苯-乙苯精馏塔工艺设计(共25页).doc
精选优质文档-倾情为你奉上绍兴文理学院化学化工学院2012化工设计报告苯-乙苯精馏塔工艺设计应化092班 钱武（19）目录第1节 设计任务书题目：苯-乙苯精馏塔工艺设计（一）设计题目某化工厂拟采用一板式塔分离苯乙苯混合液。已知：生产能力为年产44000 吨98%的乙苯产品；进精馏塔的料液含乙苯45%（质量分数，下同），其余为苯；塔顶的乙苯含量不得高于2%；残液中乙苯含量不得低于98%；料液初始温度为30，加热至沸点进料；塔顶冷凝器用温度为 30 的冷水冷却；塔底再沸器用温度为 150 的中压热水加热。试根据工艺要求进行：（1）板式精馏塔的工艺设计；（2）标准列管式原料预热器或塔顶冷凝器或塔底再沸器的选型设计；（3）确定接管尺寸；（4）画出带控制点的工艺流程图。（二）操作条件1.塔顶压力 4kPa（表压）2.进料热状态 泡点进料3.回流比 2倍最小回流比4.加热蒸气压力 0.5MPa（表压）5.单板压降 0.7kPa。（三）塔板类型板式塔（四）工作日每年工作日为300天，每天24小时连续运行。（五）主要物性数据1.苯、乙苯的物理性质项目分子式分子量沸点临界温度临界压强Pa苯AC6H678.1180.1288.56833.4乙苯BC8H10106.16136.2348.574307.72.苯、乙苯在某些温度下的表面张力t/2040608010012014028.826.2523.7421.2718.8516.4914.1729.327.1425.0122.9220.8518.8116.823.苯、乙苯在某些温度下的粘度t/0204060801001201400.7420.6380.4850.3810.3080.2550.2150.1840.8740.6660.5250.4260.3540.3000.2590.2264.苯、乙苯的液相密度t/20406080100120140877.4857.3836.6815.0792.5768.9744.1867.7849.8931.8913.6795.2776.2756.75.不同塔径的板间距塔径D/m0.3-0.50.5-0.80.8-1.61.6-2.42.4-4.0板间距HT/mm200-300250-350300-450350-600400-6006.苯-乙苯气液平衡数据T/xy8010001.000880.7430.940960.5420.8651040.3850.7621120.2590.6311200.1570.4651280.0720.2571360.0000.000第2节 方案设计方案设计本项目是设计苯-乙苯体系生产工艺的设计。分为精馏塔的设计，换热器的设计，阀门等带控制点的设备的设计。设计的主要内容为精馏塔的设计，换热器的选型以及带控制点的流程图的绘制。精馏塔的设计流程为原料液由高位槽经过预热器预热后进入精馏塔内。操作时连续的从再沸器中取出部分液体作为塔底产品（釜残液）再沸器中原料液部分汽化，产生上升蒸汽，依次通过各层塔板。塔顶蒸汽进入冷凝器中全部冷凝或部分冷凝，然后进入贮槽再经过冷却器冷却。并将冷凝液借助重力作用送回塔顶作为回流液体，其余部分经过冷凝器后被送出作为塔顶产品。为了使精馏塔连续的稳定的进行，流程中还要考虑设置原料槽。产品槽和相应的泵,有时还要设置高位槽。且在适当位置设置必要的仪表（流量计、温度计和压力表）。以测量物流的各项参数。换热器的选型主要为换热器的热量衡算以及其选型。原料预热器的热量主要通过再沸器中的蒸汽经过冷却下来的水，通过控制温度到达原料预热器的所需温度，用以加热，出去的水用来作为塔顶冷却器的冷却水，通过这样的循环，可以减少工厂运行的成本。方案简介设计方案简介：设计中采用泡点进料，塔顶上升蒸汽采用全冷凝器冷凝，冷凝液在泡点下一部分回流至塔内，其余部分经产品冷却器冷却后送至储罐。该物系属易分离物系，最小回流比较小，故操作回流比取最小回流比的1.5倍。塔釜采用间接蒸汽加热，塔底产品经冷却后送至储罐。加料方式采用直接流入塔内，采用泡点进料，即热状态参数q=1.0。具体如下：塔型的选择：本设计中采用浮阀塔。其设计比较容易。设计的依据与技术来源：本设计依据于精馏的原理（即利用液体混合物中各组分挥发度的不同并借助于多次部分汽化和部分冷凝使轻重组分分离），并在满足工艺和操作的要求，满足经济上的要求，保证生产安全的基础上， 对设计任务进行分析并做出理论计算。