苯-乙苯精馏塔工艺设计

1、绍兴文理学院化学化工学院化工设计报告苯-乙苯精储塔工艺设计应化092班钱武09114514 ( 19)2012目录第 1 节设计任务书 3（一）设计题目 3（二）操作条件 3（三）塔板类型 3（四）工作日 4（五）主要物性数据 4第 2 节方案设计 6方案设计 6方案简介 6第 3 节物料衡算 73.1 进料组成： 73.2 全塔的物料衡算： 73.3 相对挥发度： 93.4 理论塔板数和进料板确定 93.5 实际板数和实际进料位置确定 10第 4 节塔体工艺尺寸计算 114.1 操作压力的计算 114.2 塔体工艺尺寸计算 12第 5 节各接管的设计 185.1 进料管 185.2 釜残液出

2、料管 185.3 回流液管 195.4 塔顶产品出口管 19第 6 节热量衡算 206.1 塔顶冷却水用量 206.2 塔釜饱和蒸汽用量 21第 7 节辅助设备的计算及选型 217.1 冷凝器的选择 217.2 再沸器的选择 22第1节设计任务书题目：苯-乙苯精储塔工艺设计（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；进精储塔的料液含乙苯 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 C,加热至沸点进料；塔顶冷凝器用温度为30 C的冷水冷却：塔底再沸器用温度

3、为 150 C的中压热水加热。试根据工艺要求进行：（1）板式精储塔的工艺设计；（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 00.7kPa。（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C临界温度C临界压强Pa苯AGH78.1180.11288.56833.4乙苯BCH。106.1613

4、6.2348.574307.72.苯、乙苯在某些温度下的表面张力t/ C20406080100120140苯(mN/m)28.826.2523.7421.2718.8516.4914.17乙苯(mN/m)29.327.1425.0122.9220.8518.8116.823.苯、乙苯在某些温度下的粘度t/ C020406080100120140苯(mPa s)0.7420.6380.4850.3810.3080.2550.2150.184乙苯(mPa s)0.8740.6660.5250.4260.3540.3000.2590.2264.苯、乙苯的液相密度t/ C204060801001201

5、40苯(kg/m3)877.4857.3836.6815.0792.5768.9744.1乙苯(kg/m3)867.7849.8931.8913.6795.2776.2756.75.不同塔径的板间距塔彳D/m0.3-0.50.5-0.80.8-1.61.6-2.42.4-4.0板间距HT/mm200-300250-3501300-450350-600400-6006.苯-乙苯气液平衡数据T/ Cxy801. 0001.000880.7430.940960.5420.8651040.3850.7621120.2590.6311200.1570.4651280.0720.2571360.0000.

6、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

7、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

8、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30C,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:0. 55X F 78 . 1

9、1 0. 624F 0. 550. 4578 . 11106 . 110. 98XD 78.1 0. 9850. 980. 0278. 11106. 110. 020. 02708- 0. 020. 9878. 11106. 113.2 全塔的物料衡算:年生产能力：44000吨 乙苯 既44000*0.55/0.45吨苯86. 5Kmol/ hD 44000 / 0. 45 * 0.55 * 1000300 * 24 * (0. 985* 78. 11 (10. 985) * 106. 11)F= D+W F Xf =D Xd +W Xw把已知数据带入上式，得F=86.5+WF=86.5X 0

10、.985+WX 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/ Cxy801. 0001.000880.7430.940960.5420.8651040.3850.7621120.2590.6311200.1570.4651280.0720.2571360.0000.000塔顶的温度：（由示差法求出）88 T0. 9400. 985T800. 985 1解得：T=82 C进料板温度：96 T0. 5420. 624T880. 6240

