苯乙苯精馏塔工艺设计.docx
《苯乙苯精馏塔工艺设计.docx》由会员分享，可在线阅读，更多相关《苯乙苯精馏塔工艺设计.docx（26页珍藏版）》请在冰豆网上搜索。
苯乙苯精馏塔工艺设计
2012
绍兴文理学院化学化工学院
《化工设计》报告
苯-乙苯精馏塔工艺设计
应化092班钱武
09114514（19）
第1节设计任务书
（一）设计题目
（二）操作条件
（三）塔板类型
（四）工作日
（五）主要物性数据第2节方案设计...
方案简介
第3节物料衡算
进料组成：
全塔的物料衡算：
相对挥发度：
理论塔板数和进料板确定
实际板数和实际进料位置确定
第4节塔体工艺尺寸计算
操作压力的计算
塔体工艺尺寸计算
第5节各接管的设计
进料管
釜残液出料管
回流液管
塔顶产品出口管
第6节热量衡算
塔顶冷却水用量
塔釜饱和蒸汽用量
第7节辅助设备的计算及选型
冷凝器的选择
再沸器的选择
错误!
未定义书签。
错误!
未定义书签。
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%勺乙苯产品；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
30C,加热至沸点进料；塔顶冷凝器用温度为30C的冷水冷却；塔底再沸器
用温度为150C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（表压）
5.单板压降<0
（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A
CH
乙苯B
C8Hio
2.苯、乙苯在某些温度下的表面张力
t/C
20
40
60
80
100
120
140
苯（mN/m）
乙苯（mN/m）
3.苯、乙苯在某些温度下的粘度
t/r
0
20
40
60
80
100
120
140
苯（mPas）
乙苯（mPas）
4.苯、乙苯的液相密度
t/r
20
40
60
80
100
120
140
苯（kg/m3）
乙苯（kg/m3）
5.不同塔径的板间距
塔径D/m
板间距HT/mm
200-300
250-350
P300-450
350-600
400-600
6.苯-乙苯气液平衡数据
T/r
x
y
80
1.000
88
96
104
112
120
128
136
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=。
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
对设计任务进行分析并做出理论计算
经济上的要求，保证生产安全的基础上，
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
进料组成:
0.55
XF
78.
11
0.624
0.55
0.
45
78.11
106
.11
0.98
Xd
78.11
0.985
0.98
0.02
78.11
106.11
0.02
XW
78
0.0270
0.02
0.98
78.11
106.11
全塔的物料衡算:
年生产能力：
44000吨乙苯既44000*吨苯
86.5Kmol/h
D44000/0.45*0.55*1000
300*24*（0.985*78.11（10.985）*106.11）
F=D+W
FXf=DXd+WXw
把已知数据带入上式，得
F=+W
F=X+W
解得：
F=Kmol/h,W=Kmol/h
L'=F+L=Kmol/h
V'=V=L+D=Kmol/h
6.苯-乙苯气液平衡数据
T/C
x
y
80
1.000
88
96
104
112
120
128
136
塔顶的温度：
（由示差法求出）
88T0.9400.985
T800.9851
解得：
T=82C
进料板温度：
96T0.5420.624
T880.6240.743
解得：
T=C
塔釜的温度：
T1280.0270.072
解得：
T=133C
相对挥发度：
Lgp
B
rc
查表得苯、乙苯的安托因常数如下:
A
B
C
苯
乙苯
根据①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
（塔顶温度）
饱和蒸汽压P°KPa
相对挥发度a苯-乙苯
（进料温度）
饱和蒸汽压PoKPa
相对挥发度a苯-乙苯
C
（塔釜温度）
饱和蒸汽压PoKPa
相对挥发度a苯-乙苯
则：
全塔平均相对挥发度a苯-乙苯=（XX）1/3=
理论塔板数和进料板确定
XD=yF=XF=
Rmin=（XD-yF）/（yF-XF）=（）/操作线方程
LD
XXD0.39X0.6
VV
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
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/C
0
20
40
60
80
100
120
140
苯（mPas）
乙苯（mPas）
由示差法求得在塔顶、进料、塔底温度下的粘度，如下表:
82r
r
133E
苯
mPa-s
mPa-s
mPa-s
乙苯
mPa-s
・s
mPa-s
□顶=XXd+X（1—Xd）=mPa-s
□底=XXw+X（1—XW）=mPa-s
卩进料=XXf+X（1—Xf）=mPa-s
全塔效率Et=（ay）=
Np=出=10/=23块
Et
即，实际塔板数为23计算实际塔板数
实际加料板位置在第10块
第4节塔体工艺尺寸计算
操作压力的计算
塔顶操作压力PD=P0+P表=+4=
每层塔板压降△P=
进料板压力PF=+*9=
塔底板压力PF=+*23=
精馏段平均压力Pm仁+/2=提馏段平均压力Pm2=+/2=
塔体工艺尺寸计算
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
气
质量分数
液
气
摩尔质量
液
气
温度
82r
133E
苯、乙苯的液相密度表格
t/r
20
40
60
80
100
120
140
苯（kg/m3）
乙苯（kg/m3）
苯，乙苯在不同温度下的密度:
精馏段：
t平均=（82+）12=C
10087.4792.5
在C时，苯的密度87.4—80815.0解得=m
10087.4795.2
乙苯的密度87.480913.6
液相:
ML=
80.46288.638
tm=C
X'Lm=
0.72
X'Lm
1-XLm
Lm
乙苯
Lm=
解得
823.4
Kg/m3
Lv
L'ML
3600
Lm
55・36*84.550.001579
3600*823.4
m3/s
气相:
Mv=
78.53
注78.7!
