3.672万吨每年苯和甲苯连续精馏装置工艺设计书

1 吨每年苯和甲苯连续精馏装置工艺设计书 二、设计方案的确定 理量确定 依设计任务书可知，处理量为 1500+36*100=5100Kg/h,5100*7200=吨 /年 计题目与设计进程 该次设计题目为： 吨 /年苯 甲苯连续精馏装置工艺设计。 本次设计为俩周，安排如下：表 2进程表 找数据与上课 全部设计计算 画图 写说明书 第一周的周一、二 第一周的周三到周日 第二周的周一到周四 剩余时间 述 塔设备是炼油、化工、石油 化工等生产中广泛应用的气液传质设备。根据塔内气液接触部件的结构型式，可分为板式塔和填料塔。板式塔大致可分为两类：有降液管的塔板 和 无降液管的塔板 。 工业应用较多的是有降液管的塔板，如浮阀、筛板、泡罩塔板等。 浮阀塔广泛用于精馏、吸收和解吸等过程。其主要特点是在塔板的开孔上装有可浮动的浮阀，气流从浮阀周边以稳定的速度水平地进入塔板上液层进行两相接触。浮阀可根据气体流量的大小而上下浮动，自行调节。浮阀塔的主要优点是生产能力大，操作弹性较大，塔板效率高，气体压强降及液面落差较小，塔的造价低，塔板结构较泡罩塔简单 . 浮 阀有盘式、条式等多种，国内多用盘式浮阀，此型又分为 F 1 型（ V 1型）、 V 4 型、十字架型、和 A 型，其中 F 1 型浮阀结构较简单、节省材料，制造方便，性能良好，故在化工及炼油生产中普遍应用，已列入部颁标准（ 1118 81）。其阀孔直径为 39阀质量为 33g，轻阀为 25g。一般多采用重阀，因其操作稳定性好。 计方案 设备的工业要求 总的要求是在符合生产工艺条件下，尽可能多的使用新技术，节约能源和成本，少量的污染。精馏塔对塔设备的要求大致如下： 一：生产能力大：即单位塔截面大 的气液相流率，不会产生液泛等不正常流动。二：效率高：气液两相在塔内保持充分的密切接触，具有较高的塔板效率或传质效率。 三：流体阻力小：流体通过塔设备时阻力降小，可以节省动力费用，在减压操作是时，易于达到所要求的真空度。 四：有一定的操作弹性：当气液相流率有一定波动时，两相均能维持正常的流动，而且不会使效率发生较大的变化。 五：结构简单，造价低，安装检修方便。 六：能满足某些工艺的特性：腐蚀性，热敏性，起泡性等 . 艺流程如下 ： 苯与甲苯混合液（原料储罐） 原料预热器 浮阀精馏塔（塔顶： 全 凝器 2 分配器 部分回流，部分进入冷却器 产品储罐） (塔釜：再沸器 冷却器 产品进入储罐） 程的说明 本方案主要是采用浮阀塔，苯和甲苯的原料混合物进入原料罐，在里面停留一定的时间之后，通过泵进入原料预热器，在原料预热器中加热到 ，然后，原料从进料口进入到精馏塔中。混合物中既有气相混合物，又有液相混合物，这时候原料混合物就分开了，气相混合物在精馏塔中上升，而液相混合物在精馏塔中下降。气相混合物上升到塔顶上方的冷凝器中，这些气相混合物被降温到泡点，其中的液态部分进入到塔顶产品冷却器中 ，停留一定的时间然后进入苯的储罐，而其中的气态部分重新回到精馏塔中，这个过程就叫做回流。液相混合物就从塔底一部分进入到塔底产品冷却器中，一部分进入再沸器，在再沸器中被加热到泡点温度重新回到精馏塔。塔里的混合物不断重复前面所说的过程，而进料口不断有新鲜原料的加入。最终，完成苯与甲苯的分离。 本次设计的要求是先算出最小回流比，然后随意选三个系数得到三个回流比，最后比较那个最好的回流比。 三、精馏塔设计 艺条件的确定 与甲苯的基础数据 表 3相平衡数据 温度 / 5 90 95 100 105 0 46 54 6 x y 表 3与甲苯的物理性质 项目 分子式 相对分子量 沸点 / 临界温度 / 临界压力 / 苯 3 液体的表面张力 温度 / 80 90 100 110 120 ）（苯 （甲苯 温度的条件： 假定常压，作出苯 甲苯混合液的 ，如后附图所示。