课程设计年产9.6万吨苯-甲苯分离工艺装置设计

年产96万吨苯甲苯分离工艺装置设计摘要在化工炼油石油化工等工业中精馏分离液体混合物得到广泛的应用。精馏过程的实质是利用混合物中各组分具有不同的挥发度。即在同一温度下，各组分的饱和蒸汽压不同这一性质，使液体中的轻组分转移到气相中，汽相中的重组分转移到液相中，从而达到分离的目的。塔设备的性能对于整个装置的产品质量产量生产能力和消耗定额，以及三废处理和环境保护等各个方面，都有非常大的影响。在本设计中我们使用浮阀塔，浮阀塔的突出优点是浮阀塔有处理能力大、操作弹性大、塔板液面易于控制、结构简单安装方便，易于调整、雾沫夹带量小。浮阀与泡罩板的差别在于取消了泡罩与升气管，而直接在板上开很多带浮阀的孔。操作时气体以高速通过小孔上升，液体则通过降液管流到下一层板，而浮阀能很好地控制气速，给塔以很大的操作弹性。并且分散成泡的气体使板上液层成为强烈湍动的泡沫层，有利于气液相充分接触。相同条件下，浮阀塔生产能力比泡罩塔高1015，板效率亦约高1015，适用于加压及常压下的气液传质过程；塔板效率较高，但稍低于浮阀塔。具有较高的操作弹性，但稍低于泡罩塔。其缺点是费用较高，安装较困难。目录第1章前言111甲苯的物理化学性质112苯的物理化学性质2第2章流程方案的确定和说明621进料状态622加料方式623冷凝方式624回流方式625加热方式726加热器727操作压力728流程示意图7291设计任书8第3章塔的设计与计算1131塔板计算11311设计方案的确定1132精馏塔的物料衡算11321原料液及塔顶、塔底产品的摩尔分率11322原料液机塔顶、塔底产品的平均摩尔质量11323物料衡算1233塔板数的确定12331理论板层数的确定12TN332实际板层数的求取1434精馏塔的工艺条件及有关物性数据的计算（以精馏段为例计算）14341操作压力的计算14342操作温度14343平均摩尔质量计算1535平均密度1536液体表面张力1537精馏塔塔体工艺尺寸的计算15371塔径的计算1538精馏塔有效高度的计算1639塔板主要工艺尺寸的计算17391溢流装置的计算17392堰长17WL393溢流堰高度17H394弓形降液管宽度和截面积18DWFA395降液管底隙高度180H310塔板布置183101塔板的分块183102边隙区宽度确定183103开孔区面积的计算193104浮阀个数N及排列193105精馏段的塔高Z120311精馏段塔板流动性能校核20312塔板负荷性能图223121漏液线223122液沫夹带线223123液相负荷下限线233124液相负荷上限线233115液泛线24课程设计心得体会26第1章前言11甲苯的物理化学性质甲苯TOLUENE）是最简单，最重要的芳烃化合物之一。在空气中，甲苯只能不完全燃烧，火焰呈黄色。甲苯的熔点为95，沸点为111。甲苯带有一种特殊的芳香味（与苯的气味类似），在常温常压下是一种无色透明，清澈如水的液体，密度为0866GCM3，对光有很强的折射作用（折射率14961）。甲苯几乎不溶于水0,52G/L，但可以和二硫化碳，酒精，乙醚以任意比例混溶，在氯仿，丙酮和大多数其他常用有机溶剂中也有很好的溶解性。甲苯的粘性为06MPAS，也就是说它的粘稠性弱于水。甲苯的热值为40940KJ/KG，闪点为4，燃点为535。甲苯是有机化合物，属芳香烃，结构简式为C6H5CH3。在常温下呈液体状，无色、易燃。它的沸点为1108，凝固点为95，密度为0866GCM3。甲苯温度计正是利用了它的凝固点比水很低，可以在高寒地区使用；而它的沸点又比水的沸点高，可以测1108以下的温度。因此从测温范围来看，它优于水银温度计和酒精温度计。另外甲苯比较便宜，故甲苯温度计比水银温度计也便宜。甲苯不溶于水，但溶于乙醇和苯的溶剂中。甲苯容易发生氯化，生成苯氯甲烷或苯三氯甲烷，它们都是工业上很好的溶剂；它可以萃取溴水中的溴，但不能和溴水反应；它还容易硝化，生成对硝基甲苯或邻硝基甲苯，它们都是染料的原料；它还容易磺化，生成邻甲苯磺酸或对甲苯磺酸，它们是做染料或制糖精的原料。