X'vm
°98°.870.925
273.15*Mv
22.4*（273.1587.4）2.7
Kg/m3
V*Mv
Vv3600v
141.86*79.71
3600*2.7
1.16ni/s
提馏段:
t平均=（133+）/2=C
120112.85
768.9
在C时，苯的密度
112.85100
792.5
解得
=Kg/m3
乙苯的密度
120112.85
776.2
112.85100
795.2
解得=Kg/m3
ML=88・638105.35497.0
tm=C
X'Lm=
0.285
1=
X'Lm
1-XLm
Lm=
7814
Lm
苯
乙苯
解得
Kg/m3
L'v
L'ML
141.86*97.0
3,
0.0049m/s
3600
Lm
3600*
781.4
Mv=
80.882
103.
086
91.984
气相：
2
X'vm=
0.870.082
0.476
2
对全塔:
Lv
0.00579
0.0049
Vv
「16皿1.20
0.00324
3/s
m/s
823・478「4802.4
3
Kg/m
Kg/m3
2.72.9
2
t/c
20
40
60
80
100
120
140
苯（mN/m）
乙苯（mN/m）
表面张力的计算：
苯、乙苯在某些温度下的表面张力
塔顶：
82C
1008218.85
苯：
826023.74解得=
1008220.85
乙苯：
"82―6025.01
解得
平均=+=
进料板：
°c
10092.718.85
苯：
92.7—8021.27
解得
10092.7
20.85
乙苯：
92.780
22.92
解得
平均=+=
塔底：
133C
14013314.17
苯：
13312016.49
解得
140
133
16.82
乙苯：
133
120
18.81
解得
平均=*+*=
对全塔:
19.68
不同塔径的板间距
塔径D/m
板间距HT/mm
P200-300
250-350「
300-450
350-600
P400-600
调整塔径为;
塔截面积为AT=n/4*D2=
U=Vv/A==s
浮阀个数的计算
采用F1型重阀，重量为33g,孔径为39mm
实验结果表明此时阀孔动能因
一般正常负荷情况下，希望浮阀是在刚全开时操作,
子Fo为8~11。
所以，取阀孔动能因子Fo=11,
用式Uo-FoT求孔速
2
V
pV为气相密度。
依式N=Vv/（n/4*d02U0）求塔板上的理论浮阀数，即
Vv
N4
1.2*4
1528
153
nd2U
n*0.039*0.039*6.57
17J.O
1
精馏塔有效高度的计算
精馏段有效高度的计算：
Z1=9X=
提馏段有效高度的计算：
Z2=14X=
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8〜10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4〜6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，人孔高度为人孔直径HT，为.人孔数：
S=（23/5）-1=
〜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：
此处取
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3〜5分钟，否则需有10〜15
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3〜5分钟；对易结焦的物料，停留时间应短些，一般取1〜分钟。
此处塔底空间高度HB取。
进料段高度片取决于进料口得结构形式和物料状态，一般比HT大，此处取
塔高：
H=HD+（N-2-S）Ht+SH，+H+H
第5节各接管的设计
进料管
苯与乙苯在某些温度下的密度如下:
t/c
20
40
60
80
100
120
140
苯（kg/m3）
乙苯（kg/m3）
在c时，由示差法可知p苯=m，p乙苯=m，
则，进料的平均密度800.70.624802.60.376801.4Kg/m3
进料体积流量；
Fm138.81*88.6383!
