苯乙苯精餾塔工藝設(shè)計(jì)

1、紹興文理學(xué)院化學(xué)化工學(xué)院2012化工設(shè)計(jì)報(bào)告苯-乙苯精餾塔工藝設(shè)計(jì)應(yīng)化092班 錢武（19）目錄第1節(jié) 設(shè)計(jì)任務(wù)書2（一）設(shè)計(jì)題目2（二）操作條件2（三）塔板類型2（四）工作日2（五）主要物性數(shù)據(jù)2第2節(jié) 方案設(shè)計(jì)2方案設(shè)計(jì)2方案簡(jiǎn)介2第3節(jié) 物料衡算23.1進(jìn)料組成：23.2全塔的物料衡算：23.3相對(duì)揮發(fā)度：23.4理論塔板數(shù)和進(jìn)料板確定23.5實(shí)際板數(shù)和實(shí)際進(jìn)料位置確定2第4節(jié) 塔體工藝尺寸計(jì)算24.1操作壓力的計(jì)算24.2 塔體工藝尺寸計(jì)算2第5節(jié) 各接管的設(shè)計(jì)25.1進(jìn)料管25.2釜?dú)堃撼隽瞎?5.3回流液管25.4塔頂產(chǎn)品出口管2第6節(jié) 熱量衡算26.1塔頂冷卻水用量26.2塔釜飽

2、和蒸汽用量2第7節(jié) 輔助設(shè)備的計(jì)算及選型27.1 冷凝器的選擇27.2 再沸器的選擇2第1節(jié) 設(shè)計(jì)任務(wù)書題目：苯-乙苯精餾塔工藝設(shè)計(jì)（一）設(shè)計(jì)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(chǎn)能力為年產(chǎn)44000 噸98%的乙苯產(chǎn)品；進(jìn)精餾塔的料液含乙苯45%（質(zhì)量分?jǐn)?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(diǎn)進(jìn)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。試根據(jù)工藝要求進(jìn)行：（1）板式精餾塔的工藝設(shè)計(jì)；（2）標(biāo)準(zhǔn)列管式原料預(yù)熱器或塔頂冷凝器或塔底再沸器的選型設(shè)計(jì)；（3）確定接管尺寸；

3、（4）畫出帶控制點(diǎn)的工藝流程圖。（二）操作條件1.塔頂壓力 4kPa（表壓）2.進(jìn)料熱狀態(tài) 泡點(diǎn)進(jìn)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(shí)連續(xù)運(yùn)行。（五）主要物性數(shù)據(jù)1.苯、乙苯的物理性質(zhì)項(xiàng)目分子式分子量沸點(diǎn)臨界溫度臨界壓強(qiáng)Pa苯AC6H678.1180.1288.56833.4乙苯BC8H10106.16136.2348.574307.72.苯、乙苯在某些溫度下的表面張力t/2040608010012014028.826.2523.7421.2718.8516.4914.1

4、729.327.1425.0122.9220.8518.8116.823.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/20406080100120140877.4857.3836.6815.0792.5768.9744.1867.7849.8931.8913.6795.2776.2756.75.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

5、板間距HT/mm200-300250-350300-450350-600400-6006.苯-乙苯氣液平衡數(shù)據(jù)T/xy8010001.000880.7430.940960.5420.8651040.3850.7621120.2590.6311200.1570.4651280.0720.2571360.0000.000第2節(jié) 方案設(shè)計(jì)方案設(shè)計(jì)本項(xiàng)目是設(shè)計(jì)苯-乙苯體系生產(chǎn)工藝的設(shè)計(jì)。分為精餾塔的設(shè)計(jì)，換熱器的設(shè)計(jì)，閥門等帶控制點(diǎn)的設(shè)備的設(shè)計(jì)。設(shè)計(jì)的主要內(nèi)容為精餾塔的設(shè)計(jì)，換熱器的選型以及帶控制點(diǎn)的流程圖的繪制。精餾塔的設(shè)計(jì)流程為原料液由高位槽經(jīng)過(guò)預(yù)熱器預(yù)熱后進(jìn)入精餾塔內(nèi)。操作時(shí)連續(xù)的從再沸器中取出

6、部分液體作為塔底產(chǎn)品（釜?dú)堃海┰俜衅髦性弦翰糠制?，產(chǎn)生上升蒸汽，依次通過(guò)各層塔板。塔頂蒸汽進(jìn)入冷凝器中全部冷凝或部分冷凝，然后進(jìn)入貯槽再經(jīng)過(guò)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(jīng)過(guò)冷凝器后被送出作為塔頂產(chǎn)品。為了使精餾塔連續(xù)的穩(wěn)定的進(jìn)行，流程中還要考慮設(shè)置原料槽。產(chǎn)品槽和相應(yīng)的泵,有時(shí)還要設(shè)置高位槽。且在適當(dāng)位置設(shè)置必要的儀表（流量計(jì)、溫度計(jì)和壓力表）。以測(cè)量物流的各項(xiàng)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(yù)熱器的熱量主要通過(guò)再沸器中的蒸汽經(jīng)過(guò)冷卻下來(lái)的水，通過(guò)控制溫度到達(dá)原料預(yù)熱器的所需溫度，用以加熱，出去的水用來(lái)作為塔頂冷卻器的冷卻水，通過(guò)