原料预热器的设计简介：料液的初始温度为30，通过塔底再沸器产生的热水进行加热，通过温度控制器来控制加热器是否要对加热水进行加热，然后进入原料预热器对原料进行预热。第3节 物料衡算3.1进料组成：3.2全塔的物料衡算：年生产能力：44000吨 乙苯 既44000*0.55/0.45 吨苯 F= D+W F XF =D XD +W XW 把已知数据带入上式，得 F=86.5+W F=86.5×0.985+W×0.0270 解得：F=138.81 Kmol/h， W=52.31 Kmol/hL=F+L=194.17 Kmol/hV=V=L+D=141.86 Kmol/h6.苯-乙苯气液平衡数据T/xy8010001.000880.7430.940960.5420.8651040.3850.7621120.2590.6311200.1570.4651280.0720.2571360.0000.000塔顶的温度：（由示差法求出）解得：T=82进料板温度：解得：T=92.7塔釜的温度：解得：T=1333.3相对挥发度： 查表得苯、乙苯的安托因常数如下： A B C苯 6.0231206.35 220.24 乙苯 6.079 1421.91 212.93根据与苯、乙苯的安托因常数可以求出苯，乙苯的饱和蒸汽压和相对挥发度，结果列于下表中。苯乙苯85.5（塔顶温度）饱和蒸汽压PoKPa107.5617.11相对挥发度苯-乙苯6.2994.8（进料温度）饱和蒸汽压PoKPa147.2726.71相对挥发度苯-乙苯5.51132.9（塔釜温度）饱和蒸汽压PoKPa405.4193.02相对挥发度苯-乙苯4.46则：全塔平均相对挥发度苯-乙苯=（6.29×5.51×4.46）1/3=5.333.4理论塔板数和进料板确定 XD=0.985 yF=0.901 XF=0.624Rmin=（XD-yF）/( yF XF)=（0.985-0.901）/(0.901-0.624)=0.32操作线方程：提馏段方程：由Origin作图（可双击编辑）可知：（图见下页）精馏段：理论塔板数为4块提馏段：理论塔板数为6块进料板为第5块板作图法求理论塔板数图3.5实际板数和实际进料位置确定苯、乙苯在某些温度下的粘度t/0204060801001201400.7420.6380.4850.3810.3080.2550.2150.1840.8740.6660.5250.4260.3540.3000.2590.226由示差法求得在塔顶、进料、塔底温度下的粘度,如下表：8292.7133苯0.303 mPa·s0.274 mPa·s0.195 mPa·s乙苯0.349 mPa·s0.320mPa·s0.238 mPa·s 顶 = 0.303×XD +0.349×(1XD) =0.304 mPa·s 底 = 0.195× XW +0.238×(1XW) = 0.237 mPa·s 进料=0.274×XF +0.32×(1XF)=0.291 mPa·s mPa·s 全塔效率 ET =0.49()-0.245 =0.445 NP = =10/0.445 =23块 即，实际塔板数为23 计算实际塔板数精馏段提馏段实际加料板位置在第10块第4节 塔体工艺尺寸计算4.1操作压力的计算塔顶操作压力 PD=P0+P表=101.3+4=105.3kPa每层塔板压降 P=0.7kPa进料板压力 PF=105.3+0.7*9=111.6kPa塔底板压力 PF=105.3+0.7*23=121.4kPa精馏段平均压力 Pm1=(105.3+111.6)/2=1.08.45kPa提馏段平均压力 Pm2=(105.3+121.4)/2=113.2kPa4.2 塔体工艺尺寸计算4.2.1 塔径的计算通过计算，塔顶，进料板，塔底的各种参数列于下表中。位置塔顶进料板塔底摩尔分数液0.9160.6240.027气0.9850.9010.108质量分数液0.8890.550.02气0.9800.870.082摩尔质量液80.46288.638105.354气78.5380.882103.086温度8292.7133苯、乙苯的液相密度表格t/20406080100120140877.4857.3836.6815.0792.5768.9744.1867.7849.8931.8913.6795.2776.2756.7苯，乙苯在不同温度下的密度：精馏段：t平均=（82+92.7）/2=87.4在87.4时，苯的密度 解得 =806.7Kg/m3 乙苯的密度 解得 =869.7 