甲苯与硝酸取代的产物三硝基甲苯一份甲苯和三份硝酸硝化，可得到三硝基甲苯（俗名TNT，梯恩梯），是威力很大的炸药。甲苯与苯的性质很相似，是工业上应用很广的原料。但其蒸汽有毒，可以通过呼吸道对人体造成危害，危害等级为乙类，使用和生产时要防止它进入呼吸器官。苯的沸点为801，熔点为55，在常温下是一种无色、味甜、有芳香气味的透明液体，易挥发。苯比水密度低，密度为088G/ML，但其分子质量比水重。苯难溶于水，1升水中最多溶解17G苯；但苯是一种良好的有机溶剂，溶解有机分子和一些非极性的无机分子的能力很强4。苯能与水生成恒沸物，沸点为6925，含苯912。因此，在有水生成的反应中常加苯蒸馏，以将水带出。在101500MMHG之间的饱和蒸气压可以根据安托万方程计算LGPAP/CT参数A691210，B1214645，C221205其中，P单位为MMHG，T单位为。12苯的物理化学性质苯参加的化学反应大致有3种一种是其他基团和苯环上的氢原子之间发生的取代反应；一种是发生在CC双键上的加成反应；一种是苯环的断裂5。取代反应取代反应、亲电芳香取代反应苯环上的氢原子在一定条件下可以被卤素、硝基、磺酸基、烃基等取代，生成相应的衍生物。由于取代基的不同以及氢原子位置的不同、数量不同，可以生成不同数量和结构的同分异构体。苯环的电子云密度较大，所以发生在苯环上的取代反应大都是亲电取代反应。亲电取代反应是芳环有代表性的反应。苯的取代物在进行亲电取代时，第二个取代基的位置与原先取代基的种类有关。卤代反应苯的卤代反应的通式可以写成PHHX2PHXHX反应过程中，卤素分子在苯和催化剂的共同作用下异裂，X进攻苯环，X与催化剂结合。以溴为例，将液溴与苯混合，溴溶于苯中，形成红褐色液体，不发生反应，当加入铁屑后，在生成的三溴化铁的催化作用下，溴与苯发生反应，混合物呈微沸状，反应放热有红棕色的溴蒸汽产生，冷凝后的气体遇空气出现白雾（HBR）。催化历程FEBR3BRFEBR4PHHBRFEBR4PHBRFEBR3HBR反应后的混合物倒入冷水中，有红褐色油状液团（溶有溴）沉于水底，用稀碱液洗涤后得无色液体溴苯。在工业上，卤代苯中以氯和溴的取代物最为重要。硝化反应苯和硝酸在浓硫酸作催化剂的条件下可生成硝基苯PHHHONO2H2SO4（浓）PHNO2H2O硝化反应是一个强烈的放热反应，很容易生成一取代物，但是进一步反应速度较慢。其中，浓硫酸做催化剂，加热至5060摄氏度时反应，若加热至7080摄氏度时苯将与硫酸发生磺化反应。磺化反应用浓硫酸或者发烟硫酸在较高（7080摄氏度）温度下可以将苯磺化成苯磺酸。PHHHOSO3HPHSO3HH2O苯环上引入一个磺酸基后反应能力下降，不易进一步磺化，需要更高的温度才能引入第二、第三个磺酸基。这说明硝基、磺酸基都是钝化基团，即妨碍再次亲电取代进行的基团。傅克反应在ALCL3催化下，苯也可以和醇、烯烃和卤代烃反应，苯环上的氢原子被烷基取代生成烷基苯。这种反应称为烷基化反应，又称为傅克烷基化反应。例如与乙烯烷基化生成乙苯PHHCH2CH2ALCL3PHCH2CH3在反应过程中，R基可能会发生重排如1氯丙烷与苯反应生成异丙苯，这是由于自由基总是趋向稳定的构型。在强路易斯酸催化下，苯与酰氯或者羧酸酐反应，苯环上的氢原子被酰基取代生成酰基苯。反应条件类似烷基化反应。加成反应苯环虽然很稳定，但是在一定条件下也能够发生双键的加成反应。通常经过催化加氢，镍作催化剂，苯可以生成环己烷。但反应极难。C6H63H2催化剂C6H12此外由苯生成六氯环己烷（六六六）的反应可以在紫外线照射的条件下，由苯和氯气加成而得。氧化反应燃烧苯和其他的烃一样，都能燃烧。当氧气充足时，产物为二氧化碳和水。但在空气中燃烧时，火焰明亮并有浓黑烟。这是由于苯中碳的质量分数较大。2苯15氧气点燃12二氧化碳6水（苯氧气点燃二氧化碳水）2C6H615O2点燃12CO26H2O臭氧化反应苯在特定情况下也可被臭氧氧化，产物是乙二醛。这个反应可以看作是苯的离域电子定域后生成的环状多烯烃发生的臭氧化反应。在一般条件下，苯不能被强氧化剂所氧化。但是在氧化钼等催化剂存在下，与空气中的氧反应，苯可以选择性的氧化成顺丁烯二酸酐。这是屈指可数的几种能破坏苯的六元碳环系的反应之一。