11、. 743解得：T=92.7C塔釜的温度：136 T00. 027T 1280.0270.072解得：T=133 C3.3 相对挥发度:Lgpo查表得苯、乙苯的安托因常数如下:ABC苯6.0231206.35220.24乙苯6.0791421.91212.93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。本乙苯85.5C（塔顶温度）饱和蒸汽压PoKPa107.5617.11相对挥发度a苯-乙苯6.2994.8C（进料温度）饱和蒸汽压PoKPa147.2726.71相对拄发度a苯-乙苯5.51132.9C（塔釜温度）饱和蒸汽压PoKPa405.4193.02

12、相对拄发度a苯-乙苯4.46则：全塔平均相对挥发度a苯-乙苯二（6.29卷.51 M.46） 1/3=5.333.4 理论塔板数和进料板确定XD=0.985yF=0.901XF=0.624Rmin= (XD-yF /(yF - XF)= (0.985-0.901 ) /(0.901-0.624)=0.32操作线方程：y提储段方程：yL'L' WX'W, c XW 1. 37X' 0. 01L' W由Origin作图（可双击编辑）可知：（图见下页）精储段：理论塔板数为4块提储段：理论塔板数为6块进料板为第5块板X/100% XFXD作图法求理论塔板数图DX

13、D 0. 39X0. 6V3.5 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/ C020406080100120140苯(mPa s)0.7420.6380.4850.3810.3080.2550.2150.184乙苯(mPa s)0.8740.6660.5250.4260.3540.3000.2590.226由小差法求得在塔顶、进料、塔底温度下的粘度，如下表:82 C92.7 C133 c苯0.303 mPa s0.274 mPa s0.195 mPa s乙苯0.349 mPa s0.320mPa s0.238 mPa s以顶=0.303 Xd +0.349 (1Xd) =0.3

14、04mPa sN 底=0.195 双w +0.238 (1Xw) = 0.237 mPa s 叱进料=0.274>Xf +0.32 (1Xf)=0.291 mPa s塔顶5?-0 277 mPa s3全塔效率 Et =0.49( a)-0.245 =0.445Np =.=10/0.445 =23 块Et即，实际塔板数为23 计算实际塔板数精储段Np精NT 4ET0.445提储段NP是NT6ET0. 44514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=10

15、5.3+0.7*9=111.6kPa塔底板压力PF=105.3+0.7*23=121.4kPa精微段平均压力提储段平均压力Pm1=(105.3+111.6)/2=1.08.45kPaPm2=(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。进料板摩尔分数液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82 C92.7C133 c苯、乙

16、苯的液相密度表格t/ C20406080100120140苯(kg/m3)877.4857.3836.6815.0792.5768.9744.1乙苯(kg/m3)867.7849.8931.8913.6795.2776.2756.7苯，乙苯在不同温度下的密度:精储段：t 平土产(82+92.7) /2=87.4C2解得 =806.7Kg/m 3在87.4C时，苯的密度100 87.4792.587.4 80815.0液相:ML =乙苯的密度100 87.4795. 287.4 80913.680. 46288. 63884. 5解得=869.7 Kg/m 3tm=87.4 CX' Lm

17、 =0. 8890. 550. 7221_ X' Lm 1 - X Lm-Lm 一苯 乙苯Lm = 823.4解得Kg/m3LvL' ML3600 Lm55. 36 * 84. 553600 * 823. 40. 001579 m3 /sMv =78. 5380. 882278. 71X' vm =0. 980. 870. 925Kg/m 3273. 15* Mv -v =2. 722. 4 * (273. 15 87.4)V * Mv3600 v141.86 * 79. 713600 * 2. 73,1. 16m/s提储段:t 平均=(133+92.7) /2=112

18、.85C120112. 85768. 9在112.85C时，苯的密度112. 85 100792.5解得=777.4 Kg/m 3120 112.85776.2液相:ML =乙苯的密度 112.8510088. 638105. 35497. 0795. 2解得 =783.0 Kg/m 3tm=112.85 CX' Lm =0. 0200. 550.2851_ X' Lm 1 - X Lm-Lm 一苯 乙苯解得Lm = 781.4Kg/m3L'vL' ML3600 Lm141. 86 * 97. 03600 * 781. 430. 0049 m /s气相:Mv =

