粗苯加氫精制工藝工藝計算與設備選型方案

兩苯塔苯兩苯塔苯粗料原純苯塔粗苯加氫精制工藝工藝計算與設備選型方案B預精餾塔餾生產能力：15萬噸/年(料液)年工作日：7500小時計原料中含有：苯70.8%,甲苯11.2%,二甲苯3.5%苯乙烯1.5%重質苯10%(質量分率，下同)根據工藝的操作條件可知：根據設計任務，料液的年生產能力為150,000噸/年(折算為100%Q)。全年生產時間為7500小時，剩余時間為大修、中修時間，則每小時的生產能力為：由圖可知，進入兩苯塔的料液量即為20,000kg/hW1=W*(70.8%+11.2%+3.5%+1.5%)=20000*90%=1塔，所以進入預精餾塔的流量就是W1=18000kg/h99.9wt%,同時，產品回收率達到99.0%。在此目標下對該料液組成：70.8%苯，11.2%甲苯(質量分率，下同)產品組成(純苯塔):餾出液99.9%苯，釜液1%甲苯操作壓力：常壓(塔頂：100.5kPa進料：101.3kPa純苯塔的原料處理量F=20000*(70.8%+11.2%)=17000由5、基礎數據整理a=2.43.所以平衡方程為<1>.精餾段液相平均溫度：在平均溫度下查得p?=811.8液相平均密度為：其中，平均質量分數精餾段的液相質量流量L=RD=1.2*14095.05=169精餾段的液相體積流量精餾段氣相質量流量V=(R+1)D=氣體負荷：氣體密度：<2>.提餾段平均溫度：在平均溫度下查得p?=812.5kg/m°p?=802.6kg/m3液相平均密度為：其中，平均質量分數因為泡點進料，所以進料熱狀態(tài)q=1所以，提餾段液相質量流量：L'=L+qF=16911.06+1×17000=33提餾段液相體積流量提餾段氣相質量流量V?=V-(1-q)F=V=31009.11kg/h平均壓力：標準狀況下的體積：操作狀況下的體積：氣體密度：6、操作線方程精餾段操作線方程提餾段操作線方程本設計采用F1重閥浮閥塔，設全塔選用標準結構，板間距H=0.45m,溢流堰高he=0.05m。<1>.精餾段(1).求操作負荷系數C精餾段功能參數：塔板間有效高度H?=H-H=0.45-0.05=0.40m又查得82℃時，苯的表面張力為：22.08mN/m甲苯的表面張力為：22.19mN/m精餾段苯甲苯溶液的平均組成為：則含甲苯為：1-0.9145=0.0885wt所以表面張力：σ=0.9145×22.08+0.0885×22.19=22.09mN/m空塔氣速u=0.7Umax=0.84×0.7=0.588m/s(3).求塔徑D<2>.提餾段(1).求操作負荷系數C查斯密斯圖得C??=0.0662又得102℃時，苯表面張力為：18.49mN/m甲苯的表面張力為：19.18mN/m提餾段苯甲苯混合平均組成：甲苯：1-0.42=0.58平均表面張力：(2).求提餾段U’max空塔氣速u=0.7u'max=0.7×0.79=0.553m/s對全塔，圓整后塔徑D=2400mm塔截面積為1.2.5、理論塔板數計算<1>求最小理論塔板數Nm:<2>.求實際理論板數<3>進料板位置所以精餾段的平均相對揮發(fā)度：即第十層理論板為進料板<4>.計算板效率()求平均相對揮發(fā)度與平均粘度的積(a、μ)則：μ=μ?Xr+μg(1-x?)所以：μa=0.248×103×2.43(2)查板效率與μa關聯圖得：<5>實際板數1.2.6、塔內件設計<1>.溢流堰設計塔板上的堰是為了保持塔板上有一定的清液層高度，若過高則霧沫夾帶嚴重，過低氣液接觸時間短，都會降低板效。根椐經驗，取清液層高度h=0.05,本設計選用單溢流弓形降液管，不設進口堰。堰長取L=0.66D=0.66×2000=1320mm采用平直堰，堰上液層高度how提餾段及精餾段計算結果如下：精餾段提餾段溢流強度i,21適合要求適合要求求E,由堰上液由(a)計算堰高圓整到<2>.