2.97万吨年苯—甲苯连续精馏装置工艺设计

1、 广东石油化工学院化工原理课程设计设计说明书设计题目：2.97万吨/年苯甲苯连续精馏装置工艺设计姓 名 班 级 学 号 完成日期 2013-07- 09 指导教师 成 绩 332.97万吨/年苯甲苯连续精馏装置工艺设计化工原理课程设计任务书一、 任务名称：2.97万吨/年 苯-甲苯连续常压精馏装置工艺设计说明书二、 任务给定条件1. 各班学号未两位任务处理量为：1班(1500 + 学号×100)kg/h；2班(1500 + 学号×150)kg/h；3班(1500 + 学号×200)kg/h；4班(1500 + 学号×250)kg/h；5班(1500 +

2、学号×300)kg/h。2. 原料组成：1班含苯0.25(质量分率，下同) ；2班含苯0.35；3班含苯0.40(质量分率，下同) ；4班含苯0.45；5班含苯0.503. 产品组成：塔顶产品，含苯0.98(质量分率，下同) ；塔底产品，含苯0.01；4. 进料热状况参数条件：1班为0；2班为0.25；3班为0.5；4班为0.75：5班为1.0。5. 塔顶采用30的冷回流，冷却水温度25，回用循环水温度45；塔底重沸器加热介质为比密度0.86的柴油，进口温度290，出口温度160。6. 其它用于经济评价参数：加工纯利润600元/吨原料油，操作费用计量：料液输送3元/吨，冷却水16元/

3、吨，热载体(柴油)160元/吨；固定资产计量：传热面积4000元/平方米, 泵1200元/(立方米/小时) ；5000元/(立方米塔体)；3000元/(平方米F1型浮阀(重阀) 塔板) 。装置使用年限15年。三、说明书目录的主要内容规定1. 说明书标准封面；2. 目录页，任务书页3. 说明书主要内容规定1) 装置流程概述，2) 装置物料平衡，3) 精馏塔操作条件确定，4) (适宜回流比/最小回流比)为1.35时理论塔板数及进料位置，5) 精馏塔实际主要工艺尺寸，6) 精馏塔塔顶第二板、进料口上第三板和进料口下第二板塔板结构参数7) 精馏塔结构参数汇总表和精馏塔结构简图(A3图) ，8) 装置热

4、衡算9) 装置经济效益和工艺设计评价四、参考书目1) 化工原理课程设计指导；2) 夏清等编化工原理(上) 、( 下) 2002年修订版；3) 化工工艺设计图表；4) 炼油工艺设计手册浮阀塔分册。目 录一、前言3二、设计方案的确定42.1处理量确定42.2设计题目42.3概述42.4 设计方案52.4.1塔设备的工业要求52.4.2工艺流程如下：52.4.3流程的说明5三、精馏塔设计63.1工艺条件的确定63.1.1苯与甲苯的基础数据63.1.2设计条件73.2精馏塔物料恒算73.2.1摩尔分数73.2.2原料液及塔顶、塔底产品的平均摩尔量83.2.3物料恒算与负荷计算及其结果表83.3塔板数计

5、算83.3.2作平衡线和q线求Rmin93.3.3求理论塔板数103.3.1塔平均温度和平均挥发度103.3.4求平均塔效率ET113.3.5求实际板层数113.4塔的工艺条件及有关物性数据的计算113.4.1操作压力及温度的确定113.4.2气液相摩尔质量计算113.4.3气液相密度计算123.4.4液体表面张力计算133.4.5液体的粘度133.5塔的塔体工艺尺寸计算143.5.1塔径的计算143.5.2气液相负荷143.5.3气液相体积流率143.5.4精馏塔有效高度的计算（除去进料板）143.5.5塔附件及总高度的计算153.6热量衡算173.6.1塔顶全凝器 Qc(以1秒钟计算)17