19、80. 882103. 086291. 984X' vm =0. 870. 0820. 476273. 15 * Mv22. 4 * (273. 15112. 85)22.9Kg/m3V'vV'* Mv3600 v141.86 * 91.9843600 * 2. 93,1.25m/s对全塔:Lv0. 005790. 004920. 00324m3/sVv1. 161.2521. 20m3/s823.4781.42802. 4Kg/m32.72.922. 8Kg/m3v表面张力的计算：苯、乙苯在某些温度下的表面张力t/ C20406080100120140苯(mN/m)2

20、8.826.2523.7421.2718.8516.4914.17乙苯(mN/m)29.327.1425.0122.9220.8518.8116.82塔顶：82c1008218.85解得 =21.05苯：826023. 741008220. 85乙苯：826025.01解得 =22.72平均=0.985*21.05+(1-0.985)*22.72=21.08进料板：92.7C10092. 718. 85笨：92.78021.27解得 =19.7910092. 720. 85乙苯：92. 78022. 92 解得 =21.67平均=0.624*19.79+(1-0.624)*21.67=20.5

21、0塔底：133c14013314. 17苯：13312016.49 解得 =14.9714013316. 82解得 =17.52乙苯：13312018. 81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彳至D/m0.3-0.50.5-0.80.8-1.61.6-2.42.4-4.0板间距HT/mmP200-300250-3501300-450350-600P 400-600021.0 820.5 017.4 519.68初选板间距HT=0.45m取上液层高度hL=0.05mHT-hL=0.45-0.05=0.4mLsVT0.5L0. 003

22、241. 20.5802.40. 04572. 8查上图smith关联图,4日 行C200. 083 ,依式 C C20200.2校正到物系表面张力为 19.68mN/m时的 C0.219. 68C C20 200. 083umaxC0. 083802. 4 2. 8 1.403m / s2. 8取安全系数为0.7,u 0. 7u0. 7max1. 4030. 98m/ s4 1.21 3. 14 0. 981. 25m调整塔径为1.4m;塔截面积为 At=兀/4*D 2=1.54m2U=Vv/A T=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,

23、孔彳全为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811。所以，取阀孔动能因子 Fo = 11,用式Uo FT求孔速 2 VP V为气相密度。Fo12V112.86.57 m/s依式N =Vv/(兀/4*d02U0)求塔板上的理论浮阀数，即Vv1.2 * 4-N 4 - 152.8153冗 d 2U冗* 0.039 * 0.039 * 6.574.2.3 精储塔有效高度的计算精储段有效高度的计算：Z1 = 9 X 0.45=4.05m提储段有效高度的计算：Z2 = 14X 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

24、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 = 3.6=4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

25、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 =H d+(N-2-S) H t+SHt +Hf+Hb=1.2+ (23-2-4) X 0.45+4X 0.5+0.5+1.5=12.85m第5节各接管的设计5.1 进料管t/ c20406080100120140苯(kg/m3)877.4857.3836.6815.0792.5768.9744.1乙苯(kg/m3)867.7849.8831.8813.6795.2776.

26、2756.7苯与乙苯在某些温度下的密度如下:则，进料的平均密度在92.4C时，由示差法可知p苯=800.7Kg/m3p乙苯=802.6Kg/m3 ,800. 70. 624802.60. 376801. 4 Kg/m3进料体积流量;“Fm138. 81 * 88.63833 ：V讲料 15. 4 m h 0. 0043 m s801.44 0. 0043 2 3. 140. 052m取适宜的输送速度Uf=2.0m/s,4则：输送管径d进Ju经圆整选取热轧无缝钢管(GB 816387),规格：小60X 3.5mm 4Vm4 0. 0043实际管内流速： Ufd2-3 14 0 05321. 95

