苯-乙苯精餾塔工藝設計

1、紹興文理學院化學化工學院2012化工設計報告苯-乙苯精餾塔工藝設計紹興文理學院化學化工學院2012化工設計報告苯-乙苯精餾塔工藝設計應化092班 錢武09114514（19）目錄 TOC o 1-3 h z u HYPERLINK l _Toc325051429 第1節(jié) 設計任務書 PAGEREF _Toc325051429 h 2 HYPERLINK l _Toc325051430 （一）設計題目 PAGEREF _Toc325051430 h 2 HYPERLINK l _Toc325051431 （二）操作條件 PAGEREF _Toc325051431 h 2 HYPERLINK l

2、_Toc325051432 （三）塔板類型 PAGEREF _Toc325051432 h 2 HYPERLINK l _Toc325051433 （四）工作日 PAGEREF _Toc325051433 h 2 HYPERLINK l _Toc325051434 （五）主要物性數(shù)據 PAGEREF _Toc325051434 h 2 HYPERLINK l _Toc325051435 第2節(jié) 方案設計 PAGEREF _Toc325051435 h 2 HYPERLINK l _Toc325051436 方案設計 PAGEREF _Toc325051436 h 2 HYPERLINK l _

3、Toc325051437 方案簡介 PAGEREF _Toc325051437 h 2 HYPERLINK l _Toc325051438 第3節(jié) 物料衡算 PAGEREF _Toc325051438 h 2 HYPERLINK l _Toc325051439 3.1進料組成： PAGEREF _Toc325051439 h 2 HYPERLINK l _Toc325051440 3.2全塔的物料衡算： PAGEREF _Toc325051440 h 2 HYPERLINK l _Toc325051441 3.3相對揮發(fā)度： PAGEREF _Toc325051441 h 2 HYPERLIN

4、K l _Toc325051442 3.4理論塔板數(shù)和進料板確定 PAGEREF _Toc325051442 h 2 HYPERLINK l _Toc325051443 3.5實際板數(shù)和實際進料位置確定 PAGEREF _Toc325051443 h 2 HYPERLINK l _Toc325051444 第4節(jié) 塔體工藝尺寸計算 PAGEREF _Toc325051444 h 2 HYPERLINK l _Toc325051445 4.1操作壓力的計算 PAGEREF _Toc325051445 h 2 HYPERLINK l _Toc325051446 4.2 塔體工藝尺寸計算 PAGER

5、EF _Toc325051446 h 2 HYPERLINK l _Toc325051447 第5節(jié) 各接管的設計 PAGEREF _Toc325051447 h 2 HYPERLINK l _Toc325051448 5.1進料管 PAGEREF _Toc325051448 h 2 HYPERLINK l _Toc325051449 5.2釜殘液出料管 PAGEREF _Toc325051449 h 2 HYPERLINK l _Toc325051450 5.3回流液管 PAGEREF _Toc325051450 h 2 HYPERLINK l _Toc325051451 5.4塔頂產品出口

6、管 PAGEREF _Toc325051451 h 2 HYPERLINK l _Toc325051452 第6節(jié) 熱量衡算 PAGEREF _Toc325051452 h 2 HYPERLINK l _Toc325051453 6.1塔頂冷卻水用量 PAGEREF _Toc325051453 h 2 HYPERLINK l _Toc325051454 6.2塔釜飽和蒸汽用量 PAGEREF _Toc325051454 h 2 HYPERLINK l _Toc325051455 第7節(jié) 輔助設備的計算及選型 PAGEREF _Toc325051455 h 2 HYPERLINK l _Toc3