6、3.6.2全凝器的传热面积A173.6.3全凝器清水的用量183.6.4塔底再沸器QB (以1秒钟来算)183.6.5再沸器的传热面积A193.6.6再沸器的柴油的用量193.6.7.原料预热器193.6.8塔釜产品冷却器(以1秒钟来算)213.7经济效益213.7.1设备费用计算（以R1=1.884计算为例）213.7.2固定资产折旧后年花费用223.7.3主要操作年费用计算（以R1=1.884计算为例）223.7.4年总成本233.8F1型浮阀塔板设计233.8.1溢流装置计算233.8.2塔板布置及浮阀数目与排列243.8.3塔板流体力学验算253.8.4塔板负荷性能图27四、设计结果一

7、览表31五、工艺设计评价及设计总结32 参考文献33一、前 言苯在工业、民用等方面，都有很广泛的应用，是很重要的一种原料。在很多方面，要求苯有不同的纯度，有时要求纯度很高，这时是很有困难的，因为苯是一种很好的有机溶剂，能用来溶解很多物质，所以，想要得到高纯度的苯必须通过一定的方法。要想把低纯度的苯-甲苯溶液提升到高纯度，最简单的方法就是用连续精馏的方法，因为苯和甲苯的挥发度相差不大。精馏是多数分离过程，即同时进行多次部分汽化和部分冷凝的过程，因此可使混合液得到几乎完全的分离。化工厂中精馏操作是在精馏塔内进行的，塔内装有若干层塔板或充填一定高度的填料。为实现精馏分离操作，除精馏塔外，还必须从塔底

8、引入上升蒸汽流和从塔顶引入下降液。可知，单有精馏塔还不能完成精馏操作，还必须有塔底再沸器和塔顶冷凝器，有时还要配原料液预热器、回流液泵等附属设备，才能实现整个操作。浮阀塔与20世纪50年代初期在工业上开始推广使用，由于它兼有泡罩塔和筛板塔的优点，已成为国内应用最广泛的塔型，特别是在石油、化学工业中使用最普遍。浮阀有很多种形式，但最常用的形式是F1型和V-4型。F1型浮阀的结果简单、制造方便、节省材料、性能良好，广泛应用在化工及炼油生产中，现已列入部颁标准（JB168-68）内，F1型浮阀又分轻阀和重阀两种，但一般情况下都采用重阀，只有处理量大且要求压强降很低的系统中，才用轻阀。浮阀塔具有下列优

9、点：1、生产能力大。2、操作弹性大。3、塔板效率高。4、气体压强降及液面落差较小。5、塔的造价低。浮阀塔不宜处理易结焦或黏度大的系统，但对于黏度稍大及有一般聚合现象的系统，浮阀塔也能正常操作。通过对苯-甲苯连续精馏塔的设计,增加对化工生产过程的了解以及对化工原理这门课程的认识。二、设计方案的确定2.1 处理量确定处理量为:1500+09×250=3750Kg/h，年处理量3750×24×330=2.97万吨/年2.2 设计题目 2.97万吨苯-甲苯连续精馏装置工艺设计2.3 概 述塔设备是炼油、化工、石油化工等生产中广泛应用的气液传质设备。根据塔内气液接触部件的结

10、构型式，可分为板式塔和填料塔。板式塔大致可分为两类：有降液管的塔板和无降液管的塔板。工业应用较多的是有降液管的塔板，如浮阀、筛板、泡罩塔板等。浮阀塔广泛用于精馏、吸收和解吸等过程。其主要特点是在塔板的开孔上装有可浮动的浮阀，气流从浮阀周边以稳定的速度水平地进入塔板上液层进行两相接触。浮阀可根据气体流量的大小而上下浮动，自行调节。浮阀塔的主要优点是生产能力大，操作弹性较大，塔板效率高，气体压强降及液面落差较小，塔的造价低，塔板结构较泡罩塔简单.浮阀有盘式、条式等多种，国内多用盘式浮阀，此型又分为F1型（V1型）、V4型、十字架型、和A型，其中F1型浮阀结构较简单、节省材料，制造方便，性能良好，故