Kg/m3液相： tm=87.4 解得 Kg/m3 m3 /s气相：Kg/m3 m3/s提馏段：t平均=（133+92.7）/2=112.85在112.85时，苯的密度 解得 =777.4 Kg/m3 乙苯的密度 解得 =783.0 Kg/m3液相： tm=112.85 解得 Kg/m3 m3 /s气相：Kg/m3 m3/s对全塔：m3/s m3/sKg/m3Kg/m3 表面张力的计算：苯、乙苯在某些温度下的表面张力t/2040608010012014028.826.2523.7421.2718.8516.4914.1729.327.1425.0122.9220.8518.8116.82塔顶：82苯： 解得 =21.05乙苯： 解得 =22.72平均=0.985*21.05+(1-0.985)*22.72=21.08进料板：92.7苯： 解得 =19.79乙苯： 解得 =21.67平均=0.624*19.79+(1-0.624)*21.67=20.50塔底：133苯： 解得 =14.97乙苯： 解得 =17.52平均=0.027*14.97+(1-0.027)*17.52=17.45对全塔：不同塔径的板间距塔径D/m0.3-0.50.5-0.80.8-1.61.6-2.42.4-4.0板间距HT/mm200-300250-350300-450350-600400-600初选板间距HT=0.45m 取上液层高度hL=0.05mHT-hL=0.45-0.05=0.4m查上图smith关联图，得，依式校正到物系表面张力为19.68mN/m时的C取安全系数为0.7，则调整塔径为1.4m;塔截面积为AT=/4*D2=1.54m2U=Vv/AT=1.2/1.54=0.78m3/s4.2.2 浮阀个数的计算采用F1型重阀，重量为33g，孔径为39mm一般正常负荷情况下，希望浮阀是在刚全开时操作，实验结果表明此时阀孔动能因子Fo为8 11。所以，取阀孔动能因子 Fo = 11，用式求孔速V为气相密度。依式N =Vv/(/4*d02U0)求塔板上的理论浮阀数，即 4.2.3精馏塔有效高度的计算精馏段有效高度的计算：Z1 = 9×0.45=4.05m 提馏段有效高度的计算：Z2 = 14×0.45=6.3m 人孔数目根据塔板安装方便和物料的清洗程度而定。 对于处理不需要经常清洗的物料，可隔810块塔板设置一个人孔；对于易结垢、结焦的物系需经常清洗，则每隔46块塔板开一个人孔。人孔直径通常为450-550mm。此处每隔5层塔板开一人孔，人孔高度为0.5m人孔直径HT，为0.5m. 人孔数：S= (23/5)-1 = 3.64塔顶空间指塔内最上层塔板与塔顶空间的距离。为利于出塔气体夹带的液滴沉降，其高度应大于板间距，塔顶空间高度通HD常取1.0-1.5m：此处取1.2m塔底空间指塔内最下层塔板到塔底间距。其值视具体情况而定：当进料有15分钟缓冲时间的容量时，塔底产品的停留时间可取35分钟，否则需有1015分钟的储量，以保证塔底料液不致流空。塔底产品量大时，塔底容量可取小些，停留时间可取35分钟；对易结焦的物料，停留时间应短些，一般取11.5分钟。此处塔底空间高度HB 取1.5m。进料段高度HF取决于进料口得结构形式和物料状态，一般比HT大，此处取0.5m塔高：H =HD+(N-2-S) HT+SHT，+HF+HB =1.2+（23-2-4）×0.45+4×0.5+0.5+1.5 =12.85m第5节 各接管的设计5.1进料管苯与乙苯在某些温度下的密度如下：t/20406080100120140877.4857.3836.6815.0792.5768.9744.1867.7849.8831.8813.6795.2776.2756.7在92.4时，由示差法可知 苯=800.7Kg/m3 ，乙苯=802.6Kg/m3 ，则，进料的平均密度Kg/m3进料体积流量;取适宜的输送速度uf=2.0m/s, 则：输送管径经圆整选取热轧无缝钢管(GB 816387)，规格：60×3.5mm实际管内流速： m/s5.2釜残液出料管釜液的平均摩尔分子质量釜残液的质量流量可近似查得，塔底温度133时，苯=752.8Kg/m3 ，乙苯=763.5 kg/m3釜残液的平均密度则，残液的体积流量取适宜的输送速度：uf=1.0m/s, 则：输送管径经圆整选取热轧无缝钢管，规格：57×3.5mm实际管内流速：m/s 5.3回流液管回流液的质量流量：可近似查得，塔顶回流温度81.1 