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1、齐齐哈尔大学毕业设计（论文）毕 业 设 计题 目 30万吨年催化重整车间抽提工段初步设计 学 院 化学与化学工程学院 齐齐哈尔大学毕业设计（论文）摘要本文是关于30万吨年催化重整车间抽提工段初步设计。文中首先论述抽提工段的目的、国内外发展现状、抽提溶剂及工艺的比较、市场前景以及生产方法。根据查找资料，确定生产装置采用以四乙二醇醚为溶剂的Carom新抽提工艺流程，主要目的是将重整生成油中的芳烃与非芳烃分离。本文重点阐述了芳烃抽提工段。包括工艺原理和工艺流程的论述。根据工艺参数进行物料衡算、热量衡算和设备计算，并依据计算的数据进行设备选型。并且对该工段的工艺控制、防火安全、“三废处理”做了说明。最
2、后根据工艺条件利用Auto CAD绘制带控制点的工艺流程图，并且完成了20 000字的设计说明书。关键词：芳烃；芳烃抽提；催化重整；四乙二醇醚AbstractThis article is about the first step design of the extraction section for the catalyst reforming plant with a capacity of 300000 ta. Firstly, It discusses the aim of the extraction section, the domestic and overseas devel
3、oping condition,the comparison of the extraction solvent and the process, the market prospect and production method.It can be confirmed that the new carom extraction process uses the glycofurol as solvent by checking the relevant material, its main aim is to separate the aromatic hydrocarbon and the
4、 non aromatic hydrocarbon in the reforming oil. This article mainly states the extraction process of the aromatic hydrocarbon including the principle and flow of the process. The operation of the material balance calculation, heat balance calculation and equipment calculation is carried out accordin
5、g to the process parameters, and then to select the type of the equipment on the basis of the calculation data. It also states the process control fire emergency, waste dispose for the process. Lastly, the process flow sheet with control point has been drawn using the Auto CAD referring to process c
6、onditions, and the 20000 words design specification has also been finished.Key words: Aromatics；Aromatic hydrocarbon extraction；Catalytic reforming；Glycofurol目 录摘要Abstract第1章 总 论11.1 概述11.1.1生产意义及作用11.1.2国内外研究现状及发展前景11.1.3产品性质与特点31.1.4生产方法的概述31.2 设计依据31.3 厂址的选择及对比41.4 设计规模及生产制度61.4.1设计规模61.4.2生产制度61