7、25051456 7.1 冷凝器的選擇 PAGEREF _Toc325051456 h 2 HYPERLINK l _Toc325051457 7.2 再沸器的選擇 PAGEREF _Toc325051457 h 2第1節(jié) 設計任務書題目：苯-乙苯精餾塔工藝設計（一）設計題目某化工廠擬采用一板式塔分離苯乙苯混合液。已知：生產能力為年產44000 噸98%的乙苯產品；進精餾塔的料液含乙苯45%（質量分數(shù)，下同），其余為苯；塔頂?shù)囊冶胶坎坏酶哂?%；殘液中乙苯含量不得低于98%；料液初始溫度為30，加熱至沸點進料；塔頂冷凝器用溫度為 30 的冷水冷卻；塔底再沸器用溫度為 150 的中壓熱水加熱。

8、試根據工藝要求進行：（1）板式精餾塔的工藝設計；（2）標準列管式原料預熱器或塔頂冷凝器或塔底再沸器的選型設計；（3）確定接管尺寸；（4）畫出帶控制點的工藝流程圖。（二）操作條件1.塔頂壓力 4kPa（表壓）2.進料熱狀態(tài) 泡點進料3.回流比 2倍最小回流比4.加熱蒸氣壓力 0.5MPa（表壓）5.單板壓降 0.7kPa。（三）塔板類型板式塔（四）工作日每年工作日為300天，每天24小時連續(xù)運行。（五）主要物性數(shù)據1.苯、乙苯的物理性質項目分子式分子量沸點臨界溫度臨界壓強Pa苯AC6H678.1180.1288.56833.4乙苯BC8H10106.16136.2348.574307.72.苯、

9、乙苯在某些溫度下的表面張力t/2040608010012014028.826.2523.7421.2718.8516.4914.1729.327.1425.0122.9220.8518.8116.823.苯、乙苯在某些溫度下的粘度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/20406080100120140877.4857.3836.6815.0792.5768.9744.1867.7849.8931.8913.6

10、795.2776.2756.75.不同塔徑的板間距塔徑D/m0.3-0.50.5-0.80.8-1.61.6-2.42.4-4.0板間距HT/mm200-300250-350300-450350-600400-6006.苯-乙苯氣液平衡數(shù)據T/xy8010001.000880.7430.940960.5420.8651040.3850.7621120.2590.6311200.1570.4651280.0720.2571360.0000.000第2節(jié) 方案設計方案設計本項目是設計苯-乙苯體系生產工藝的設計。分為精餾塔的設計，換熱器的設計，閥門等帶控制點的設備的設計。設計的主要內容為精餾塔的設計

11、，換熱器的選型以及帶控制點的流程圖的繪制。精餾塔的設計流程為原料液由高位槽經過預熱器預熱后進入精餾塔內。操作時連續(xù)的從再沸器中取出部分液體作為塔底產品（釜殘液）再沸器中原料液部分汽化，產生上升蒸汽，依次通過各層塔板。塔頂蒸汽進入冷凝器中全部冷凝或部分冷凝，然后進入貯槽再經過冷卻器冷卻。并將冷凝液借助重力作用送回塔頂作為回流液體，其余部分經過冷凝器后被送出作為塔頂產品。為了使精餾塔連續(xù)的穩(wěn)定的進行，流程中還要考慮設置原料槽。產品槽和相應的泵,有時還要設置高位槽。且在適當位置設置必要的儀表（流量計、溫度計和壓力表）。以測量物流的各項參數(shù)。換熱器的選型主要為換熱器的熱量衡算以及其選型。原料預熱器的熱

12、量主要通過再沸器中的蒸汽經過冷卻下來的水，通過控制溫度到達原料預熱器的所需溫度，用以加熱，出去的水用來作為塔頂冷卻器的冷卻水，通過這樣的循環(huán)，可以減少工廠運行的成本。方案簡介設計方案簡介：設計中采用泡點進料，塔頂上升蒸汽采用全冷凝器冷凝，冷凝液在泡點下一部分回流至塔內，其余部分經產品冷卻器冷卻后送至儲罐。該物系屬易分離物系，最小回流比較小，故操作回流比取最小回流比的1.5倍。塔釜采用間接蒸汽加熱，塔底產品經冷卻后送至儲罐。加料方式采用直接流入塔內，采用泡點進料，即熱狀態(tài)參數(shù)q=1.0。具體如下：塔型的選擇：本設計中采用浮閥塔。其設計比較容易。設計的依據與技術來源：本設計依據于精餾的原理（即利用