3/
V进料—15.4m3h0.0043m3s
801.4
取适宜的输送速度Uf=s,
贝U：
输送管径d进;4_V进料J4—-0300430.052m
Vu\23.14
经圆整选取热轧无缝钢管（GB8163—87），规格：
©60X
4V进料40.0043
实际管内流速：
UfdT377^―0.05321.95m/s
釜残液出料管
釜液的平均摩尔分子质量
M0.02778.110.973106.11103.46gmol
釜残液的质量流量QMW103.4652.315408.8Kgh
可近似查得，塔底温度133C时，p苯=m,p乙苯=kg/m3
釜残液的平均密度752.80.027763.50.973763.2kg.m3
则，残液的体积流量
V釜液
Q
5408.87
09m3/h
0.002m
763.2
取适宜的输送速度：
Uf=s,
则：
输送管径d进
4
V釜液
40.002
005006m
u
.13.14
经圆整选取热轧无缝钢管，
规格：
©57X
实际管内流速：
uf
4
V釜液
40.002
094
m/s
d残液
3.140.05
2
回流液管
回流液的质量流量:
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d回流J4%流上0.男50.0437m
\u\13.14
经圆整选取热轧无缝钢管，规格：
©50X
一、、u4V回流40.00150
实际管内流速：
fd回流3.140.0452.m/s
塔顶产品出口管
取适宜的流速UL=1m/s
经圆整选取热轧无缝钢管，规格：
©x
第6节热量衡算
塔顶冷却水用量
塔顶采用泡点回流，则计算回流温度t'=c
在塔顶82C的汽化热丫苯=395KJ/Kg，丫乙苯=270KJ/Kg;
则，平均汽化热丫=XDx丫苯+（1-XD）x丫乙苯=KJ/Kg查苯，乙苯比热容和汽化热如下表：
80
100
120
140
苯
比热容KJ/
汽化热KJ/Kg
乙苯
比热容KJ/
汽化热KJ/Kg
比热容为Cp苯=，Cp乙苯=KJ/
则，平均比热容Cp=XXCp苯+（1-XD）xCp乙苯=KJ/馏出液D的质量Q=XXDxM苯+（1-XD）XDxM乙苯=Kg/h回流液质量Q=R*Q=Kg/h
则冷凝器热负荷Q=（Q+CL）x丫+（Q+QL）xCpx^T
=+x++xx
=x106KJ/h
水的比热容可认为Cp水=KJ/
则，冷却水用量
塔釜饱和蒸汽用量
由上表估算塔釜温度133C时汽化热丫苯=KJ/Kg，丫乙苯=KJ/Kg则，塔釜平均汽化热丫塔釜=XwXy苯+（1-Xw）x丫乙苯=KJ/Kg釜液的质量流量Q=W*Mw=Kg/h
则，塔底再沸器的热负荷Q再沸器=QX丫塔釜=x=x106KJ/h
再沸器采用间接蒸汽加热，在加热蒸汽压力为下，蒸汽密度p=m,则所需蒸汽:
第7节辅助设备的计算及选型
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：
500〜1500kcal/.C）
本设计取K900kcalm2hoC3762Jm2hoC
出料液温度：
82C（饱和气）一C（饱和液）
冷却水温度：
30C—50C
逆流操作：
t1=
C,t2=32C
tt1t2
tmt
In丄t2
51・73241.1OC
51.7In
32
由前面算得冷凝器交换的热量Q=x106kJ/h
故所选换热器为:
JB/T4715—92
称直公径
管程
换热管径
管子
中心
管程流通
换热面积
换热管长
mm
数N
mm
根数n
排管数
面积m2
m2
度mm
325
1
19
99
11
1500
再沸器的选择
塔釜内温度T=133C•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。
由前面估算加热蒸汽温度t=150C
逆流操作时：
tm150133170C
由前面算得再沸器交换的热量Q=x106kJ/h
故所选换热器为:
JB/T4715—92
称直公径
管程
换热管径
管子
中心
管程流通
换热面积
换热管长
mm
数N
mm
根数n
排管数
面积m2
m2
度mm
273
2
19
56
8
2000
附录一：
符号说明
英文字母n筛孔数目
Ls――液体体积流量，m/h”a――降液管截面积，m
A塔板开孔区面积，mP操作压力，kPa
Ao筛孔区面积，vm
P――气体通过每层筛板的压降，
kPa
a――塔的截面积，m
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/s
do筛孔直径，m
D——塔径，m
uo'――液体通过降液体系的速度，
m/s
R――回流比
Vs――气体体积流量，m/s
R^in最小回流比
H塔板间距，m
H——板式塔高度，m
H——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，m/h
M平均摩尔质量，kg/kmol
T――平均温度，C
希腊字母
hd――与液体流过降液管压强降
粘度mPas相当的液柱高度
――密度，kg/m3
hf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AUTOCAD制作，可双击编辑）
冷却水
25-FC-225-FT-2
2—3—1
25-TC-2
T-001
HA-121
HA-119
加热器
T-001
~精馏塔~
E-001〜004
换热器
IK-001~002
储槽
HA-101〜120
~阀门~
管线
升级会员 