7、.5 原料与产品技术规格6第2章 工艺设计与计算92.1 工艺原理92.2 工艺路线的选择92.3 工艺流程简述102.3.1工艺流程示意图102.3.2工艺流程简述112.4 工艺参数112.5 物料衡算122.5.1物料衡算122.5.2物料衡算表152.6 热量衡算152.6.1热量衡算152.6.2热量衡算表182.7 Aspen过程模拟18第3章 设备选择243.1 关键设备选择243.2 辅助设备的选择28第4章 设备一览表31第5章 车间设备布置与设计335.1 车间设备平面布置335.2 车间设备立面布置33第6章 自动控制356.1 自动控制水平356.2 重要的控制点35第
8、7章 安全和环境保护387.1 环境保护387.2 三废处理38第8章 公用工程398.1 供水及排水系统398.2 供电系统398.3 采光及照明系统408.4 采暖与通风系统40结束语41参考文献42致谢431.1 概述第1章 总 论1.1.1生产意义及作用芳烃（苯（Benzene）、 甲苯（Toluene）、 二甲苯（Xylene）是石油化工的重要基础原料，其产量和规模仅次于乙烯和丙烯的重要化工原料。其衍生物广泛应用于生产化纤、橡胶和塑料等化工产品和精细化学品。随着石油化工产业及纺织工业的不断发展，世界上对芳烃的需求也在不断增长。据统计，2002年全球对苯、甲苯、二甲苯的消费量依次为33
9、.6Mt、15.0Mt、23.3Mt。预计至2008年将分别达到42.1 Mt、19.1Mt、33.5Mt，全世界平均年需求增长率仍保持在4以上1。最初芳烃的生产是以煤焦化后得到的焦油为原料。但随着炼油工业和化学工业的发展，在现代炼厂中，催化重整装置的重整生成油和乙烯装置副产的裂解汽油是生产BTX的主要原料。催化重整是芳烃生产的方法之一，它可将低辛烷值的石脑油转化成高辛烷值的化工燃料或苯、甲苯、二甲苯等芳烃类产品。芳烃的抽提是炼油通向化工的一座桥梁，它不仅可以降低汽油中的苯含量，提高汽油的质量，保护其人类赖以生存的环境，更重要的是：它能提供高纯度的苯、甲苯、二甲苯等基本有机化工原料，来满足日益
10、增长的石油化学工业与化学纤维工业的需要。不仅如此，通过抽提后的非芳烃和可以用于生产高质量溶剂油的原料 2 。由于原料中同碳数的芳烃和非芳烃沸点接近、会形成共沸物，不能用简单蒸馏获取纯的芳烃，芳烃抽提技术因此应运而生。在全球各地建成投产的炼油重整装置或乙烯装置的同时，几乎都需要建设芳烃抽提装置。因为从环保的角度出发，针对汽油中的芳烃中含量各国都有严格的限定；另外作为化工裂解原料，苯的存在也是不利的；而芳烃本身也是一种很有市场效益的石油化工产品。所以只要建设炼油重整装置或乙烯装置的同时，就必须要建设芳烃抽提装置。1.1.2国内外研究现状及发展前景目前，芳烃抽提主要有两种工艺，即液-液抽提工艺和萃取
11、抽提工艺。液-液抽提工艺多应用于回收苯、甲苯、二甲苯的工艺状况；萃取抽提工艺则适于从高芳烃含量的原料生产出高纯度的单一芳烃，或者同时生产苯和甲苯。与液-液抽提工艺技术相比，萃取蒸馏工艺的流程相对简单，装置投资和能耗相对较低3。溶剂的选择是芳烃抽提工艺的关键所在，将直接影响到抽提过程的技术指标、装置的效率、操作费用及设备投资。一个好的工业抽提溶剂应具备如下特性：（1） 对芳烃的选择性要好，有利于提高芳烃的纯度；（2）对芳烃溶解能力大，以利于降低溶剂比和操作费用；（3）与芳烃的沸点差大，即要求溶剂沸点较高，易于芳烃与溶剂的分离；（4）热稳定性及化学稳定性好，以确保芳烃不被降解物质所污染；（5）两相
