苯-甲苯精馏塔的设计.doc

目 录前言（7）第1章 精馏方案的说明（7）第1.1节 操作压力（7）第1.2节 进料状态（8）第1.3节 采用强制回流（冷回流）（8）第1.4节 塔釜加热方式、加热介质（8）第1.5节 塔顶冷凝方式、冷却介质（8）第1.6节 流程说明（8）第1.7节 筛板塔的特性（9）第1.8节 生产性质及用途（9）第1.9节 安全与环保（11）第2章 烯烃加氢饱和单元分析（12）第2.1节 反应机理及影响因素分析第2.2节 物料平衡第2.3节 能量平衡第3章 精馏塔设计计算（12）第3.1节塔的工艺计算.（12）第3.2节塔和塔板主要工艺尺寸的设计计算.（25）第4章 塔的流体力学验算（31）第4.1节校核（31）第4.2节负荷性能图计算（34）第5章 辅助设备选型计算（39）第5.1节换热器的计算选型（39）第5.2节 管道尺寸的确定（44）第5.3节 原料槽、成品槽的确定（45）第6章 设计结果概要及分析讨论（45）第6.1节数据要求（45）第6.2节设计特点（46）第6.3节 存在的问题（46）参考文献（47）符号说明（48）附录1（52）附录2（52）附录3（52）附录4（52）前言本论文是针对工业生产中苯-甲苯溶液这一二元物系中进行苯的提纯精馏方案，根据给出的原料性质及组成、产品性质及组成，对精馏塔进行设计和物料衡算。通过设计核算及试差等计算初步确定精馏塔的进料、塔顶、塔底操作条件及物料组成。同时对精馏塔的基本结构包括塔的主要尺寸进行了计算和选型，对塔顶冷凝器、塔底再沸器、相关管道尺寸及储罐等进行了计算和选型。在计算设计过程中参考了有关化工原理、化学工程手册、冷换设备工艺计算手册、炼油设备基础知识、石油加工单元过程原理等方面的资料，为精馏塔的设计计算提供了技术支持和保证。通过对精馏塔进行设计和物料衡算等方面的计算，进一步加深了对化工原理、石油加工单元过程原理等的理解深度，开阔了视野，提高了计算、绘图、计算机的使用等方面的知识和能力，为今后在工作中进一步发挥作用打下了良好的基础。第1章 精馏方案的说明本精馏方案适用于工业生产中苯-甲苯溶液二元物系中进行苯的提纯。精馏塔苯塔的产品要求纯度很高，达99.9以上，而且要求塔顶、塔底产品同时合格，以及两塔顶温度变化很窄(0.02)，普通的精馏温度控制远远达不到这个要求。故在实际生产过程控制中只有采用灵敏板控制才能达到要求。故苯塔采用温差控制。第1.1节 操作压力精馏操作在常压下进行，因为苯沸点低，适合于在常压下操作而不需要进行减压操作或加压操作。同时苯物系在高温下不易发生分解、聚合等变质反应且为液体（不是混合气体）。所以，不必要用加压减压或减压精馏。另一方面，加压或减压精馏能量消耗大，在常压下能操作的物系一般不用加压或减压精馏。第1.2节 进料状态进料状态直接影响到进料线（q线）、操作线和平衡关系的相对位置，对整个塔的热量衡算也有很大的影响。和泡点进料相比：若采用冷进料，在分离要求一定的条件下所需理论板数少，不需预热器，但塔釜热负荷（一般需采用直接蒸汽加热）从总热量看基本平衡，但进料温度波动较大，操作不易控制；若采用露点进料，则在分离要求一定的条件下，所需理论板数多，进料前预热器负荷大，能耗大，同时精馏段与提馏段上升蒸汽量变化较大，操作不易控制，受外界条件影响大。泡点进料介于二者之间，最大的优点在于受外界干扰小，塔内精馏段、提馏段上升蒸汽量变化较小，便于设计、制造和操作控制。第13节 采用强制回流（冷回流）采用冷回流的目的是为了便于控制回流比，回流方式对回流温度直接影响。第14节 塔釜加热方式、加热介质塔釜采用列管式换热器作为再沸器间接加热方式，加热介质为水蒸汽。