依任务书，可算出： (理， 3 , 精馏段平均温度 1/2= 作压力选定 塔顶操作压力 P=层压降为尔分数 产品组成：塔顶产品，含苯 量分率，下同 ) ；塔底产品，含苯 可算出： ( 原料液及塔顶、塔底产品的平均摩尔量 MF=1B= kg/ MD=1B= ， MW=1B= kg/ 质量物料恒算与负荷计算及其结果表 总物料衡算 D+W=5100 （ 1） 易挥发组分物料衡算 5100 （ 2） 联立（ 1）、（ 2）解得： F=5100 kg/h =s=年 ,F=5100/h=s W=3324.7 kg/h=s=年 ,W=h=s D=h =s=年 ,D=h=s 表 3料恒算表 物料 kg/h kg/s 万吨 /年 h s F 5100 作出苯与甲苯的 ，因 P=可不对 进行修正 Q 线斜率 K=通过 (F)=(作出 Q 线与平衡线 交 一 点 (q)= （ ， 故( 求理论塔板数 取 可求精馏段操作方程为： y=用图解法求出理论塔板数 7,进料板为第 9 层。 同理得出 ， 精馏段操作方程为： y=4,进料板为第 8层 精馏段操作方程为： y=3,进料板为第 7层 平均塔效率 顶与塔底的平均温度： 分别算出 t=得相对挥发度 和 4 =有 t - x 查得该温度下 m= +（ 1 甲苯 =804= 故 * m=塔效率关联曲线得 求实际塔板数 精馏段实际塔板数 N 精 =8/6 提馏段实际塔板数 N 提 =8/6 全塔实际塔板数 N=17/3 同理可得， 3得如下： N 精 =14 ，提馏段实际塔板数 N 提 =12 ，全塔实际塔板数 N=27 精馏段实际塔板数 12 ，提馏段实际塔板数 12 ，全塔实际塔板数 N=25 以精馏段 均压力计算 取每层压降为0.=，那么进料板的压力 P=152+9=馏段的平均压力位 152+2=理其他回流比计算结果如下表： 表 3力表 R 2 料板压力 /馏段平均压力 / 平均摩尔质量计算 由 xD= 得 顶气相平均摩尔分子 量 1B=顶液相平均摩尔分子量 1B= 知 :料板气相平均摩尔分子量 1B=料板液相平均摩尔分子量 1B=馏段气相平均摩尔分子量 K g / K m m FV m =/).+.(=/)+(=K g / K m o m FL m =/.+.=/)+(= ）（均密度计算 m*(=5 同理计算出其他回流比 3的 塔顶平均密度 由 ,查手册得 A=, B= ( 进料板平均密度 7 A=， B=进料板液相的质量分率： = 1/( 精馏段液相平均密度为 时 ,查苯 表 3顶苯 组分 苯 (A) 甲苯 (B) 表面张力 /mN 顶表面张力： m，顶 = m 由进料温度 t= 时 ,查苯 3料苯 进料板的表面张力 ： m，进 = m 则精馏段平均表面张力为： m，精 =（ m，顶 + m，进 ） /2=（ 时，查手册得 A=, B= L 顶 = 进料温度 t= 时 ,查苯 A=, B= L 进 = 馏段液相平均粘度 L(精 ) =（ L 顶 + L 进 ） /2=（ ： L=h=s, V=(R+1)D=h=s L=L+h=s V=V+(=h=s 理得质量计算： L=h=s , V=h=s L=h=s , V=h=s 同回流比的负荷结果 同理得出 2=3=负荷计算， 三个回流比计算结果如下表： 表 3尔负荷 组分 苯 (A) 甲苯 (B) 表面张力 /mN 6 R L V L V h s h s h s h s 2 3 3量负荷 R L V L V kg/h kg/s kg/h kg/s kg/h kg/s kg/h kg/s 2 3 以 *3600*3600 s *3600*3600 s 同理得 3,总 的结果如下表 表 3s 值表 R m3/s) m3/s) 2 3 塔径的计算 以 查塔间距与塔径关系表，初选 取板上液层高度 那么 553036005 8 803600054998 0 9 2121 .=)*./(*)./.(=/)/( / 0 . 0 0 2 3* 0 8 1 50200 8 1 6020 202020.=)/(*.=)/(= . 1 9 . 9 3=)./).(.=)/)(= /m a 01054054998 0 90 8 1 50 2121 取安全系数为 么 u=s 塔径 1 4092001435 8 8044 .=).