27、 m/sd 进3. 14 0. 0535.2 釜残液出料管釜液的平均摩尔分子质量M 0.027 78. 110. 973 106. 11103.46 g mol釜残液的质量流量 Q M W 103.46 52.315408. 8 Kg h可近似查得，塔底温度 133c时，p苯=752.8Kg/m3 , p乙苯=763.5 kg/m3 釜残液的平均密度752.8 0.027 763.5 0.973 763.2kg, m3Q 5408. 833 则，残液的体积流量/液一 宝0 7. 09 m . h 0.002 m. s7 63. 2取适宜的输送速度：uf=1.0m/s,则：输送管径d遂心立 借野

28、0.05006m经圆整选取热轧无缝钢管，规格：小57X 3.5mm实际管内流速：uf4 V釜液d残液40.0023. 140. 0520. 94 m/s5.3 回流液管回流液的质量流量：前流 R (Fm QW)0. 64 (12303. 84 5408. 8)4412.8 kg. h可近似查得，塔顶回流温度 81.1 C时，p苯=813.8Kg/m3 , p乙苯二812.6 kg/m3 回流液的平均密度813. 80. 916812. 6 (10. 916)813. 7 kg m3CU有4412.8_3 ,一 一 .3 .则：回流液的体积流量V回流rr5. 42 m . h0.0015 m s

29、813. 7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d回流 片 “流 0.0：50.0437m,u1 3. 14经圆整选取热轧无缝钢管，规格：小50X 2.5mm4 V回流实际管内流速：uf4 0.00153. 140. 04520.94 m/s5.4 塔顶产品出口管塔顶产品的质量流量Qd12303.845408. 86895. 04 Kg h可近似查得，塔顶产品温度 81.1 C时，p苯=813.8Kg/m3 , p乙苯=812.6 kg/m3 产品液的平均密度813.80.916812.6 (10.916)813. 7 kg . m3 一、，Q则：产品液的

30、体积流量VD一6895.04813. 78. 47m3 h 0. 0024 m3 s取适宜的流速UL=1m/s则：管径输送管径dD4 0.002413. 140. 0553m经圆整选取热轧无缝钢管，规格:63.5X 3.5mm实际管内流速：uf4V回流d2流3.4 0. 0024140. 056520. 958 m/s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' =87C在塔顶82的汽化热T苯=395 KJ/Kg , 丫乙苯=270 KJ/Kg ;，热，平均7化热丫 = XdXy 苯 + (1- Xd) X 丫 乙苯=393.12 KJ/Kg查苯，乙苯比热容和汽

31、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= XDXCp 苯 + (1- Xd) X Cp 乙苯=1.889 KJ/Kg.k 储出液 D 的质量 Qd=XdXDXM 苯 + (1- Xd) X D X M 乙苯=6895.04 Kg/h 回流液质量 Ql=R*Qd

32、=4412.8 Kg/h则冷凝器热负荷 Q= (Qd+Ql) X T + (Qd+Ql) X CpXAT二(6895.04+4412.8) 乂 393.12+(6895.04+4412.8)X 1.889X (82-81.7) =4.45 X106 KJ/h水的比热容可认为 Cp水=4.2 KJ/Kg.k4.451065. 304. 2 (50 - 30)则，冷却水用量104 Kg/hQm> 水 -Cp7K(t 出口 - t 进口)6.2 塔釜饱和蒸汽用量由上表估算塔釜温度133c时汽化热丫苯=351.7 KJ/Kg , 丫乙苯二340.1 KJ/Kg贝L 塔釜平均汽化热丫塔釜二XwXy

33、苯+ (1- Xw)x 丫乙苯二340.4 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再沸器二QwX 丫塔釜=340.4X5511.07=1.88X 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p =2.6673Kg/m3,则所需蒸汽:Q再沸器叫汽 塔釜1. 88106340. 45522. 91kg / hV蒸汽m5522- 912632. 23Kg/ h密度 2.6673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.c)本设计取 K