7、這樣的循環(huán)，可以減少工廠運(yùn)行的成本。方案簡(jiǎn)介設(shè)計(jì)方案簡(jiǎn)介：設(shè)計(jì)中采用泡點(diǎn)進(jìn)料，塔頂上升蒸汽采用全冷凝器冷凝，冷凝液在泡點(diǎn)下一部分回流至塔內(nèi)，其余部分經(jīng)產(chǎn)品冷卻器冷卻后送至儲(chǔ)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(chǎn)品經(jīng)冷卻后送至儲(chǔ)罐。加料方式采用直接流入塔內(nèi)，采用泡點(diǎn)進(jìn)料，即熱狀態(tài)參數(shù)q=1.0。具體如下：塔型的選擇：本設(shè)計(jì)中采用浮閥塔。其設(shè)計(jì)比較容易。設(shè)計(jì)的依據(jù)與技術(shù)來(lái)源：本設(shè)計(jì)依據(jù)于精餾的原理（即利用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(jīng)濟(jì)上的要求，保證生產(chǎn)

8、安全的基礎(chǔ)上， 對(duì)設(shè)計(jì)任務(wù)進(jìn)行分析并做出理論計(jì)算。原料預(yù)熱器的設(shè)計(jì)簡(jiǎn)介：料液的初始溫度為30，通過(guò)塔底再沸器產(chǎn)生的熱水進(jìn)行加熱，通過(guò)溫度控制器來(lái)控制加熱器是否要對(duì)加熱水進(jìn)行加熱，然后進(jìn)入原料預(yù)熱器對(duì)原料進(jìn)行預(yù)熱。第3節(jié) 物料衡算3.1進(jìn)料組成：3.2全塔的物料衡算：年生產(chǎn)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(jù)帶入上式，得 F=86.5+W F=86.50.985+W0.0270 解得：F=138.81 Kmol/h， W=52.31 Kmol/hL=F+L=194.17 Kmol/hV=V=L+D=141.8

9、6 Kmol/h6.苯-乙苯氣液平衡數(shù)據(jù)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(jìn)料板溫度：解得：T=92.7塔釜的溫度：解得：T=1333.3相對(duì)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 6.079 1421.91 212.93根據(jù)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(duì)揮發(fā)度，結(jié)果列于下表中。苯乙苯85.5

10、（塔頂溫度）飽和蒸汽壓PoKPa107.5617.11相對(duì)揮發(fā)度苯-乙苯6.2994.8（進(jìn)料溫度）飽和蒸汽壓PoKPa147.2726.71相對(duì)揮發(fā)度苯-乙苯5.51132.9（塔釜溫度）飽和蒸汽壓PoKPa405.4193.02相對(duì)揮發(fā)度苯-乙苯4.46則：全塔平均相對(duì)揮發(fā)度苯-乙苯=（6.295.514.46）1/3=5.333.4理論塔板數(shù)和進(jìn)料板確定 XD=0.985 yF=0.901 XF=0.624Rmin=（XD-yF）/( yF XF)=（0.985-0.901）/(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(yè)）精

11、餾段：理論塔板數(shù)為4塊提餾段：理論塔板數(shù)為6塊進(jìn)料板為第5塊板作圖法求理論塔板數(shù)圖3.5實(shí)際板數(shù)和實(shí)際進(jìn)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(jìn)料、塔底溫度下的粘度,如下表：8292.7133苯0.303 mPas0.274 mPas0.195 mPas乙苯0.349 mPas0.320mPas0.238 mPas 頂 = 0.303XD +0.349(1XD) =0.304 m

12、Pas 底 = 0.195 XW +0.238(1XW) = 0.237 mPas 進(jìn)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(shí)際塔板數(shù)為23 計(jì)算實(shí)際塔板數(shù)精餾段提餾段實(shí)際加料板位置在第10塊第4節(jié) 塔體工藝尺寸計(jì)算4.1操作壓力的計(jì)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(jìn)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

13、 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(jì)算4.2.1 塔徑的計(jì)算通過(guò)計(jì)算，塔頂，進(jìn)料板，塔底的各種參數(shù)列于下表中。位置塔頂進(jìn)料板塔底摩爾分?jǐn)?shù)液0.9160.6240.027氣0.9850.9010.108質(zhì)量分?jǐn)?shù)液0.8890.550.02氣0.9800.870.082摩爾質(zhì)量液80.46288.638105.354氣78.5380.882103.086溫度8292.7133苯、乙苯的液相密度表格t/20406080100120140877.4857.3836.6815.0792

14、.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(shí)，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(shí)，苯的密度 解得 =777.4 Kg/m3 乙苯的密度 解得 =783.0 Kg/m3液相： tm=112.85 解得 Kg/m3 m3 /s氣相：Kg/m3 m3/s對(duì)全塔：m3/s

15、m3/sKg/m3Kg/m3 表面張力的計(jì)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(jìn)料板：92.7苯： 解得 =19.79乙苯： 解得 =21.67平均=0.624*19.79+(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*