13、液體混合物中各組分揮發(fā)度的不同并借助于多次部分汽化和部分冷凝使輕重組分分離），并在滿足工藝和操作的要求，滿足經濟上的要求，保證生產安全的基礎上， 對設計任務進行分析并做出理論計算。原料預熱器的設計簡介：料液的初始溫度為30，通過塔底再沸器產生的熱水進行加熱，通過溫度控制器來控制加熱器是否要對加熱水進行加熱，然后進入原料預熱器對原料進行預熱。第3節(jié) 物料衡算3.1進料組成：3.2全塔的物料衡算：年生產能力：44000噸 乙苯 既44000*0.55/0.45 噸苯 F= D+W F XF =D XD +W XW 把已知數(shù)據帶入上式，得 F=86.5+W F=86.50.985+W0.0270 解

14、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-乙苯氣液平衡數(shù)據T/xy8010001.000880.7430.940960.5420.8651040.3850.7621120.2590.6311200.1570.4651280.0720.2571360.0000.000塔頂?shù)臏囟龋海ㄓ墒静罘ㄇ蟪觯┙獾茫篢=82進料板溫度：解得：T=92.7塔釜的溫度：解得：T=1333.3相對揮發(fā)度： 查表得苯、乙苯的安托因常數(shù)如下： A B C苯 6.0231206.35 220.24 乙苯 6.07

15、9 1421.91 212.93根據與苯、乙苯的安托因常數(shù)可以求出苯，乙苯的飽和蒸汽壓和相對揮發(fā)度，結果列于下表中。苯乙苯85.5（塔頂溫度）飽和蒸汽壓PoKPa107.5617.11相對揮發(fā)度苯-乙苯6.2994.8（進料溫度）飽和蒸汽壓PoKPa147.2726.71相對揮發(fā)度苯-乙苯5.51132.9（塔釜溫度）飽和蒸汽壓PoKPa405.4193.02相對揮發(fā)度苯-乙苯4.46則：全塔平均相對揮發(fā)度苯-乙苯=（6.295.514.46）1/3=5.333.4理論塔板數(shù)和進料板確定 XD=0.985 yF=0.901 XF=0.624Rmin=（XD-yF）/( yF XF)=（0.98

16、5-0.901）/(0.901-0.624)=0.32操作線方程：提餾段方程：由Origin作圖（可雙擊編輯）可知：（圖見下頁）精餾段：理論塔板數(shù)為4塊提餾段：理論塔板數(shù)為6塊進料板為第5塊板作圖法求理論塔板數(shù)圖3.5實際板數(shù)和實際進料位置確定苯、乙苯在某些溫度下的粘度t/0204060801001201400.7420.6380.4850.3810.3080.2550.2150.1840.8740.6660.5250.4260.3540.3000.2590.226由示差法求得在塔頂、進料、塔底溫度下的粘度,如下表：8292.7133苯0.303 mPas0.274 mPas0.195 mPa

17、s乙苯0.349 mPas0.320mPas0.238 mPas 頂 = 0.303XD +0.349(1XD) =0.304 mPas 底 = 0.195 XW +0.238(1XW) = 0.237 mPas 進料=0.274XF +0.32(1XF)=0.291 mPas mPas 全塔效率 ET =0.49()-0.245 =0.445 NP = =10/0.445 =23塊 即，實際塔板數(shù)為23 計算實際塔板數(shù)精餾段提餾段實際加料板位置在第10塊第4節(jié) 塔體工藝尺寸計算4.1操作壓力的計算塔頂操作壓力 PD=P0+P表=101.3+4=105.3kPa每層塔板壓降 P=0.7kPa進

