苯乙苯精馏塔工艺设计.docx

1、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

2、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；塔底再沸器用温度为150 C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

3、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ACH乙苯BC8Hio2.苯、乙苯在某些温度下的表面张力t/ C20406080100120140苯(mN/m)乙苯(mN/m)3.苯、乙苯在某些温度下的粘度t/ r020406080100120140苯(mPa s)乙苯（mPa s）4.苯、乙苯的液相密度t

4、/ r20406080100120140苯(kg/m3)乙苯(kg/m3)5.不同塔径的板间距塔径D/m板间距HT/mm200-300250-350P 300-450350-600400-6006.苯-乙苯气液平衡数据T/rxy801. 0008896104112120128136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

5、 （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

6、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，

7、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. 55XF78 .110. 6240. 550.4578 . 11106.110. 98Xd78. 110.9850. 980. 0278. 11106. 110. 02XW780. 02700. 020.9878. 11106. 11全塔的物料衡算:年生产能力：44000吨乙苯 既44000*吨苯86. 5Kmol/ hD 44

8、000/ 0. 45 * 0.55 * 1000 300 * 24 * (0. 985* 78. 11 (1 0. 985) * 106. 11)F= D+WF Xf =D Xd +W Xw把已知数据带入上式，得F=+WF= X +W解得：F= Kmol/h , W= Kmol/hL =F+L= Kmol/hV =V=L+D= Kmol/h6.苯-乙苯气液平衡数据T/ Cxy801. 0008896104112120128136塔顶的温度：（由示差法求出）88 T 0. 940 0. 985T 80 0. 985 1解得：T=82C进料板温度：96 T 0. 542 0. 624T 88 0.

9、 624 0. 743解得：T=C塔釜的温度：T 128 0. 027 0.072解得：T=133C相对挥发度：LgpBr c查表得苯、乙苯的安托因常数如下:ABC苯乙苯根据与苯、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（塔顶温度）饱和蒸汽压PKPa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=Rmi n= ( XD-yF ) /( yF - XF)= ( ) / 操作线方程L

10、DX XD 0. 39X 0. 6V V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/ C020406080100120140苯(mPa s)乙苯(mPa s)由示差法求得在塔顶、进料、塔底温度下的粘度，如下表:82 rr133E苯mPa-smPa-smPa-s乙苯mPa-ssmPa-s顶=XX d +X (1 Xd) = m Pa-s底=X Xw +X (1 XW) = m Pa-s卩进料 =XXf +X (1 Xf)= m Pa-s全塔效率Et

11、=( ay )=N p =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82 r133E苯、乙苯的液相密度表格t/ r20406080100120140苯(kg/m3)乙苯(kg/m3)苯，乙苯在不同温度下的密度:精馏段：

12、t 平均=（82+） 12= C100 87.4 792. 5在C时，苯的密度 87. 480 815.0 解得 =m100 87.4 795. 2乙苯的密度 87.4 80 913.6液相:ML =80. 462 88. 638t m=CX Lm =0. 72X Lm1 - X LmLm乙苯Lm =解得823.4Kg/m3LvL ML3600Lm5536 * 84.55 0.0015793600 * 823. 4m3 /s气相:Mv =78. 53注 78.7!X vm98 .87 0.925273. 15* Mv22.4 * (273. 15 87.4) 2.7Kg/m3V * MvVv

13、3600 v141.86 * 79. 713600 * 2. 71. 16ni/s提馏段:t平均= (133+) /2= C120 112. 85768. 9在C时，苯的密度112.85 100792. 5解得=Kg/m 3乙苯的密度120 112.85776.2112. 85 100795. 2解得 =Kg/m 3ML= 88638 105.354 97.0t m=CX Lm =0.2851 =X Lm1 - X LmLm =781 4Lm苯乙苯解得Kg/m3LvL ML141. 86 * 97. 03 ,0. 0049 m /s3600Lm3600 *781. 4Mv =80. 88210

14、3.08691. 984气相：2X vm =0. 87 0. 0820. 4762对全塔:Lv0.005790. 0049Vv16 皿 1.200. 003243/sm/s8234 784 802.43Kg/mKg/m32.7 2.92t/ c20406080100120140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：82C100 82 18. 85苯：82 60 23.74 解得 =100 82 20. 85乙苯：8260 25. 01解得平均=+ =进料板：c100 92. 7 18. 85苯：92. 780 21.27解得100 92. 720.