时，苯=813.8Kg/m3 ，乙苯=812.6 kg/m3回流液的平均密度则：回流液的体积流量利用液体的重力进行回流，取适宜的回流速度uL=1m/s则：回流管径输送管径经圆整选取热轧无缝钢管，规格：50×2.5mm实际管内流速： m/s5.4塔顶产品出口管塔顶产品的质量流量可近似查得，塔顶产品温度81.1 时，苯=813.8Kg/m3 ，乙苯=812.6 kg/m3产品液的平均密度则：产品液的体积流量取适宜的流速uL=1m/s则：管径输送管径经圆整选取热轧无缝钢管，规格：63.5×3.5mm实际管内流速： m/s第6节 热量衡算6.1塔顶冷却水用量塔顶采用泡点回流，则计算回流温度t=81.7在塔顶82的汽化热苯=395 KJ/Kg，乙苯=270 KJ/Kg；则，平均汽化热= XD×苯+（1- XD）×乙苯=393.12 KJ/Kg查苯，乙苯比热容和汽化热如下表：80100120140苯比热容KJ/Kg.k1.8811.9532.0472.143汽化热KJ/Kg394.1379.3363.2345.5乙苯比热容KJ/Kg.k1.9342.0082.0832.157汽化热KJ/Kg370.0359.3347.9335.9比热容为Cp苯 =1.888KJ/Kg.k，Cp乙苯=1.941 KJ/Kg.k则，平均比热容Cp= XD×Cp苯+（1- XD）× Cp乙苯=1.889 KJ/Kg.k馏出液D的质量QD=XD×D×M苯+（1- XD）×D×M乙苯=6895.04 Kg/h回流液质量QL=R*QD=4412.8 Kg/h则冷凝器热负荷Q=（QD+QL）×+（QD+QL）×Cp×T=(6895.04+4412.8) ×393.12+(6895.04+4412.8)×1.889×(82-81.7) =4.45×106 KJ/h水的比热容可认为Cp水=4.2 KJ/Kg.k则，冷却水用量 Kg/h6.2塔釜饱和蒸汽用量由上表估算塔釜温度133时汽化热苯=351.7 KJ/Kg，乙苯=340.1 KJ/Kg则，塔釜平均汽化热塔釜= Xw×苯+（1- Xw）×乙苯=340.4 KJ/Kg釜液的质量流量Qw=W*Mw=5511.07 Kg/h则，塔底再沸器的热负荷Q再沸器=Qw×塔釜=340.4×5511.07=1.88×106 KJ/h再沸器采用间接蒸汽加热，在加热蒸汽压力为0.5MPa下，蒸汽密度=2.6673Kg/m3,则所需蒸汽：第7节 辅助设备的计算及选型7.1 冷凝器的选择有机物蒸气冷凝器设计选用的总体传热系数一般范围为：5001500kcal/(m2.h.)本设计取出料液温度：82（饱和气）81.1（饱和液）冷却水温度：3050逆流操作：t1= 51.7, t2=32由前面算得冷凝器交换的热量 Q = 4.45×106 kJ/h则，传热面积为故所选换热器为: JB/T 471592 称直公径mm管程数N换热管径mm管子根数n中心排管数管程流通面积m2换热面积m2换热管长度mm32511999110.01755.715007.2 再沸器的选择塔釜内温度T =133. 假设釜液由饱和液体经蒸汽加热转变为饱和蒸汽，加热蒸汽由饱和蒸汽放热转变为同温度下饱和液体。取由前面估算加热蒸汽温度t=150逆流操作时：由前面4.2算得再沸器交换的热量 Q = 1.88×106 kJ/h则，传热面积为故所选换热器为: JB/T 471592 称直公径mm管程数N换热管径mm管子根数n中心排管数管程流通面积m2换热面积m2换热管长度mm2732195680.00496.42000附录一：符号说明专心-专注-专业英文字母 Ls液体体积流量，m3/hAa塔板开孔区面积，m2 n筛孔数目Af降液管截面积，m2 P操作压力，kPaAo筛孔区面积，m2 P气体通过每层筛板的压降，kPaAT塔的截面积，m2 T理论板层数C负荷因子，无因次 C20表面张力为20mN/m的 u空塔气速，m/sdo筛孔直径，m D塔径，m uo'液体通过降液体系的速度，m/sR回流比 Vs气体体积流量，m/sRmin最小回流比 HT塔板间距，mH板式塔高度，m Hd降液管内清夜层高度，m HF进料处塔板间距，m Lh液体体积流量，m3/hM平均摩尔质量，kg/kmol T平均温度， 希腊字母hd与液体流过降液管压强降 粘度mPa·s相当的液柱高度密度，kg/m3hf板上清液高度，m 表面张力，mN/m L液相 V气相附录二：带控制点的工艺流程图（由AUTO CAD 制作，可双击编辑）