12、界面张力要大，以利于液滴聚集和分层；（6）蒸汽压低，减少操作中的溶剂消耗；（7）粘度小，凝点低，有利于抽提过程中的传热与传质；（8）对抽提原料的密度差大、不易乳化，以保证在抽提塔内易形成轻重两相；（9）无毒、无腐蚀性，便于操作和设备材质选取；（10）价廉易得4。目前， 用于芳烃抽提的溶剂主要有6种： 环丁砜、四甘醇、三甘醇、二甲基亚砜、N-甲酰基吗啉、 N-甲基吡咯烷酮。一些研究者深入考察了这些溶剂对芳烃的溶解能力以及选择性。结果表明，综合选择性、溶解能力、热稳定性等重要因素，环丁砜为最佳溶剂，其次为N-甲酰基吗啉和四甘醇。因此在世界上建成投产的250多套芳烃抽提装置中，以环丁砜为溶剂的占10
13、0多套，甘醇类溶剂抽提装置80余套5。（其中四甘醇抽提装置占50余套）世界上已实现工业化的芳烃液-液抽提技术至少有5种：基于甘醇溶剂的 Udex工艺、基于环丁砜的Sulfolane工艺、基于四甘醇和三甘醇醚混合溶剂的Carom工艺、基于二甲亚砜的 IFP工艺、基于环丁砜溶剂的SAE工艺。其中Udex工艺采用甘醇为溶剂，分为四塔流程、五塔流程，然而随着溶剂的更新换代，在新建的工业化装置上已经基本不采用甘醇类溶剂的芳烃抽提技术。而IFP工艺所选溶剂为二甲亚砜，因其热稳定性差，采用丁烷反抽提法，流程复杂，工业化数量较少6。最近，UOP公司还开发了carom芳烃抽提工艺，采用的抽提溶剂是在四乙二醇醚中
14、加入一种称为carom的溶剂，用该种工艺改造现有的Sulfolane工艺和Tetra工艺可使生产能力分别提高了45和50，且能耗有较大下降7。我国对芳烃抽提工艺的研究已开展多年，自科研单位从50年代后期开始，系统地开展了甘醇类溶剂芳烃抽提工艺的研究，先后开发成功了二甘醇、三甘醇及四甘醇抽提工艺，特别是简化的甘醇类溶剂抽提工艺，已得到了广泛的工业应用。RIPP成功开发出了具有自主知识产权的芳烃抽提蒸馏技术（SED），并已经应用于中国石油大连分公司15万吨年工业装置、和上海赛科公司55万吨年工业装置上。而SED技术是采用环丁砜溶剂和性能良好的助溶剂（COS）共同使用，不仅能显著提高芳烃的溶解能力，
15、还增加了苯的收率。通过赛科装置的标定结果表明，在苯和甲苯的纯度不低于99.95和99.91时，回收率分别大于99.3和98.7，达到了世界的先进水平8。重整装置生产的高辛烷值汽油一般含有510的苯，一方面国内从2003年7月起限制汽油中苯体积分数小于25，欧洲三类燃料油标准还要求小于10，另一方面芳烃本身也是很有市场的石油化工产品。所以只要建设新的炼油重整或乙烯装置，就需要新建一大批芳烃抽提装置或对原有装置进行扩能改造，如何选择最有经济效益的芳烃抽提工艺路线是必然遇到的问题。91.1.3产品性质与特点芳烃抽提工段的主要产品有两种，即芳烃和非芳烃。对芳烃产品主要的要求是使非芳烃的含量要低，通常要
16、求芳烃含量不大于0.2。这主要是为后续生产高纯度的单体芳烃为苯类产品提供合格原料。对非芳烃产品主要的要求是芳烃的含量要低，通常要求芳烃的含量不大于3%（质）。这主要是由于芳烃回收率的限制，很显然，抽余油非芳烃中含有的芳烃的越多，抽提物（目的产品）芳烃的产品的收率就越低，这是不希望的结果。另外，现代的催化重整装置为了提高装置的总体经济效益，有很多装置都将抽余油非芳烃经加工制成溶剂油，由于溶剂油产品要求芳烃的含量低，要求非芳烃中芳烃的的含量应小于3%（质）10。1.1.4生产方法的概述催化重整原料中同碳数的芳烃和非芳烃沸点接近，所以产物芳烃和非芳烃会形成共沸物，使得很难用简单的蒸馏方法获取纯芳烃。
17、芳烃抽提工艺路线有好多种，但按工艺原理可分为两大类：即液液抽提工艺和萃取蒸馏工艺。液液抽提工艺又称为溶剂萃取过程，工艺原理是利用芳烃抽提的原料液中各个烃类组分在抽提溶剂中溶解度的不同，来达到分离芳烃与非芳烃的一种工艺过程；而萃取蒸馏工艺是向芳烃抽提原料中加入一种极性溶剂，使得原料中各组分的相对挥发度得以改变，来达到蒸馏分离芳烃和非芳烃的工艺过程，这个效果是由容积的极性分子结构引起的，即由烃类的不同极性决定烃类在混合物中蒸汽压减少的程度11。1.2 设计依据本次设计装置的规模为重整进料30万吨年。装置采用半再生固定床技术，重整催化剂为CB-6、CB-7，稳定塔顶侧线抽出C6组分进抽提，抽提溶剂为