*(=)/(= 按标准圆整后取 D=1m 塔截面积222 7 8 50411434 *.=/= 实际空塔气速：=./.=/= 7 4 907 8 505 8 80同样计算出 3， 其总结果如下表 表 3径及其有关数据表 R (m/s) u /(m/s) D(/m) 圆整后D(/m) 实际 u /(m/s) 7 2 3 精馏塔有效高度的计算 以 除人孔板层后 精馏段有效高度： Z 精 =（ N 精 6 馏段有效高度： Z 提 =（ N 提 5 进料板、塔顶、第九层、第 27层、塔底分别设一个人孔，其塔板距为 故精馏塔的有效高度为 Z=3=理计算出其他回流比及总结果如下表： 表 3塔有效高度及人孔表 R Z 精 /m Z 提 /m 人孔数 塔有效高度 Z/m 2 3 塔顶、塔底空间 塔顶空间 取塔顶 .9 m 塔底空间 定塔底空间依储存液量停留 5 分钟，那么塔底液高 h=V/A=5 60/300/m 取塔底液面距最下面一层板留 塔底空间 m 可见，三个回流比的 米。 壁厚计算 取每年腐蚀 限制用年数为 15年， 那么壁厚 3015518 .=)*.+(=m 壁厚 32理可得出其他回流比的值，总结果如下表： 表 3顶、塔底和壁厚表 R 塔顶空间 HD/m 塔底液高 h/m 塔底空间 HB/m 塔体壁厚 /1 32 32 32 浮阀塔板设计 以 例 流装置 选用单溢流方形降液管，不设进口堰，各项计算如下： 堰长 口堰高 hw= 232 . 8 4 ()1000 近似取 E=1， s*3600=600=s 故 则 hw=形降液管宽度 f： 由 =弓形降液管的宽度和面积图可得， T=8 故 ,=算液体在降液管中的停留时间： =).*/(.*.*=/*= 故降液管尺寸可用。 液管底隙高度 0 0取降液管底隙处液体流速取 s 则 = 理 同理可得出其他回流比的各项计算，总结果如下表： 表 3流装置参数表 R 堰上液层高度 h0/m 堰长 lw/m 出口堰高hw/m 降液管宽度Wd/m 降液管的面积 Af/留时间 /S 底隙高度ho/m 2 3 塔板布置及浮阀数目与排列 选用 孔直径 9边孔中心距 t=75阀孔动能因子 0 ，孔速=./=/= 9740541000每一层塔板上的浮阀数 N：99974039041435 8 804 2020=).*.*/./(.=)*/(= c=s=板上的鼓泡面积 2 2 22 a r c s i xA x R x R - +犏臌p R=D/2 x=D/2-(s)=数据代入得 阀排列方式采用等腰三角形叉排，取同一排的孔心距 t=75估算排间距 600 7 50994 5 1 60 .=).*/(.=)*/(= 考虑到塔的直径较大，必须采用分块式塔板，而各分块版的支撑与衔接也要占去一部分鼓泡区面积，因此排间距不宜采用 应小于此值。 故取 t=60 按 t=75t=60等腰三角形叉排方式作图， 或者查标准可得 阀数 75 个 . 按 N=76 重新核算孔速及阀孔动能因数。 .=)./(.=)./(= 78575039041435 8 8003904 220591105478505400.=.*.=.= 0 变化不大 ， 9 仍在 912 范围内。 塔板开孔率 =u/同理，得出其他回流比总结果如下表： 表 3塔板参数表 R m/s) 初算浮阀数 N Aa/后t/后确定 N 最后u0/m/s 孔率 /% 9 0 75 2 17 0 119 3 43 5 128 塔板流体力学验算 相通过浮阀塔板的压强降 ：p C IH h h h= + + =./.=/.= . 695054173173 825182510因为 uo柱 927850543452345 220.=).*.*/(.*.*.=)*/(*.= 由液相为碳氢化合物，可取充气系数 0= 0柱 h ： 此阻力很小，可以忽略不计。 因 此 ， 与 气 体 流 经 一 层 浮 阀 塔 板 的 压 强 降 所 相 当 的 液 柱 高 为柱 . 则单板压降 90 8 00 .=.*.*.= 700设计合理。 同理算出其他回 流比 样也设计合理。 