第15节 塔顶冷凝方式、冷却介质塔顶采用列管式冷凝冷却器，冷却介质用冷却水。第16节 流程说明由于上游装置没有后加氢单元，所以在重整反应过程中生成的烯烃会带到本装置原料中， 烯烃的存在，会导致苯、甲苯产品的酸洗比色不合格，因此必须进行烯烃的加氢饱和。本装置流程包括烯烃加氢反应单元和精馏单元两部分。烯烃加氢反应单元：原料经过进料泵加压后进入换热器E101与反应生成油交换热量后，进入加热炉L101进行加热，再进入反应器R101，经过烯烃饱和加氢反应后进入热交换器E101冷却后，进入油气分离器V101，油进入精馏原料中间罐。本精馏方案采用节能型强制回流进行流程设计，并附有在恒定进料量、进料组成和一定分离要求下的自动控制系统以保证正常操作。精馏过程：30OC原料液从原料罐经进料泵进入原料换热器E102再经原料预热器进行预热进一步预热至泡点（97.65OC，加热介质为水蒸汽），温度升至约97.65oC,从进料口进入精馏塔T101进行精馏，塔顶气温度为81.52oC部分冷凝后的气液混合物进入塔顶冷却器（冷却介质为冷却水），冷凝后的物料进入回流罐V102，然后再通过回流泵，将料液一部分作为回流也打入塔顶，另一部分作为塔顶产品经产品冷却器进入产品储罐V103，再经产品泵P104/AB输送产品。塔釜内液体一部分进入再沸器E103，经水蒸汽加热后，回流至塔釜，另一部分与原料换热器换热后排入甲苯储罐。在整个流程中，所有的泵出口都装有压力表，所有的储槽都装有放空阀，以保证储槽内保持常压。第1.7节 筛板塔的特性筛板塔是最早使用的板式塔之一，它的主要优点：（1）结构简单，易于加工，造价为泡罩塔的60%左右，为浮阀塔的80%左右；（2）在相同条件下，生产能力比泡罩塔大20%-40%；（3）塔板效率较高，比泡罩塔高15%左右，但稍低于浮阀塔；（4）气体压力降较小，每板压力降比泡罩塔约低30%左右。筛板塔的缺点是：小孔筛板易堵塞，不适宜处理脏的、粘性大的和带固体粒子的料液。第1.8节 生产性质及用途1.8.1 苯的性质及用途苯是一种易燃、易挥发、有毒的无色透明液体，易燃带有特殊芳香气味的液体。分子式C6H6，相对分子量78.11，相对密度0.8794(20)，熔点5.51，沸点80.1，闪点-10.11(闭杯)，自燃点562.22，蒸气密度2.77kg/m3，蒸气压13.33kPa(26.1 )， 标准比重为0.829。蒸气与空气混合物爆炸限1.4%8.0%。不溶于水，与乙醇、氯仿、乙醚、二硫化碳、四氯化碳、冰醋酸、丙酮、油混溶。遇热、明火易燃烧、爆炸。能与氧化剂，如五氟化溴、氯气、三氧化铬、高氯酸、硝酰、氧气、臭氧、过氯酸盐、(三氯化铝+过氯酸氟)、(硫酸+高锰酸盐)、过氧化钾、(高氯酸铝+乙酸)、过氧化钠发生剧烈反应，不能与乙硼烷共存。苯是致癌物之一。苯是染料、塑料、合成树脂、合成纤维、药物和农药等的重要原料，也可用作动力燃料及涂料、橡胶、胶水等溶剂。质量标准：见表11。表1-1 纯苯质量标准（GB/T2283-93）项目指标特级一级二级三级外观室温（1825）下透明液体，不深于每1000mL水中含有0.003g重铬酸钾溶液的颜色密度（20）/kg/m3沸程/大气压下（80.1）酸洗比色溴价/(g/100mL)结晶点/二硫化碳/(gBr/100mL)噻吩/(g/100mL)8768800.70.155.20.0050.048768800.80.205.00.0060.048758800.90.304.9-8748801.00.400.40-中性实验中性水分室温（1820）下目测无可见不溶水1.8.2 甲苯的性质甲苯有强烈的芳香气味，无色有折射力的易挥发液体,气味似苯。