18、四乙二醇醚，以初顶石脑油、常顶加氢汽油和加氢裂化装置的重石脑油作为原料，以终期原料为主，兼顾过渡期。其原料进行预分馏、预加氢和脱水，为催化重整部分提供进料，再经催化重整、抽提和精馏后，生产的主要目的产品有：石油苯、石油甲苯、石油混合二甲苯；副产品为抽余油。本设计是以齐齐哈尔大学下发的毕业设计任务书为准，并结合齐齐哈尔大学本科生毕业设计（论文）工作手册和学院的化学工程与工艺专业毕业教学环节文件汇编，以及在工艺设计手册查阅的相关参数下完成的。在此其间还查阅了图书馆的大量中外相关资料和网络信息，并结合当前该工艺国内外现状进行综合设计，先后在指导教师的指导下进行了多次修改。设计应遵循的主要标准，规范及
19、规定如表1-1所示。表1-1 设计中设计的国家标准国家标准号具体名称GB 500162006建筑设计防火规范GB 501602008石油化工企业设计防火规范GB 89781996污水综合排放标准GB 184842001危险废物焚烧污染控制标准1.3 厂址的选择及对比厂址选择工作是是工业布局的最终环节和工业基本建设的前期工作，也是工业项目可行性研究的组成部分。通过考虑到原料、能源、水源、运输和环境等方面的条件。下面我们对拥有着两处丰富的石油资源城市黑龙江省大庆市和新疆克拉玛依市进行厂址比较。地理位置、地形、地貌比较：大庆是一座以石油、石化和高科技产业著称的新兴城市，是祖国北方一颗璀璨的明珠，被誉
20、为“绿色油化之都，天然百湖之城，北国温泉之乡”。 它位于黑龙江省西部，松辽盆地中央坳陷区北部。而萨尔图区位于大庆市北部，地理位置东经1245212512，北纬46324652。全境南北长、东西宽，总面积548平方公里。地势东部稍高于西部，海拔高度在145155米之间。 克拉玛依市地形呈斜条状，南北长，东西窄，西北高，东南低，绝大部分地区为戈壁滩，在海拔500米以下。平均海拔400米左右，最低点在艾里克湖，海拔250米左右。市区西部有加依尔山、青克斯山；北边有阿拉特山；中部、东部地形开阔平坦，向准噶尔盆地中心倾斜；南部独山子为山名，意为“油山”，地处独山子中西部，海拔1283米，独山子区由此而得
21、名。水文地质比较：大庆市土壤是在特定的地貌、成土母质、气候、水文、植被等成土因素的综合作用下形成的。据记载，草原土壤占市区总土地面积的18.64%，是主要的耕地土壤；水成土壤主要有草甸土和沼泽土，其中草甸土占市区总土地面积52.3%。克拉玛依市属内流区，境内全属内流河与内陆湖。河流为流程短、水量小的季节河。湖泊有艾里克湖。克拉玛依水利设施的建设，基本保证了生产和生活用水需要。克拉玛依市全境大部分地区为弋壁荒漠，从南到北，土壤分布依次为棕钙土、荒漠灰钙土和灰棕色荒漠土，土质低劣，遍地砂砾，不少地方土壤含盐量高。气象条件比较：如表1-2所示表1-2 两地区气象条件对比条件大庆克拉玛依极端最低气温4
22、052极端最高气温37.440.5年平均气压0.098MPa0.089MPa年平均相对湿度63.1%45.1%年平均降雨量440mm147mm雷暴日32.5天年12.4天年最大积雪深度22CM60CM基本雪压0.30KNm20.45 KNm2冻土深度2.10m1.97 m采暖期10月15日至次年4月15日10月15日至次年4月15日主导风向冬季：西北；夏季：南、西南冬季：西北；夏季：西南 时距10分钟基本风压0.5KNm20.65 KNm2瞬时最大风速42.42MS39.94MS交通运输条件比较：大庆萨尔图区交通运输很方便，该路北通大庆火车站，南通吉林长春。区内有大庆火车站、长途客运总站、公共
23、汽车总站。301国道和大广高速公路横贯区内，公园桥、铁人桥、东干线立交桥，双向8车道的世纪大道及数十条城乡公路构成了四通八达的交通网络。克拉玛依交通十分方便，三条公路干线穿越境内，市内公路四通八达，有定期班车通往乌鲁木齐及北疆各主要城市。每周二、四、六还有通往乌鲁木齐的直达航班。综上所述: 根据以上地理位置、地形、地貌、水文地质、交通运输等条件比较，我们将设计的厂址选择为黑龙江省大庆市萨尔图区大庆石化有限公司炼油厂内，因为重整装置需地势平坦，装置北侧是厂内5号路；南侧是3号路；西侧6号路；东侧是低压加氢装置。装置占地面积为8 775平方米，其中占地面积占1 453平方米。不仅如此，大庆市在高新