11、在化工及炼油生产中普遍应用，已列入部颁标准（JB111881）。其阀孔直径为39mm，重阀质量为33g，轻阀为25g。一般多采用重阀，因其操作稳定性好。2.4 设计方案1) 塔设备的工业要求总的要求是在符合生产工艺条件下，尽可能多的使用新技术，节约能源和成本，少量的污染。精馏塔对塔设备的要求大致如下：一：生产能力大：即单位塔截面大的气液相流率，不会产生液泛等不正常流动。二：效率高：气液两相在塔内保持充分的密切接触，具有较高的塔板效率或传质效率。三：流体阻力小：流体通过塔设备时阻力降小，可以节省动力费用，在减压操作是时，易于达到所要求的真空度。四：有一定的操作弹性：当气液相流率有一定波动时，两相

12、均能维持正常的流动，而且不会使效率发生较大的变化。五：结构简单，造价低，安装检修方便。六：能满足某些工艺的特性：腐蚀性，热敏性，起泡性等.2) 工艺流程如下：苯与甲苯混合液（原料储罐）原料预热器浮阀精馏塔（塔顶：全凝器分配器部分回流，部分进入冷却器产品储罐）(塔釜：再沸器冷却器产品进入储罐）3) 流程的说明本方案主要是采用浮阀塔，苯和甲苯的原料混合物进入原料罐，在里面停留一定的时间之后，通过泵进入原料预热器，在原料预热器中加热到85度，然后，原料从进料口进入到精馏塔中。混合物中既有气相混合物，又有液相混合物，这时候原料混合物就分开了，气相混合物在精馏塔中上升，而液相混合物在精馏塔中下降。气相混

13、合物上升到塔顶上方的冷凝器中，这些气相混合物被降温到泡点，其中的液态部分进入到塔顶产品冷却器中，停留一定的时间然后进入苯的储罐，而其中的气态部分重新回到精馏塔中，这个过程就叫做回流。液相混合物就从塔底一部分进入到塔底产品冷却器中，一部分进入再沸器，在再沸器中被加热到泡点温度重新回到精馏塔。塔里的混合物不断重复前面所说的过程，而进料口不断有新鲜原料的加入。最终，完成苯与甲苯的分离。 三、精馏塔设计3.1工艺条件的确定1) 苯与甲苯的基础数据表3-1常压下的相平衡数据温度/80.1859095100105110.6101.33116.9135.5155.7179.2204.2240.0404654

14、63.374.386101.332.542.512.462.412.37x1.000.7800.5810.4120.2580.1300y1.000.8970.7730.6330.4610.2690 表3-2 苯与甲苯的物理性质物质分子式相对分子量沸点/临界温度/临界压力/Pa苯C6H678.1180.1288.56833.4甲苯C7H892.13110.6318.574107.7 表3-3 Antoine常数值物质ABC苯6.0231206.35220.24甲苯6.0781343.94219.58 表3-4苯与甲苯的液相密度温度/8090100110120130815803.9790.3780

15、.3770.9761.3810800.2792.5780.3768.9758.5 表3-5 液体的表面张力温度/809010011012013021.2720.0618.8517.6616.4915.2321.6920.5919.9418.4117.3116.04 表3-6 液体的黏度温度/80901001101201300.3080.2790.2550.2330.2150.2030.3110.2860.2640.2540.2280.213 表3.7 液体的汽化热温度/8090100110120苯/(KJ/Kg)386.9384.1379.3371.5363.2甲苯/(KJ/Kg)379.93

16、73.8367.6361.2354.62) 设计条件：1 操作压力：10(塔顶表压)2 进料：45%苯3 产品：98%苯4 釜液：2%苯5 原料处理量：3750Kg/h6 单板压降：: 0.77 全塔效率:通过计算获得8 回流比：自选9 操作条件：a. 间接蒸汽加热； b. 塔顶压强：101.3(绝压)c. 进料热状况：0.7510 全塔效率:通过计算获得3.2 精馏塔物料恒算1) 原料液、塔顶及塔底产品的摩尔分数苯的摩尔质量甲苯的摩尔质量 2) 原料液以及塔顶,塔底产品的平均摩尔质量3) 物料恒算原料处理量3750kg/h换算成以摩尔流量为总物料衡算 苯物料衡算 联立解得 , 物料kg/hk