分子式C7H8，相对分子质量92.130，相对密度0.866(20/4)，熔点-95-94.5，沸点110.4，闪点4.44(闭杯)，自燃点480，蒸气密度3.14 kg/m3，蒸气压4.89kPa(30) 比重D 420、0.866，蒸气与空气混合物的爆炸极限为1.27%7%。几乎不溶于水，与乙醇、氯仿、乙醚、丙酮、冰醋酸、二硫化碳混溶。遇热、明火或氧化剂易着火。遇明火或与(硫酸+硝酸)、四氧化二氮、高氯酸银、三氟化溴、六氟化铀等物质反应能引起爆炸。流速过快(超过3m/s)有产生和积聚静电危险。甲苯可用氯化、硝化、磺化、氧化及还原等方法之前染料、医药、香料等中间体及炸药、精糖。由于甲苯的结晶点很低，故可用作航空燃料及内燃机燃料的添加剂。质量标准：见表12。表1-2 甲苯质量标准（GB/T2284-93）项目指标特级一级二级外观室温（1825）下透明液体，不深于每1000mL水中含有0.003g重铬酸钾溶液的颜色密度（20）/(kg/m3) 沸程/大气压下（110.6）酸洗比色溴价/（gBr/100mL）8638680.70.150.18618680.90.200.28608702.00.30设塔顶温度为80.10（353.25K）试差：PAS=759.96mmHg PBS=293.27mmHg KA=PAS/P=759.96/763=0.9960KB=PBS/P=293.27/763=0.3844与塔顶气相相平衡的液相组成：则：该温度不符合要求，1所设温度偏低。b设塔顶温度为81.4（354.55K）试差：PAS=790.84mmHg PBS=306.679mmHg KA=PAS/P=790.84/763=1.0365KB=PBS/P=306.67/763=0.4019与塔顶气相相平衡的液相组成：则：该温度不符合要求，1所设温度偏高。c设塔顶温度为80.65（353.8K）试差：PAS=772.9155mmHg PBS=298.8786mmHg KA=PAS/P=772.9915/763=1.0130KB=PBS/P=298.8786/763=0.3917与塔顶气相相平衡的液相组成：则：该温度不符合要求，。因此，塔顶温度（2）塔釜温度的求取已知： 根据 InPio=Ai- Antoine公式a 设塔釜温度为117.00（390.15K）试差PAS=2091.51mmHg PBS=911.0642mmHgKA= PAS /P=2091.51/933=2.2417KB= PBS /P=911.0642/933=0.9765与塔釜液相相平衡的气相组成：则：该温度不符合要求，yi1所设温度偏低。b 设塔釜温度为120（393.15K）试差PAS=2249.1604mmHg PBS=988.2522mmHgKA= PAS /P=2249160/933=2.4107KB= PBS /P=988.2522/933=1.0592与塔釜液相相平衡的气相组成：则：该温度不符合要求，yi1所设温度偏高。c 设塔釜温度为117.77（390.92K）试差PAS=2131.1489mmHg PBS=930.4094mmHgKA= PAS /P=2131.1489/933=2.28419KB= PBS /P=930.4094/933=0.99722与塔釜液相相平衡的气相组成：则：该温度符合要求。所以塔釜温度（3）进料板温度的确定已知：P顶=763mmHg ； P底=933mmHg P进料=（P顶+P底）/2=（763+933）/2=848mmHg 根椐InPio=Ai-Antoine公式a设进料板温度为97（370.15K）试差：PAS=1244.023mmHg PBS=509.3056mmHgKA=PAS/P=1244.023/848=1.4670KB=PBS/P=509.3056/848=0.6606泡点进料，与液相相平衡的气相组成：则：该温度不符合要求，yi1所设温度偏高。