24、技术产业开发区的黄金地段辟建了面积为22万平方米的工业园区，规划出电子产业区、机械加工产业区、化工产业区、商业服务区和行政办公区，工业园区还享受国家级开发区的所有优惠政策。 1.4 设计规模及生产制度1.4.1设计规模生产能力 ：年生产能力为重整进料30万吨。原料处理能力：原料处理能力为30万吨年（重整进料），其中预分馏、预加氢系统为20万吨年，脱水系统30万吨年，抽提和精馏部分处理能力为10万吨年。操作弹性 ：上限110，下限60。1.4.2生产制度装置区人员编制参照中国石化总公司定员标准和结合本厂的实际情况规定制度如下：生产方式：连续生产，8 000小时/年。操作班次：制定良好的生产制度是
25、实行安全生产的基础，对此设计本车间生产欲采用“四班三倒”的制度。表1-4 装置定员表序号岗位名称管理人员技术人员生产工人辅助人员其 它小 计1班长442操作24243主任、书记444技术员445统计116补勤33合计401.5 原料与产品技术规格芳烃抽提装置以催化重整装置的催化重装工段的脱戊烷油为原料，以四乙二醇醚为抽提溶剂进行液-液萃取操作，达到芳烃与非芳烃的分离。主要生产产品有两种，即芳烃和非芳烃。原料与产品的组分如表1-5所示，溶剂四乙二醇醚的性质如1-6所示，单乙醇胺的性质如1-7所示。 表1-5 原料产品组分一览表 名称组分脱戊烷油非芳烃芳烃烷烃 C5-3.154.770.00 C6
26、37.7457.160.00 C718.7728.420.01 C82.674.040.00 C9+0.100.150.00环烷烃 C61.622.450.01 C71.261.900.00 C8+0.340.510.00芳烃 C621.790.0864.00 C710.200.2529.56 C82.060.175.74 C9+0.300.100.68溶剂0.000.000.00水0.000.000.00合计100.00100.00100.00表1-6 四乙二醇醚性质性质资料分子式C11H21O5分子量194.2密度(20)，Kgm31 126折光率（n D 25）1.4570常压下沸点，3
27、27表面张力(25)，Nm0.045粘度，PaS306010003601150.0033续表1-6 四乙二醇醚性质性质资料比热，KJKg251001501.972.222.39分解温度，237燃点，190闪点，185凝点，-5.6表1-7 单乙醇胺的性质项 目单 位指 标比重D22001.017-1.027可测分子量61-63沸程，(760mmHg)160-170冰点10.5气味有氨味颜色APHA(最大)25表1-8 主要技术经济指标综合表指标名称计算单位设计指标成本万元生产规模ta30车间定员人40100原材料量：1.脱戊烷油ta78 000862四乙二醇醚ta5631蒸汽耗量ta1002冷
28、凝水耗量ta12 0005设备耗量及投资台8100车间建筑面积m22161082.1 工艺原理第2章 工艺设计与计算芳烃抽提工艺主要是利用溶剂四乙二醇醚对烃类各组分的溶解度不同和对相对挥发度影响的不同从烃类混合物中分离出纯芳烃。当溶剂四乙二醇醚和原料油在抽提塔接触时，溶剂对芳烃和非芳烃进行选择性溶解形成组分不同和密度不同的两个相。由于密度不同，使两相能在抽提塔内进行连续逆流接触。两相组分不同，一相是溶解芳烃的溶剂相(分散相)，另一相是非芳烃为主的抽余油相(连续相)。所得溶剂相进人汽提塔，在该塔中将重整脱戊烷油中芳烃与非芳烃彻底分离，气提塔顶底得到回流芳烃，回流芳烃返回抽提塔底，富溶剂则进入汽提
29、塔下段进行汽提蒸馏后得到高纯度的混合芳烃和贫溶剂;抽余油相则进人抽余油水洗塔内进行水洗后得到非芳烃产品。在抽提操作中，抽提速度与接触面积成正比，抽提塔的结构，分散相和连续相的选择，应有利于扩大两相的接触面积；浓度差是推动抽提进行的主要动力，采用逆流式抽提，加大溶剂比，有利于增加浓度差;增加两相的运动速度，减小相边界上液体层的厚度，有利于传质；保证必要的抽提时间，以达到要求的芳烃收率。2.2 工艺路线的选择我国第一套工业芳烃抽提装置是在60年代中期运转的，40年以来我国的芳烃抽提技术有了很大的发展。到目前为止我国已有四乙二醇醚类抽提装置几十套，在更换溶剂和简化流程方面取得了很大进展。多数装置改用