塔 为了防止淹塔现象的发生，要求控制降液管中清液层高度， (HT+ 其中 Hd=hp+hL+柱 不设进口堰，故 301 5 30 22 .=).(.=)/(.=， 同理得出其他回流比 3的 已选定 则 =已选定 则 (HT+ =见 (HT+符合防止淹塔的要求 . 同理得出其他回流比 3的 沫夹带 10 泛点率0 01 . 3 6100s LL m v A+-=?板上液体流经长度 上液体面积 和甲苯按正常系统取物性系数 K=泛点负荷系数图查得 点率= %.=%)./().+. .( 2511 0 06 7 1 801 2 8017 5 2000230361054998 0 9 0545 8 80泛点率 = %.=).(.=%).(. 2537 8 501 2 801780054998 0 90545 8 801 0 07805 1 800以下， 故知雾沫夹带量能满足 0.1 同理算出其他回流比的总结果如下表： 表 3点率有关数据表 板的负荷性能图 以 沫夹带线 依据泛点率001 . 3 6100s LL m v A+-=? 按泛点率 =80%，代人数据化简整理得： 出雾沫夹带线 (1)如附图中 同理算出其他回流比 3的雾沫夹 带线分别如下： 和 泛线 依前可知 hp=hc+hI+ Hd=hp+hL+ (HT+R ZL/m Ab/m2 a 式泛点率 /% B 式泛点率 /% 2 3 11 得： (HT+ p L d c I L dh h h h h h h h+ + = + + + +略 。 即： 3/20202 )3600()( 0 因 HT, 均为定值，且及、，把有关数据代人整理得液泛线： 0170321595 1 91 650 3222 =.+.+. / （ ,(和（ 在 2）， 同理得出其他回流比 3得液泛线如下： 01 7 50171022 7 10680 3222 =.+.+. / 30171982230680 3222 =.+.+. /体负荷上限线 液体的最大流量应保证在降液管中停留时间不低于 3体在降液管内停留时间 . 3600 q=3 5S ，则=/.=/=)(m a 3）在 无关的垂线。 同理得出其他回流比 3得液体负荷上限线如下： =)(m 0和=)(m 夜线 对于 据00 5 .=m 作气相负荷下限线（ 4） 同理得出其他回流比 漏夜线如下：=m 20和=m 相负荷下限线 取 堰 上 液 层 上 高 度 为 液 相 负 荷 下 限 条 件 ， 即 12 232 . 8 4 ()1000 而计算出下限值，取 E=， S/.=.). .(=). .(= /m 00560360066018421 0 0 00060360018421 0 0 00060 依此作出液相负荷下限线 (5)，该线为气相流出无关的竖 直线。 同理得出其他回流比 3漏夜线如下： =m =m 依附图中的 可知，由=m 0，得=m =m 操作弹性 =理得出其他回流比 3操作弹性分别如下： 以 负荷 以 1秒钟计算 查手册对应的温度得 : c a c a ,/=/.= 55161 3 162714塔顶ca /=/.= 15 5137塔顶从气相变为液相 ，温度不变。 )(.=)()+(= 8 9 51 5 555149614110塔底塔顶从液相变为液相的，温度变化。 )(.=)()+(= 2 1 0621 5 549061412+= 110 521同理得出其他回流比 3的 下： 表 4负荷表 R J/S J/S J/S 95 210 1105 3 传热面积 A 13 平均温度 T 塔顶 （ T D(30 ) 0 ) t 1(25 ) 5 故19565056501212 .=/ 值选定 因属于液 汽传热，故可取 K=1000w/ 热面积 A 26 15671910 0 01010 51 =.=同理得出其他回流比 3的传热面积 A= 清水的用量计算 依 水查手册 t=水的比热 = ,故把数据代人求得 m=一年的用水量年万吨总/.= 11 3 77 2 0 03 6 0 02和 m 总 分别如下： 表 4环水的用量表 R m/kg/s m 总 /万吨 /年 2 3 换热器选用 选用 471700管数 n=28,热换面积 A=热管长 L=3m,选用俩台交替使用。 