17、g/s万吨/年kmol/hkmol/sF3691.331.0262.92443.990.0122D1700.20.47221.34721.70.00603W2049.790.56941.62322.290.00619 3.3塔板数计算1) 理论板层数的求取 苯甲苯属理想物系，可采用图解法求理论板层数。1 由手册查得苯甲苯物系的气液平衡数据，绘出x-y图，如下图1：2 求最小回流比及操作回流比。由图可求得q线方程与平衡线的交点坐标为：故最小回流比为： 取 R=1.351.6883 求精馏塔的气、液相负荷1.68836.6358.3380.6258.334 求精馏段操作线方程精馏段操作线方程提馏段

18、操作线方程5 理论板层数 从图1中求解理论板层数为：总理论板层数 （包括再沸器）进料板位置 2) 实际的板层数的求取 公式 ： 1 塔平均温度和相对挥发度塔顶温度：塔底温度：平均温度：平均温度下分别查得：饱和蒸汽压： 相对挥发度：查t-x-y图得， 粘度： 平均温度下的液体粘度2 全塔效率：3 实际的板层数：精馏段实际板层数 提馏段实际板层数 3.4 精馏塔的工艺条件及有关物料性数据的确定以精馏段为例进行计算1) 操作压力的计算塔顶操作压力：每层塔板压降：进料板压力：精馏段平均压力：2) 操作温度的计算：塔顶温度:精馏段最后一块板温度:83进料板温度: 精馏段平均温度：3) 气液相平均摩尔质量

19、计算1 塔顶平均摩尔质量计算:由0.983，查平衡曲线得， 0.9592 进料板平均摩尔质量计算根据精馏段的计算可知0.48 0.693总情形如下表:项目气相摩尔浓度液相摩尔浓度塔顶0.9920.98078.2278.29进料板0.0390.01391.5891.904) 气液相平均密度计算1 气相平均密度计算2 液相平均密度计算液相平均密度计算用以下公式 塔顶液相平均密度计算：由80.5,查手册得 ， 进料板平均密度计算：由99.9,查手册，得 ， 进料板液相的质量分率：故，精馏段液相的平均密度为5) 液体平均表面张力的计算由80.5,查手册得, 进料板液相平均表面张力计算:由99.9,查手

20、册，利用内差法得, 精馏段液相平均表面张力为: 6) 液体平均粘度计算公式：塔顶液相平均粘度计算：由80.5,查手册得, 进料板液相平均粘度的计算：由99.9,查手册，利用内差法得, 解得 精馏段液相平均粘度为：总情形如下表项目yx粘度()气相平均密度(kg/)液相平均密度(kg/)Pm ()温度()塔顶0.9830.9590.3073.12814.9111.380.5进料板0.480.6930.2813.12781.8123.299.53.5 塔体的工艺尺寸计算1) 塔径的计算精馏段的气液相体积流量为：由于其中C由式,其中由图查取,图的横坐标为取板间距,板上液层高度则查史密斯关联图得0.08

21、6, 取安全系数0.6,则空塔气速为0.813 塔径：按标准塔径圆整后为 塔截面积为 实际空塔气速为 2) 精馏塔总有效高度的计算精馏段有效高度为提馏段有效高度的计算精馏塔有效高度为人孔数塔有效高度7.28.1416.13) 塔附件及总高度的计算1 塔顶空间为了安装人孔及破沫网，取塔顶2 进料板高度安装人孔及气液相进料，取稍大一点，所以3 塔底空间假定塔底空间依储存液量停留3分钟，那么塔底液高：取塔底液面距最下面一层板留1.10米，故塔底空间4 封头高度 5 裙座高度取一个平台高度6 塔壁厚计算取每年腐蚀1.5mm，因限制用年数为15年，年寿终了的最低那么壁厚故按标准，取壁厚28mm7 塔总高

22、度各附件高度和塔总高RR10.810.82.00.254.62823.753.6 精馏塔热量衡算1) 塔顶全凝器 热负荷Qc(以1秒钟计算)因为塔顶组成苯的含量很高，现用苯的参数来求对应其温度的焓为：由,查手册得其温度的所以 故总的负荷 热负荷表1642.74218.341861.082) 全凝器的传热面积A换热面积的计算热流体T 80.530冷流体t ： 45.025 ： 35.5 5 故选取则传热面积3) 冷凝器清水的用量查手册t=35.0时水的比热容，故故一年的用水量：表3-15 循环水的用量表14.6241.684) 塔底再沸器QB (以1秒钟来算)全塔的热量衡算式且由进料温度为99.