b进料板温度为88（361.15K）试差：PAS=963.2939mmHg PBS=382.4742mmHgKA=PAS/P=963.2939/848=1.136KB=PBS/P=382.4742/848=0.451泡点进料，与液相相平衡的气相组成：则：该温度不符合要求，yi设进料板温度为89.63（362.78K）试差：PAS=1010.0721mmHg PBS=403.3343mmHgKA=PAS/P=1010.0721/848=1.1911228KB=PBS/P=403.3343/848=0.47563泡点进料，与液相相平衡的气相组成：则：该温度符合要求。所以进料板温度3.1.3 密度、流量的计算由密度公式计算查得：苯和甲苯的常数见表2-3ABCD苯0.976190.26071562.160.27357甲苯0.882570.27108591.790.29889表2-3苯和甲苯的常数a塔顶时根据计算气体：由故平均摩尔质量气相密度由计算b 塔釜时气体：气相密度c 进料表2-4进料、塔顶、塔釜流量物料单位FDWkg/h1769.341250519.34kmol/h21.61715.9795.638m3/h2.2111.548140.67293.1.4 回流比的确定精馏塔操作是在某一适宜回流比下进行的，适宜回流比的数值在全回流与最小回流比的数值之间，一般取R=（1.12）Rmin，H此取R=1.8Rmin已知： 挥发度由公式求取：则: 泡点进料， 最小回流比： 3.1.5 操作线方程a精馏段操作线方程 以第一块塔板作为计算依据因为 所以 甲苯和甲苯温度-组成图得气相密度b提留段操作线方程泡点进料 以塔釜作为计算依据因为 ：所以 ：已知塔釜气相密度表2-5 精馏段、提馏段物性数据物料单位精馏段提馏段VL52.18736.20852.18757.8254082.552838.3674804.325326.07571508.9763.5151956.0616.90.420.0009760.54340.00192密度单位0.8074210.7718442.70551807.4212.449771.8443.1.6 理论塔板数的确定由附图（1），查得其中精馏段6块，提留段10块（包括1个再沸器）3.1.7 板效率与实际板数的计算定性温度，T在时纯组分的粘度查得：对于筛板塔 第3.2节 塔和塔板主要工艺尺寸的设计计算3.2.1 求取泛点气速精馏段预选 取：板间距HT=340mm=0.34mHL=0.06m=60mmHT-HL=340-60=280mm，查液体表面张力共线图得:查筛板塔泛点关联图：提留段预选 取：板间距HT=340mm=0.34mHL=60mm =0.06mmHT-HL=340-60=280mm=0.28m，查液体表面张力共线图得：查筛板塔泛点关联图：3.2.2 塔径计算 这里取 精馏段则塔径 根据标准塔径圆整为：D=0.8m=800mm查表得，当塔径为0.8m时，所设可用，塔横截面积空塔气速：提馏段则塔径根据标准塔径圆整为：D=1.2m=1200mm查表得，当塔径为1.2m时，板间距可取400mm，则所设可用。塔横截面积空塔气速：3.2.3塔板结构尺寸的设计计算（1）板结构尺寸精馏段堰长 取 堰高查液流收缩系数图得：E=1.046对常压塔，所以取则堰高 降液管下沿到塔板间距离 所以取 降液管横截面积 根据 ,查弓形的宽度与面积图得 即:塔板板面的布置a. 