降液管設計W?--------降液管弓形寬度m時間t,一般大于5S,即：故降液管底隙高度H?,對弓形降液管，管口面積等于底塔徑分塊數3456得塔板分為5塊。②浮閥數目與排列取閥孔動能因子F?=10,計算如下：精餾段提餾段每層浮閥數取邊緣高度泡沫區(qū)寬度浮閥排列方式采用等腰三角形叉排，取同一橫排的孔因塔板采用分塊式，各分塊板的支承與銜接也要占去一部分鼓區(qū)面積，因此排間距取t=65mm=0.圖4-1浮閥孔排列圖排得閥數為320個，按φN=320個重新換算F,計算結果精餾段提餾段SP閥孔動能因素變化不大，仍在9-12之間。塔板開孔率：一般10%～14%,符合要求。1.2.7、塔板流體力學驗算<1>.氣相通過浮閥塔的壓降提餾段因為<2>淹塔為防止淹塔，要求嚴格控制降流管中液層高度。A、氣體通過塔板的壓降相當的液降高度h。精餾段h?=0.056m提餾段h,=0.057mB、液體通過降液管的壓頭損失。因為不設進口堰：所以H=hp+h?+h?取φ=0.5選定H?=0.45h?=0.032所以H≤φ(H?+h)即可防止淹塔。<3>霧沫夾帶。泛點率按下二式計算苯—甲苯系統(tǒng)屬無泡沫系統(tǒng)，物性系數K,查表得C由(A)式得泛點率泛點率由(B)式得泛點率泛點率由(A)、(B)算出的泛點率都小于70%,則滿足霧沫夾對于一定的物系和一定的塔板pv,pl,Ab,K,G按泛點率=70%計算：化簡得：0.08131V?+1.5667Ln=0.17化簡得：0.0826V+1.5667L=0.168由上可知，霧沫夾帶線為直線。<2>.液泛線忽略掉Ho,有：因塔板結構一定，物系一定，則H,H,Ho,Lw,pv,pl,e?和φ定值，式中d,N也是定值，故：上式可簡化此即常壓塔的泛點率。<3>.液相負荷上限液體在降液管中停錙時間不低于5S為停留時間<4>.漏液線對F?重閥，以F?=5為規(guī)定氣體最小負荷所以：精餾段：<5>.液相負荷下限取板上液層高度how=0.006m,作為液相負荷下限條件。數值及說明備注塔板形式單溢流弓形降液管分塊式塔板精餾提餾段降液管底隙高度h?:m浮閥個數N:個等腰三角形叉排閥孔氣速U?:m/S閥孔動能因素臨界閥孔氣速單位壓降△P:降液管液體停留時間降液管內流液層2泛點率(%)液相負荷上限33霧沫夾帶控制液相負荷下限漏液線控制塔底苯蒸汽的摩爾潛熱，=373KJ/Kg,塔底甲苯蒸汽的摩爾潛熱，=361KJ/Kg;所以需要的加熱蒸汽的質量流量塔頂上升苯蒸汽的摩爾潛熱，=379.3KJ/Kg塔頂上升甲苯蒸汽的摩爾潛熱，=367.1KJ/Kg所以冷凝器的熱流量因為水的定壓比熱容C,=1.174KJ/Kg/K,冷卻水的進口溫度t?=25℃,冷卻水的出口溫度t?=70℃,所以需要的冷卻水的質量流量<1>.壁厚選用20尺鋼為塔體材料，由于是常溫常壓操作，取壁<2>.封頭采用標準橢圓封頭，材料為20R鋼，壁厚與塔體相同，圖5-4標準橢圓封頭<3>.裙座以Qzss-A鋼為裙座材料，壁厚為10mm,內徑等于塔內徑D=2000mm,高度為2.5m,裙座與簡體的連接采用對焊不校核<4>.塔高設計開6個人孔，開人孔處(中間的兩處人孔)塔板間距增加為0.7m塔兩端空間，上端頭留1.5m,下端留3.0m,<5>.基礎環(huán)設計基礎環(huán)用Q?as-A鋼，內徑取900mm,外徑為1500mm,基礎環(huán)高取40mm,螺栓選用M36螺栓20顆。<6>.接管尺寸設計塔頂上升蒸汽的體積流量：取適宜速度uv=2.0m/s,那么實際管內流速：回流液體積流量利用液體的重力進行回流，取適宜的回流速度u,=0.5m/s,那么查得84℃時p=811.57kg/m3,p=802.87kg/m3查得120℃時p=810.43kg/m3,p=802.33得釜殘液