15、85乙苯：92. 7 8022. 92解得平均=+ =塔底：133C140 133 14. 17苯：133 120 16.49解得14013316. 82乙苯：13312018. 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/mmP200-300250-350300-450350-600P 400-600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 -F

16、oT求孔速2Vp V为气相密度。依式N =Vv/( n /4*d 02U0)求塔板上的理论浮阀数，即VvN 41.2 * 4152 8153n d2Un * 0.039 * 0.039 * 6.571 7 J . O1精馏塔有效高度的计算精馏段有效高度的计算：Z1 = 9 X =提馏段有效高度的计算：Z2 = 14 X =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，人孔高度为人孔直径HT，为.人孔数：S= (

17、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 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 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) H t+SH，+H+H第5节各接管的设计进

18、料管苯与乙苯在某些温度下的密度如下:t/ c20406080100120140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 800.7 0.624 802.6 0.376 801.4Kg/m3进料体积流量；Fm 138. 81 * 88. 638 3! 3 /V进料 15.4 m3 h 0. 0043 m3 s801.4取适宜的输送速度Uf=s,贝U：输送管径 d进 ;4_V进料 J4-030043 0.052mV u 2 3.14经圆整选取热轧无缝钢管(GB 816387)，规格： 60 X4 V进料 4 0. 0043实际管内流速： Uf

19、 dT 3770.0532 1 .95 m/s釜残液出料管釜液的平均摩尔分子质量M 0. 027 78. 11 0. 973 106. 11 103. 46 g mol釜残液的质量流量 Q M W 103. 46 52.31 5408. 8 Kg h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 752.8 0.027 763.5 0.973 763.2kg. m3则，残液的体积流量V釜液Q5408. 8 709 m3/ h0. 002 m763. 2取适宜的输送速度：Uf=s,则：输送管径d进4V釜液4 0. 0020 05006mu.1 3. 14经圆整选取

20、热轧无缝钢管，规格： 57 X实际管内流速：uf4V釜液4 0.0020 94m/sd残液3. 14 0. 052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5 0.0437m u 1 3. 14经圆整选取热轧无缝钢管，规格： 50 X一 、 u 4 V回流 4 0.0015 0实际管内流速：f d回流 3. 14 0.0452 . 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=39

21、5 KJ/Kg，丫乙苯=270 KJ/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：80100120140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= XX Cp苯+ (1- XD)x Cp 乙苯=KJ/ 馏出液 D的质量 Q=XX Dx M苯 + (1- XD)X Dx M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)x Cpx T=+ x +xx= x 106 KJ/h水的比热容可认为Cp

22、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 =x 106 KJ/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： 5001500kcal/. C）本设计取 K 900kcal m2 h oC 3762 J m2 h oC出料液温度：82C（饱和

23、气）一C （饱和液）冷却水温度：30 C 50 C逆流操作：t1 =C, t2=32 Ct t1 t2t m tIn丄 t2517 32 41.1OC,51. 7 In32由前面算得冷凝器交换的热量 Q = x 106 kJ/h故所选换热器为:JB/T 4715 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Nmm根数n排管数面积m2m2度mm32511999111500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：t m 150 133 170C由

24、前面算得再沸器交换的热量 Q = x 106 kJ/h故所选换热器为:JB/T 4715 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Nmm根数n排管数面积m2m2度mm2732195682000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，mA 塔板开孔区面积，m P 操作压力，kPaAo 筛孔区面积，vmP气体通过每层筛板的压降，kPaa塔的截面积，mT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，mD塔径，muo 液体通过降液体系的速度，m/sR回流比Vs气体体积流量，m/sRin 最小回流比H 塔板间距，mH板式塔高度，mH降液管内清夜层高度，mHF 进料处塔板间距，mLh液体体积流量，m/hM 平均摩尔质量，kg/kmolT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/m3hf 板上清液高度， m表面张力， mN/mL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）冷却水25-FC-2 25-FT-223125-TC-2T-001HA-121HA-119加 热 器T-001精馏塔E-001004换热器IK-001002储槽HA-101120阀门管线