安定宽度当D1.5m时 ，取b.边缘区宽度小塔在3050mm，取，根据，根据弓形降液管高度查得由于选用的塔径不大，因此，设计为单溢流塔板。c.对于单溢流塔板,鼓泡区面积筛孔数目与排列规定塔板上筛孔为正三角形排列 取孔径孔间距开孔率：开孔数：提留段堰长 取 堰高查液流收缩系数图得：E=1.06对常压塔，所以取则堰高 降液管下沿到塔板间距离 所以取 降液管横截面积 根据 ,查弓形的宽度与面积图得 即:塔板板面的布置a. 安定宽度当D1.5m时 ，取b.边缘区宽度大塔在5075mm，取，根据，根据弓形降液管高度查得由于选用的塔径不大，因此，设计为单溢流塔板。c.鼓泡区面积筛孔数目与排列规定塔板上筛孔为正三角形排列 取孔径孔间距开孔率：开孔数：(2)塔高的计算:已知:进料板温度为查图吉利兰关联图查得: N=7.70（不包括再沸器,查附图1,N=8）第14块板进料HD1.02.0m取1.5m NP取4个 取 第四章 塔的流体力学验第4.1节 校核4.1.1 板压降精馏段（1）干板压降一般塔板厚度，因此取，查干板孔流系数图（2）气体通过塔板的压降（3）液体通过降液管的压降核对通过提馏段（1）干板压降一般塔板厚度，因此取，查干板孔流系数图（2）气体通过塔板的压降（3）液体通过降液管的压降核对通过4.1.2 降液管液体停留时间精馏段提馏段4.1.3 雾沫夹带量验算精馏段校核通过提留段校核通过4.1.4 塔板严重泄漏的校核精馏段校核通过提馏段校核通过第4.2节 负荷性能图计算4.2.1 液体流量下限线精馏段E=1.046 则：提馏段E=1.06 则：4.2.2 液体流量上限线精馏段提馏段4.2.3 漏液线精馏段表3-1漏液线作图数据序号VL(m3/h)Uow（m/s）Vg(m3/h)1.615.92426.2446.09438.4886.30453.6106.4460.8提馏段表3-2漏液线作图数据序号VL(m3/h)Uow（m/s）Vg(m3/h)2.366.53963.82886.76997.776167.021036.1522716.162385.2164.2.4 过量雾沫夹带线精馏段表3-3过量雾沫夹带线作图数据序号VL(m3/h)HL（m）Vg(m3/h)1.610.0061471.9440.111603.3780.171761.07100.021839.93提馏段表3-4过量雾沫夹带线作图数据序号VL(m3/h)HL（m）Vg(m3/h)2.360.0063231.2880.0133422.97160.0213642.04270.033888.494.2.5 液泛线精馏段表3-5液泛线作图数据序号VL(m3/h)HL（m）Vg(m3/h)80.0672378.3150.0762202.7200.0822053.6提馏段表3-6液泛线作图数据序号VL(m3/h)HL（m）Vg(m3/h)160.0712304250.0792173300.0822055第五章 辅助设备选型计算第5.1节 换热器的计算选型5.1.1 加热蒸汽用量与冷却水量的计算加热蒸汽用量（1）工艺条件原料及回流温度(2)热量衡算 塔顶苯蒸汽带出热量已知：塔顶苯汽热焓查得：则： 塔底残液带出热量（以甲苯为计算依据） 塔体散热量联合给热系数为风速，所以,则为塔外表面积,，所以取 为塔外表温度，所以取室外空气温度，按冬季室外采暖计算温度则 总输出热量 原料带入热量 回流带入热量已知: 塔底再沸器供热量间接蒸汽压力取（绝对压强），查得相应饱和水蒸汽温度为饱和蒸气的比汽化焓为冷却水量的计算（1）工艺条件冷凝液出口温度 苯蒸汽进口温度冷却水进口温度冷却水出口温度（2）热量衡算由于塔顶馏出液主要是纯苯，因此计算时以苯的有关参数为准，焓的基准为。