30、四乙二醇醚和较完善的简化流程，在三乙二醇醚的基础上，近年又开始使用溶解能力强、选择性好的四乙二醇醚溶剂进行抽提芳烃，仅做很少的设备改造便可收到可观的经济利益。我国第一套四乙二醇醚抽提芳烃装置是1990年投入使用的，第二套四乙二醇醚抽提芳烃装置也相继投入运转12。我国四乙二醇醚抽提技术的芳烃质量、芳烃回收率与现有的三乙二醇醚抽提技术相比有了明显提高，与引进的环丁砜抽提水平相当。如果将我国现有的三乙二醇醚抽提技术均改造成四甘醇抽提技术，必将产生巨大的经济效益13。但是，从装置能耗来看，环丁砜抽提工艺具有更大的优势，因此，近年来一百多套新厂均采用环丁砜抽提技术，我国也引进多套，这一差距给四乙二醇醚的
31、研究提出了挑战。但是，石油化工科学研究院现已完成四乙二醇醚抽提溶剂再生系统的改进，工业化后可使用四乙二醇醚抽提装置能耗降至与环丁砜相当的水平。而且国内生产四乙二醇醚的质量和价格，将会随四乙二醇醚抽提工艺的发展引起竞争，给用户更多的选择。因此本文选用四乙二醇醚作为芳烃抽提溶剂。2.3 工艺流程简述2.3.1工艺流程示意图瓦斯催化重整车间工艺路线如下图：预分馏预加氢辅助系统抽提精馏汽油二加氢来料重整抽提精馏轻烃苯余油汽油进料图2-1 重整装置总体框图抽提塔汽提塔减压塔芳烃脱水罐气提水罐回流芳烃脱水罐非芳烃沉降塔非芳烃水洗塔非芳烃沉降罐 图2-2 抽提工艺流程示意图2.3.2工艺流程简述抽提进料用抽
32、提塔进料泵（泵-302）送入抽提塔（塔-302）的中下部，与塔顶进入的四乙二醇醚溶剂进行逆流接触，抽提塔顶的非芳烃（抽余油） 经换-305冷却后依次通过非芳烃沉降塔（塔-304）和非芳烃水洗塔（塔-305），然后经非芳烃沉降罐（容-309）除去其中的含溶剂水后，去正己烷装置，作为生产溶剂油的原料。抽提塔底富含芳烃的溶剂靠自压进入汽提塔顶部的闪蒸罐，由于压力聚降，轻质非芳烃、部分苯和水蒸发出来，没有蒸发的液体流入汽提塔（塔-303），经过汽提分离。被汽提出的芳烃和水与闪蒸罐顶出来的轻质非芳烃、部分苯和水相混合一起进入空冷-307/13和换-307/15进行冷凝冷却。冷凝冷却后的油、水进入回流芳烃
33、脱水罐（容-302）进行油水分离，容-302内的油经回流芳烃泵打入抽提塔底部作为回流芳烃用。从汽提塔（塔-303）中部第21层侧线抽出芳烃及水汽经空冷-308和换-308/13冷凝冷却后进入芳烃脱水罐（容-303），分离出的芳烃送入芳烃中间罐（容-314）。从容-302、303中分离出的水流入汽提水罐（容-304），用汽提水进料泵抽出大部分经汽提水加热器（换-306）与汽提塔底贫溶剂换热入塔-303作为汽提蒸汽用，少部分打入非芳烃水洗塔（塔-305）作水洗非芳烃用。2.4 工艺参数抽提工段工艺参数如表2-1所示。表2-1 抽提工艺参数序号名称仪表位号单位控制指标1抽提塔压力PRC-330201
34、MPa0.71.02回流比FRC-3302010.50.93溶剂比FRC-3302025.09.04塔302界面LIC-33020150805贫溶剂含水（化验分析）9156贫溶剂PH值（化验报告）PH8117芳烃含非芳烃（化验报告）0.28非芳烃含苯（化验报告）39芳烃折光（化验报告）D 201.49710非芳烃折光（化验报告）D 201.319抽提工段物料状态与组分如表2-2、2-3所示。 表2-2 抽提工段物料状态表名称相态温度（）压力（MPa）总流量(Kgh)脱戊烷油液801.2009 750抽余油液1220.750水洗水液400.6501 500非芳烃液400.390芳烃液1370.9
35、77表2-3 抽提工段物料组分表 名称组分脱戊烷油抽余油1抽余油2水洗水非芳烃芳烃烷烃 C5-3.154.694.750.004.770.00 C637.7456.2356.910.0057.160.00 C718.7727.2728.310.0028.420.01 C82.673.984.030.004.040.00环烷烃C61.622.412.440.002.450.01 C71.261.881.900.001.900.00 C8+0.340.500.510.000.510.00芳烃 C621.790.080.080.000.0864.00 C710.200.230.230.000.252