18、料板壓力 PF=105.3+0.7*9=111.6kPa塔底板壓力 PF=105.3+0.7*23=121.4kPa精餾段平均壓力 Pm1=(105.3+111.6)/2=1.08.45kPa提餾段平均壓力 Pm2=(105.3+121.4)/2=113.2kPa4.2 塔體工藝尺寸計算4.2.1 塔徑的計算通過計算，塔頂，進料板，塔底的各種參數(shù)列于下表中。位置塔頂進料板塔底摩爾分數(shù)液0.9160.6240.027氣0.9850.9010.108質量分數(shù)液0.8890.550.02氣0.9800.870.082摩爾質量液80.46288.638105.354氣78.5380.882103.08

19、6溫度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，乙苯在不同溫度下的密度：精餾段：t平均=（82+92.7）/2=87.4在87.4時，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氣相：Kg/m3 m3/s提餾段：t平均=（133+92.7）/2=112.85在112.85時，苯的密度 解得 =777.4 Kg/m3 乙苯的密度

20、解得 =783.0 Kg/m3液相： tm=112.85 解得 Kg/m3 m3 /s氣相：Kg/m3 m3/s對全塔：m3/s m3/sKg/m3Kg/m3 表面張力的計算：苯、乙苯在某些溫度下的表面張力t/2040608010012014028.826.2523.7421.2718.8516.4914.1729.327.1425.0122.9220.8518.8116.82塔頂：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進料板：92.7苯： 解得 =19.79乙苯： 解得 =21.67平均=0.624*19

21、.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對全塔：不同塔徑的板間距塔徑D/m0.3-0.50.5-0.80.8-1.61.6-2.42.4-4.0板間距HT/mm200-300250-350300-450350-600400-600初選板間距HT=0.45m 取上液層高度hL=0.05mHT-hL=0.45-0.05=0.4m查上圖smith關聯(lián)圖，得，依式校正到物系表面張力為19.68mN/m時的C取安全系數(shù)為0.7，則調整塔徑為1.4m;塔截面積為A

22、T=/4*D2=1.54m2U=Vv/AT=1.2/1.54=0.78m3/s4.2.2 浮閥個數(shù)的計算采用F1型重閥，重量為33g，孔徑為39mm一般正常負荷情況下，希望浮閥是在剛全開時操作，實驗結果表明此時閥孔動能因子Fo為8 11。所以，取閥孔動能因子 Fo = 11，用式求孔速V為氣相密度。依式N =Vv/(/4*d02U0)求塔板上的理論浮閥數(shù)，即 4.2.3精餾塔有效高度的計算精餾段有效高度的計算：Z1 QUOTE = 90.45=4.05m QUOTE 提餾段有效高度的計算：Z2 = 140.45=6.3m 人孔數(shù)目根據塔板安裝方便和物料的清洗程度而定。 對于處理不需要經常清洗的

23、物料，可隔810塊塔板設置一個人孔；對于易結垢、結焦的物系需經常清洗，則每隔46塊塔板開一個人孔。人孔直徑通常為450-550mm。此處每隔5層塔板開一人孔，人孔高度為0.5m人孔直徑HT，為0.5m. 人孔數(shù)：S= (23/5)-1 = 3.64塔頂空間指塔內最上層塔板與塔頂空間的距離。為利于出塔氣體夾帶的液滴沉降，其高度應大于板間距，塔頂空間高度通HD常取1.0-1.5m：此處取1.2m塔底空間指塔內最下層塔板到塔底間距。其值視具體情況而定：當進料有15分鐘緩沖時間的容量時，塔底產品的停留時間可取35分鐘，否則需有1015分鐘的儲量，以保證塔底料液不致流空。塔底產品量大時，塔底容量可取小些