23、9，由手册查得其对应温度苯的汽化热为,甲苯汽化热为所以 查苯和甲苯的焓图得其进料温度下的焓值为所以将数据代上 , 得 从前面可知和的值，并分别把它们的值代人全塔热量衡算式得： 5) 再沸器的传热面积A: 290 160 : 99.9 99.9 : 190.1 50.1 因属于液汽传热，故可取传热系数K=1000w/m2.，所以传热面积为： 6) 再沸器的柴油的用量查手册得比密度为0.86，温度为160的柴油焓值：，温度为290的焓值：所以故一年柴油的用量为:7) 原料预热器 先用塔底产品预热，再用柴油预热。1 求原料预热所需的热量(以1秒钟来算)取原料罐的物料为常温25. 则: : 25 99

24、.9查手册得该温度下的苯和甲苯的比热皆为故2 塔底产品能给的热量及其换热面积取产品冷到75，原料先预热到62.45所以 , : 99.9 75: 62.45 25: 37.45 50， 查手册得下的苯和甲苯的比热皆为:所以塔底产品能给的热量：因属于液液传热，故依经验值可取K=600w/m2.3 柴油预热器(以1秒钟来算)由上得每秒还要柴油给原料供热为 : 290 160 : 99.9 25 : 190.1 105同理每秒柴油的用量故一年柴油的用量: 8) 塔釜产品冷却器(以1秒钟来算)由上知塔釜产品换热到75，所以再用冷却水冷却即可。: 75 35t : 45 25: 30 10 ， 查手册得

25、温度下的苯和甲苯的比热皆为故依然取K=600w/m2.，所以一秒的冷却水用量为：一年的冷却水量为： 3.7经济效益1) 设备费用计算1 塔体费用塔体真实直径为塔径加壁厚即： 故其塔体截面积为：所以其塔体体积为：按塔体报价5000元/（立方米塔），故其塔体费用为：2 塔板费用塔板总面积：按塔板报价3000元/（平方米塔板F1型浮阀（重阀），故其塔板总费用为：3 总换热器费用5个换热器的总面积为：按传热面积报价4000元/平方米，故其总换热器费用：4 总设备费用总设备费用为：23.7510.409.461142.39456.95876.8192) 固定资产折旧后年花费用折旧后每年设备花出的费用按下

26、列公式估算：3) 主要操作年费用计算1 清水用量费用依据前面可知，每年塔顶冷凝器用水量: 釜液冷却一年用水量: 按冷却水报价为16元/吨故其冷却水总费用为：2 柴油用量费用依据前面可知，每年再沸器柴油用量: 原料预热年用柴油量 : 按柴油费报价为160元/吨，故其柴油总费用为：3 料液输送费按料液输送报价3元/吨，得其年料液输送费为：4 总操作费用由上可得其总操作费用为：4) 年总成本由以上可得年总成本为：R688.822296.03219.6023010.5543.8 F1型浮阀塔板设计1) 溢流装置的计算选用单溢流弓形降液管，凹形受液盘不设进口堰1 堰长:0.66D=0.662 堰高 取3

27、 弓形降液管宽度和面积用图求取和,因为由由该图查得:,那么依式停留时间大于5秒,故降液管尺寸合格.4 降液管底隙高度取降液管底隙处流体流速=0.13m/s ，则 取2) 塔板布置和浮阀数目与安排. 取阀动能因子计算孔速阀孔数目取边缘区宽度,破沫区宽度,用下式进行计算浮阀采用等腰三角形叉排,取同一横排的孔心距则按考虑到塔的直径比较大,必须采用分块式塔板.而各分块板的支撑同衔接也要占去一部分面积,所以排间距采用按,以等腰三角形叉排做图,排得阀数64个,按N=64重新核算孔数和阀动能因数:3) 塔板流体力学的计算.1 气相通过浮阀板的压强降a. 干板阻力:由于因为所以按下式进行计算b. 气体通过液层