冷凝液量 苯蒸汽在冷凝段放出热量查得：时， 时，查苯蒸汽的汽化焓则：苯在冷却段放出热量 冷却水耗量G 水在冷却段内温升 平均温差80.650C350C80.650C18.70C苯蒸汽冷却水a 冷凝段温差 80.650C18.70C300C150C苯蒸汽冷却水b 冷却段温差则取对数平均值5.1.2 换热器的确定换热面积的计算则：换热面积 取总转热系数 按20的裕量考虑，实际需换热面积：选用再沸器规格为：其型号为：即 FA-500-80-16-2表4-1外壳直径DN500mm公称面积A80m2公称压强PN1.6MPa管子尺寸d192管子L6m管程数NP2管数NT228中心排管数16计算换热面积29.46m2管子排列方式正方形换热面积的计算（1）冷凝段换热面积 取冷凝段总传热系数 （2）冷却段换热面积冷却器选用单壳程，温度修正系数查得，则换热面积 取冷却段总传热系数 则：则总传热面积：按25的裕量考虑，实际需换热面积：选用冷凝却器的规格为：其型号为：即 FB-600-95-16-2表4-2外壳直径DN600mm公称面积A95 m2公称压强PN1.6MPa管子尺寸d192管子L6m管程数NP2管数NT208中心排管数24计算换热面积79.0m2管子排列方式正方形第5.2节 管道尺寸的确定5.2.1 原料入口管取 5.2.2 塔顶蒸汽管取 5.2.3 再沸器升气管取 第5.3节 原料槽、成品槽的确定5.3.1 原料槽 取H=1.5D， D=2.658(m) H=3.987(m) 5.3.2 成品槽 按8天存量时间设计D=1.54814m3/h V=1.54814248=297.243m3每个贮槽按65m3设计，n=297.243/65=4.6(个) 因此，按5个贮槽布置。第六章 设计结果概要及分析讨论本精馏设计方案从整体上看，设计趋于准确，一般情况下操作安全，操作弹性也比较大，可以完成生产任务的要求。流程中设有自动控制系统可以保证一定的塔效率，辅助设备充分满足要求，并且在设计中选用了节能型工艺流程，具有一定的优越性。第6.1节 数据要求 在计算过程中，数据比较精确，大多数据采用Excel计算，其中以精馏塔塔顶、塔釜、进料板及进料温度为代表的试差计算以及第一块板、塔釜物料流量等重要数据的求取。第6.2节 设计的特点在本设计中考虑了能量的综合利用和能量合理的利用，用塔顶蒸汽预热原料，一方面为原料的预热提供了热量，节约了水蒸汽的用量，另一方面，本产品本身得到一部分的冷凝，节约了冷凝水的用量，按每没m3水为1元，每吨水蒸汽为50元算，每年节约近5万元。同时，在整个流程中用气动阀控制，在操作过程中某一关键步骤出现非正常时，自动装置就会及时反应并自动调节，避免人为的失误。在整个操作过程中，主要控制进料版、进料、塔顶、塔釜的回流温度及压力。第6.3节 存在的问题在设计中，由于设计时间较短，只计算了原料泵、再沸器、塔顶冷凝冷却器。其他的辅助设备泵和换热器都只是估算。在选取冷凝器时，用塔顶蒸汽预热原料的换热器没有算，但从热量衡算中可看出，其热量很小，所需的换热器应是一个小型换热器。第七章 参考文献1 陈敏恒等.化工原理上下册.化学工业出版社.2006年5月第3版2 冯伯华.化学工程手册第1、2、3、6卷.化学工业出版社.1989年10月第1版3 包丕琴.华工原理课程设计指导书.北京化工大学化工原理教研室.1997年4月4 陈洪钫.化工分离过程，化学工业出版社，1995年5月第1版5 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