同理可得其他回流比 3分别为： 选用 471700管数 n=56,热换面积 A=热管长 L=3m,选用俩台并联使用，再准备俩台备用。 选用 471700管数 n=56,热换面积 A=热管长 L=3m,选用俩台交替使用 ,再准备俩台备用。 负荷 以 1秒质量来算 +=+查手册对应的温度并依下式计算得 : 14 10 .= ,/.=,/.= 1 1 5505 7 922490从前面可知 F、 W、 D 和 分别把它们的值代人上式可得： ,同理得出其他回流比 3的 ， 热面积 A 平均温度90 T:90 0=0= T: 50 故 =)/ .= 510 150118 0 50118 热面积 因属于液 汽传热，故可取 K=1000w/， 25839510 110 0 0 10989 =.=同理可得 出其他回流比 3的 柴油的用量 柴油经过以下过程：从 290柴油蒸汽饱和柴油蒸汽（ 180 )饱和柴油液体 160柴油液体。 查手册得 320时 H=951J/g , 饱和柴油蒸汽焓 H=g ,饱和柴油液体 焓 H=g,160柴油液体焓 H=g 那么每克过热蒸汽放热 Q=g 一年的 =QB*t=998*1000*3600*7200J=013J， 故一年的蒸汽用量 m: m= /Q=013/4730 吨 同理得出其他回流比 3的过热蒸汽一年的用量 分别如下： 54644吨 和 67564吨。 沸器的选用 选一台立式热虹吸式再沸器， 00换面积为 11量 m=备一台备用。 同理可得其他回流比 3分别为： 选一台立式热虹吸式再沸器， 00换面积为 11量 m=备一台备用。 选一台立式热虹吸式再沸器， 00换面积为 14量 m=备一台备用。 先用塔底产品预热，再用过热蒸汽预热。 平均温度5 出料液温度 : t : 87 过热蒸汽温度： T:290 180 错流传热 =).(= 61 3 7871 8 0995290871 8 0995290 比热和传热的热量 查手册得 苯与甲苯的比热并计算的混合物的比热为： g. , 气相 B=热的热量 Q1=5= 2=m*4/5*( Q=2= 塔底产品预热给的热量 出料液温度 : t : 96 =,/.= 734209979109W=s，那么塔底产品每秒放出热量为： 7342099204571093.=).(.=)(*=： 传热面积和过热蒸汽的用量计算 同样取 K=1000w/ 故 25 846137100 0106 1 3 86 . .= 热蒸汽每秒的用量 一年用 量为 :600*7200=吨 /年 热器选用 选用一台固定管板式换热器 471519 换热面积 A= 管束 N=1,管数 n=33 ，且准备一台备用。 因属于液 液传热，故依经验值可取 K=600w/ 产品温度 t : 96 40 冷却水的温度 t: 40 25 =)(= 1292540409625404096 =05 查得W/.=320997W/.=47540 ) 热量 Q=m*(970I)=水每秒的用量 m=Q/( 123200/(15*16 传热面积 A=Q/(K*123200/(600*却器的选用： 选用一台固定管板式换热器 471519 换热面积 A=管束 N=1,管数 n=33 ，且 准备一台备用。 五 主要设备经费计算（ 体体积计算 除俩端得封头外，塔体的高度 h=D+Z= D=塔体截面积面积 =A*h= 塔板面积计算 塔板面积 A=板数 =3= 主要塔设备费用计算 依前 面可知，全凝器传热面积 =再沸器传热面积 1*2=22 预热器和釜液冷却器的传热面积分别为 =塔设备经费 I=000+000+（ 2+*4000=614530元 同理得出其他回流比 3的主要塔设备费用如下表： 表 4备费用表 R 塔体体积 V/板面积 A/热面积 A2/设备总费用 I/元 14530 16280 32 676930 定资产折旧费用 因为设备可用 15年，则 r=1/n=资产残余值可以忽略不计， 固定资产每年折旧额 D