28、的阻力:醇水混合物为碳氢化合物,取充气系数进行计算.c. 液体表面张力由于液体表面张力所造成的影响很小,所以忽略不计。因此,气流经过一层塔板的压降所相当的液柱高度为：则单板压降为542<700设计合格2 液 泛a. 气体通过塔层的单板压降相当于液柱高度己经算出b. 液体通过降液管的压头损失:因不设进口堰，所以c. 板上液层高度:前已经选定板上液层高度为：则 ：苯-甲苯属于一般物系，取。己选,则： 可见,符合防止塔淹塔的发生.3 雾沫夹带 板上液体流径长度:板上液流面积:苯和甲苯混合液为正常系统,可取物性系数K=1.0,又由图查得泛点负荷系数分别用下两式计算：根据两式计算得出泛点率都在80

29、%以下,故可知雾沫夹带量能满足要求.4) 塔板负荷性能图1 雾沫夹带线 按泛点率为80%计算如下:整理得由上式知雾沫夹带线为直线，则在操作范围内任取两个值，依上式算出相应的的值列于下表中。据表中数据点可作出雾沫夹带线。0.0005660.0010.0020.0040.0050.0061.0481.0461.02540.9990.9820.9662 液泛线已知由上式确定液泛线,忽略,将各项对应的公式代入上式，整理得下式:因物系一定,其中.为定值.而与又有如下关系,即 式中阀孔数N与孔径879也是定值.因此可将上式简化为与的关系：把a b c d 带入 整理得：依次取几个值.依上式计算出相应的值,

30、列于下表,根据表中数据,做出相应的液泛线.0.000560.0010.0020.0040.0050.0061.1081.091.0470.9510.8930.8313 液相负荷上限线 液体的最大流量应保证在降液管中停留时间5秒,依下式可知液体在降液管内的停留时间为：以作为液体在降液管内停留时间的下限,则求出上限液体流量(常数)值,在图上液相负荷上限线与气体流量无关的竖直线.4 漏液线 对于F1型重阀,依计算,则.又知则得以作为规定气体最小负荷的标准.则根据数据作出液体流量的无关的水平漏液线。5 液相负荷下限线 取堰上液层高度作为液相负荷的下限条件.计算出LS的下限值：. 取E=1,则：依此做出

31、液相负荷下限线,该线与气相流量无关的竖直线.根据上述所有条件与结果做出塔板负荷性能图，下图所示：读图可知：1 任务规定的气,液相负荷下的操作点P（0.0011，0.417）处在操作区内的适宜位置。2 该筛板塔的操作上限为雾夹带控制,操作下限为液相负荷下限线控制.3 按照固定的液气比,由本设计附图查出塔板的气相负荷上限以及下限计算出操作弹性为: 四、设计计算结果汇总于下表序号项目符号单位计算结果1平均温度90.22平均压力kpa117.253塔顶流量气相m3/s0.4174液相m3/s0.00115塔底流量液相m3/s0.0039446实际塔板数块367塔的总高度Zm23.758塔径Dm1.09板间距Hm0.4510塔板溢流形式单流型11空塔气速um/s0.81312溢流装置溢流管形式弓型13溢流堰长度Lwm0.6614溢流堰高度hwm0.05615板上液层高度hLm0.0716堰上液层高度howm0.009417安定区宽度Wsm0.06518开孔区到塔壁距离Wcm0.119鼓泡面积Aam20.56120阀孔直径dm0.03921浮阀数个n个6222阀孔气速u0m/s8.8323阀孔动能因数F09.8924开孔率%1425孔心距tm0.007526排间距tm0.12127塔板压降Pkpa52928液体在降液管内的停留时间s14.9829底隙高度hom0.0