 = 9．理論級數(shù) 根據(jù)著名的 KremserBrownSouder 方程式 [19]為 N= ???LnyxLnf???????????????????????????????????????????111myxm0n0 （ 39） 式中： N───理論級數(shù)； m───分配系數(shù)； ε───萃取因子。 由公式（ 39）有 N = ? ? 0 . 0 0 LnLn ?????? ??????? = 12 10．實際級數(shù) 齊齊哈爾大學(xué)畢業(yè)設(shè)計（論文） 28 n=0?N （ 310） 式中： n───實際級數(shù)。 由公式 ( 310)有 n =0?N = = 故取實際級數(shù) n = 60。 11．塔高 板間距根據(jù)經(jīng)驗取為 [20]， 則 L=（ n－ 1） HT =（ 60－ 1） = 塔的切線高度 H = + + + 3 = 12．塔厚 δ = ? ?ctiP2? DPC （ 311） 式中：δ ─── 計算壁厚， mm ； Pc ─── 設(shè)計壓力， MPa ； [σ ]t───許用應(yīng)力， MPa ； φ ─── 安全系數(shù)。 塔體材料為 16MnR，查（化工原理附錄 4）得： [σ ]t = 170 ，由 Di=， Pc=，焊縫采用雙面對接焊，局部無損傷故φ =，取腐蝕裕量 C2=2mm 。由公式（ 311）有δ = ? ?ctiP2? DPC = 600 ?? ? = 設(shè)計厚度為：δ d=δ + C2 = +2 = mm 查（化工原理）鋼板厚度負偏差表知 C1= mm。 則名義厚度為δ n=δ d + C1 +Δ = ++ =12 mm （圓整植Δ = ） 則有效厚度為δ e=δ n－ C1－ C2 = 12－ － 2 = mm 抽提工段換熱器的選型如下所述： 換熱器 E305 流體物性參數(shù)見表 31： 表 31 E305 參考數(shù)據(jù) 項目 入口溫度，℃ 出口溫度，℃ 物料名稱 流量， Kg∕ h 管程 28 35 水 23 425 輔助設(shè)備的選擇 齊齊哈爾大學(xué)畢業(yè)設(shè)計（論文） 29 殼程 61 40 非芳烴 6 545 初選換熱器的規(guī)格 ： （ 1） 計算熱負荷 Q1= m1CpΔ t1= 23 425 (35－ 28) = 684 451KW （ 2）計算流體平均溫度差 按單殼程、多管程計算，逆流計算平均溫度差為： 1212mttlnttt?????? = ? ? ? ?2840 3561ln28403561 = 18℃ （ 3） 傳熱面積 通過以上的數(shù)據(jù)，根據(jù)管殼式換熱器中的總傳熱系數(shù) K 的經(jīng)驗值，取 K=400w∕ m ℃ 則估算的面積為： A = m1tQ?K = 18400451 684? = 95m2 考慮到估算性質(zhì)的影響，故實際傳熱面積為估算 的 倍 ，那么實際的傳熱面積為： A0 = 95 = 100m2 （ 4）初選換熱器規(guī)格 由上述數(shù)據(jù)分析，從換熱器系列標(biāo)準(zhǔn)中選定 F600100254Ⅱ 。