16、14.97+(1-0.027)*17.52=17.45對(duì)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(guān)聯(lián)圖，得，依式校正到物系表面張力為19.68mN/m時(shí)的C取安全系數(shù)為0.7，則調(diào)整塔徑為1.4m;塔截面積為AT=/4*D2=1.54m2U=Vv/AT=1.2/1.54=0.78m3/s4.2.2 浮閥個(gè)數(shù)的計(jì)算采用F1型重閥，重量為33

17、g，孔徑為39mm一般正常負(fù)荷情況下，希望浮閥是在剛?cè)_時(shí)操作，實(shí)驗(yàn)結(jié)果表明此時(shí)閥孔動(dòng)能因子Fo為8 11。所以，取閥孔動(dòng)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(jì)算精餾段有效高度的計(jì)算：Z1 = 90.45=4.05m 提餾段有效高度的計(jì)算：Z2 = 140.45=6.3m 人孔數(shù)目根據(jù)塔板安裝方便和物料的清洗程度而定。 對(duì)于處理不需要經(jīng)常清洗的物料，可隔810塊塔板設(shè)置一個(gè)人孔；對(duì)于易結(jié)垢、結(jié)焦的物系需經(jīng)常清洗，則每隔46塊塔板開一個(gè)人孔。人孔直徑通常為450-550mm。此處每隔5層塔板開一人

18、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(nèi)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(yīng)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(nèi)最下層塔板到塔底間距。其值視具體情況而定：當(dāng)進(jìn)料有15分鐘緩沖時(shí)間的容量時(shí)，塔底產(chǎn)品的停留時(shí)間可取35分鐘，否則需有1015分鐘的儲(chǔ)量，以保證塔底料液不致流空。塔底產(chǎn)品量大時(shí)，塔底容量可取小些，停留時(shí)間可取35分鐘；對(duì)易結(jié)焦的物料，停留時(shí)間應(yīng)短些，一般取11.5分鐘。此處塔底空間高度HB 取1.5m。進(jìn)料段高度HF取決于進(jìn)料口得結(jié)構(gòu)形式和物料狀

19、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(shè)計(jì)5.1進(jìn)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(shí)，由示差法可知 苯=800.7Kg/m3 ，乙苯=802.6Kg/m3 ，則，進(jìn)料的平均密度Kg/m3進(jìn)料體積流量;取適宜的輸送速度uf=2.0m/s, 則：輸送管徑經(jīng)圓整選取

20、熱軋無(wú)縫鋼管(GB 816387)，規(guī)格：603.5mm實(shí)際管內(nèi)流速： m/s5.2釜?dú)堃撼隽瞎芨旱钠骄柗肿淤|(zhì)量釜?dú)堃旱馁|(zhì)量流量可近似查得，塔底溫度133時(shí)，苯=752.8Kg/m3 ，乙苯=763.5 kg/m3釜?dú)堃旱钠骄芏葎t，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(jīng)圓整選取熱軋無(wú)縫鋼管，規(guī)格：573.5mm實(shí)際管內(nèi)流速：m/s 5.3回流液管回流液的質(zhì)量流量：可近似查得，塔頂回流溫度81.1 時(shí)，苯=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(jìn)行回流，取適宜的回流速度uL=1m/s則：回流管徑

21、輸送管徑經(jīng)圓整選取熱軋無(wú)縫鋼管，規(guī)格：502.5mm實(shí)際管內(nèi)流速： m/s5.4塔頂產(chǎn)品出口管塔頂產(chǎn)品的質(zhì)量流量可近似查得，塔頂產(chǎn)品溫度81.1 時(shí)，苯=813.8Kg/m3 ，乙苯=812.6 kg/m3產(chǎn)品液的平均密度則：產(chǎn)品液的體積流量取適宜的流速uL=1m/s則：管徑輸送管徑經(jīng)圓整選取熱軋無(wú)縫鋼管，規(guī)格：63.53.5mm實(shí)際管內(nèi)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(diǎn)回流，則計(jì)算回流溫度t=81.7在塔頂82的汽化熱苯=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

22、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(zhì)量QD=XDDM苯+（1- XD）DM乙苯=6895.04 Kg/h回流液質(zhì)量QL=R*QD=4412.8 Kg/h則冷凝器熱負(fù)荷Q=（QD+QL）+（QD+

23、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(rèn)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(shí)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(zhì)量流量Qw=W*Mw=5511.07 Kg/h則，塔底再沸器的熱負(fù)荷Q再沸器=Qw塔釜=340.45511.07=1.88106 KJ/h再沸器采用間接蒸汽加熱，在加熱蒸汽壓力為0.5MPa下，蒸汽密度=2.6673Kg/m3,則所需蒸汽：第7節(jié) 輔助設(shè)備的計(jì)算及選型7.1 冷凝器的選擇有機(jī)物蒸氣冷凝器設(shè)計(jì)選用的總體傳熱系數(shù)一般范圍為：5001500kcal/(m2.h.)本設(shè)計(jì)取出料液溫度：