36、9.56 C82.060.160.160.000.175.74 C9+0.300.100.100.000.100.68溶剂0.001.500.311.000.000.00水0.000.120.1299.000.000.00合计100.00100.00100.00100.00100.00100.002.5 物料衡算2.5.1物料衡算由于设计是以30万吨年催化重整工段为基础，所以到抽提工段的进料数据表2-2可知为9 750Kgh脱戊烷油。对整个抽提装置有抽提装置图2-3 抽提装置整体衡算图总的物料衡算 F = P+W （2-1）芳烃的衡算 FXF = PXP + WXW （2-2）非芳烃的衡算 F
37、YF = PYP + WYW （2-3）式中： F 体系进料的流量，Kgh ；P 体系一种出料的流量，Kgh ； W 体系另一种出料的流量，Kgh ；XF ，XP ，XW 分别为F，P，W中同一组分的物质分率；YF ，YP ，YW 分别为F，P，W中另一同一组分的物质分率；根据表2-3可知XF = 34.45，XP = 0.60，XW = 99.98，YF =65.65，YP =99.40，YW =0.02，而脱戊烷油F=9 750 Kgh，由公式（2 -1）、（2-2）、（2-3）可得芳烃P=6 439 Kgh，非芳烃W=3 311 Kgh。T302T304T305R3091图2-4 抽提工
38、段衡算图当使用四乙二醇醚时，一般维持溶剂比在6.5左右，一般选用回流比约0.81.0.因此计算取溶剂比为6.5，回流比0.8，则贫溶剂的流量为 F1 = 6.59 750 = 63 375 Kgh回流芳烃的流量为 F2= 0.89 750 = 7 800 Kgh对T302进行的物料衡算有：总的物料衡算 FF1F2 = PW （2- 4）油的衡算 FF1 = P XP + W XW （2- 5）水的衡算 F1 YF = P YP + W YW （2- 6）溶剂的衡算 F1 ZF = P ZP + W ZW （2- 7）对T304、T305、R3091进行衡算有：油的衡算 P XP = D （2-
39、 8）根据表2-3可知 XP=98.38，YP=0.12，ZP=1.50非芳烃D=3 311 Kgh，脱戊烷油F=9 750 Kgh，贫溶剂F1=63 375 Kgh，回流芳烃F2=7 800 Kgh。由公式（2- 4）、（2- 5）、（2- 6）、（2-7）、（2-8），可得抽余油1P=6 545 Kgh，富溶剂W=74 380 Kgh，Xw =14.94，Yw= 4.25，Zw=80.81。T305R3091图2-5 T305及R3091衡算图对T305、R3091进行衡算：总的物料衡算 FD = PD （2 - 9）油的衡算 F XF = W （2-10）水的衡算 F1 YF P YD
40、= P YF （2-11）溶剂的衡算 F ZF D ZD = P ZP （2-12）根据表2-3可知Xf =99.57，YF= 0.12，ZF=0.31，YD =99.00，ZD =1.00而水洗水D=1 500 Kgh，非芳烃W=6 439Kgh，由公式（2-9）、（2-10）、（2-11）、（2-12），可得抽余油2F=6 467 Kgh，水P=1 528 Kgh，YD =97.69，ZD =2.31。T304图2-6 T304衡算图对T304进行衡算：总的物料衡算 F = P+W （2-13）而抽余油1 F=6 545 Kgh，抽余油2 P=6 467 Kgh，由公式（2-13）可得水W=78 Kgh。2.5.2物料衡算表抽提工段物料平衡如下表所示。表2-4 抽提工段物料平衡表物料名称wtKghta脱戊烷油11.839 75078 000进 贫溶剂76.8963 375507 000回流芳烃9.467 800