24、，停留時間可取35分鐘；對易結焦的物料，停留時間應短些，一般取11.5分鐘。此處塔底空間高度HB 取1.5m。進料段高度HF取決于進料口得結構形式和物料狀態(tài)，一般比HT大，此處取0.5m塔高：H =HD+(N-2-S) HT+SHT，+HF+HB =1.2+（23-2-4）0.45+40.5+0.5+1.5 =12.85m第5節(jié) 各接管的設計5.1進料管苯與乙苯在某些溫度下的密度如下：t/20406080100120140877.4857.3836.6815.0792.5768.9744.1867.7849.8831.8813.6795.2776.2756.7在92.4時，由示差法可知 苯=8

25、00.7Kg/m3 ，乙苯=802.6Kg/m3 ，則，進料的平均密度Kg/m3進料體積流量;取適宜的輸送速度uf=2.0m/s, 則：輸送管徑經圓整選取熱軋無縫鋼管(GB 816387)，規(guī)格：603.5mm實際管內流速： m/s5.2釜殘液出料管釜液的平均摩爾分子質量釜殘液的質量流量可近似查得，塔底溫度133時，苯=752.8Kg/m3 ，乙苯=763.5 kg/m3釜殘液的平均密度則，殘液的體積流量取適宜的輸送速度：uf=1.0m/s, 則：輸送管徑經圓整選取熱軋無縫鋼管，規(guī)格：573.5mm實際管內流速：m/s 5.3回流液管回流液的質量流量：可近似查得，塔頂回流溫度81.1 時，苯=

26、813.8Kg/m3 ，乙苯=812.6 kg/m3回流液的平均密度則：回流液的體積流量利用液體的重力進行回流，取適宜的回流速度uL=1m/s則：回流管徑輸送管徑經圓整選取熱軋無縫鋼管，規(guī)格：502.5mm實際管內流速： m/s5.4塔頂產品出口管塔頂產品的質量流量可近似查得，塔頂產品溫度81.1 時，苯=813.8Kg/m3 ，乙苯=812.6 kg/m3產品液的平均密度則：產品液的體積流量取適宜的流速uL=1m/s則：管徑輸送管徑經圓整選取熱軋無縫鋼管，規(guī)格：63.53.5mm實際管內流速： m/s第6節(jié) 熱量衡算6.1塔頂冷卻水用量塔頂采用泡點回流，則計算回流溫度t=81.7在塔頂82的

27、汽化熱苯=395 KJ/Kg，乙苯=270 KJ/Kg；則，平均汽化熱= XD苯+（1- XD）乙苯=393.12 KJ/Kg查苯，乙苯比熱容和汽化熱如下表：80100120140苯比熱容KJ/Kg.k1.8811.9532.0472.143汽化熱KJ/Kg394.1379.3363.2345.5乙苯比熱容KJ/Kg.k1.9342.0082.0832.157汽化熱KJ/Kg370.0359.3347.9335.9比熱容為Cp苯 =1.888KJ/Kg.k，Cp乙苯=1.941 KJ/Kg.k則，平均比熱容Cp= XDCp苯+（1- XD） Cp乙苯=1.889 KJ/Kg.k餾出液D的質量Q

28、D=XDDM苯+（1- XD）DM乙苯=6895.04 Kg/h回流液質量QL=R*QD=4412.8 Kg/h則冷凝器熱負荷Q=（QD+QL）+（QD+QL）CpT=(6895.04+4412.8) 393.12+(6895.04+4412.8)1.889(82-81.7) =4.45106 KJ/h水的比熱容可認為Cp水=4.2 KJ/Kg.k則，冷卻水用量 Kg/h6.2塔釜飽和蒸汽用量由上表估算塔釜溫度133時汽化熱苯=351.7 KJ/Kg，乙苯=340.1 KJ/Kg則，塔釜平均汽化熱塔釜= Xw苯+（1- Xw）乙苯=340.4 KJ/Kg釜液的質量流量Qw=W*Mw=5511.07 Kg/h則，塔底再沸器的熱負荷Q再沸器=Qw塔釜=340.45511.07=1