（马来酸酐是五元杂环。）这是一个强烈的放热反应。其次苯在高温下，用铁、铜、镍做催化剂，可以发生缩合反应生成联苯。和甲醛及次氯酸在氯化锌存在下可生成氯甲基苯。和乙基钠等烷基金属化物反应可生成苯基金属化物。在四氢呋喃、氯苯或溴苯中和镁反应可生成苯基格氏试剂。苯不会与高锰酸钾反应褪色，与溴水混合只会发生萃取，而苯及其衍生物中，只有在苯环侧链上的取代基中与苯环相连的碳原子与氢相连的情况下才可以使高锰酸钾褪色（本质是氧化反应），这一条同样适用于芳香烃（取代基上如果有不饱和键则一定可以与高锰酸钾反应使之褪色）。这里要注意1是仅当取代基上与苯环相连的碳原子；2这个碳原子要与氢原子相连（成键）。我们根据其各物理化学性质的不同采用精流塔提纯苯和甲苯，以获得纯净的化工产品。在化学工业中，物质的分离是不可或缺的重要一环，而精馏则是应用十分广泛的一种物质分离提纯方法，在工业特别是石油炼化工业中有举足轻重的地位。鉴于石油炼化工业乃在国民经济生产中的命脉，研究和发展精馏工艺成了重要课题。精馏塔是一种大型的化工设备，分为板式塔和填料塔两大类；精馏塔的设计颇为复杂，分工艺设计和机械设计两大部分，工艺设计部分着眼在根据设计条件，结合物料的流体力学性质设计出相关整个分离流程，机械设计部分则重在结合材料的力学性质解决精馏塔的物质实体实现问题；进而，能够满足各种校核条件的才是真正可用的设计。精馏塔是一种圆形体，塔内装有多层板或填料塔，塔中部适宜位置设有进料板。两相在塔板上互相接触时，液相被加热，液相中易挥发组分向气相中转移；气相被部分冷凝，气相中难挥发组分向液相中转移，从而使混合物中的组分得到高程度的分离在简单精馏中，只有一股进料，进料位置将塔分为精馏段和提馏段，而在塔顶和塔底分别引出一股产品。精馏塔内，气、液两相的温度和压力自上而下逐渐增加，塔顶最低，塔底最高。第2章流程方案的确定和说明21进料状态进料方式一般分为冷液进料、泡点进料、气液混合物进料、露点进料、加热蒸气进料等。冷液进料对分离有利，但会增加操作费用。泡点进料对塔操作方便，不受季节的影响。泡点进料基于恒摩尔流，假定精馏段和提馏段上升蒸气相等，精馏段和提馏段塔径基本相等。由于泡点进料时塔的制造设备较为简单，而其他方式进料对设备的要求高，设计起来难度相对加大，所以采用泡点进料。22加料方式加料分两种方式泵加料和高位加料。高位加料通过控制液位的高度，可以得到稳定的流量，但要求搭建塔台，增加基础建设费用；泵加料属于强制进料方式，泵加料易受温度的影响，流量不太稳定流速也忽大忽小，影响传质效率。靠重力泊流动方式可省去一笔费用。本次加料选泵加料，泵和自动调节装置配合控制进料。23冷凝方式选全凝器，塔顶出来的气体温度不高，冷凝后回流液和产品温度不高，无需再次冷凝，且本次分离是为了分离苯与甲苯，且制造设备较为简单且节省资金，选全凝器。24回流方式宜采用泡点回流，对于上型塔，冷凝液由重力作用回流入塔。优点回流冷凝器无需支撑结构。缺点回流控制较难安装，但强制回流需用泵、安装费用、电耗费用大，故不用强制回流，塔顶上升蒸气采用冷凝冷却回流入塔内。25加热方式采用间接加热，因为对同一种进料组成，热状况及回流比得到相同的馏出液组成及回收率时，利用直接蒸气加热时，所需理论塔板数比用间接蒸气要多一些，若待分离的混合液为水溶液，且水是难挥发驵分，釜液近于纯水，这时可采用直接加热方式。由于本次分离的是苯与甲苯混合体系，故采用间接加热。26加热器选用管壳式换热器。只有在工艺物料的特征性或工艺条件特殊时才考虑选用其他型式。例如，热敏性物料加热多采用降膜式或者波纹管式换热器或者换热器流路均匀、加热效率高的加热器。27操作压力精馏操作压力可分为常压精馏、加压精馏和减压精馏。一般采用常压精馏，压力对挥发度的影响不大。在常压下不能进行分离或达不到分离要示时，采用加压精馏，对于热敏性物质采用减压精馏。当压力较高时，参考塔顶冷凝有利，对塔底加热不利，同时压力升高，相对挥发度降低，管径较小，壁厚增加。本次设计选用是常压作为操作压力。28流程示意图29设计任务及操作条件291设计任书设计一套年处理量为96万吨的苯甲苯分离工艺装置。要求塔顶流出液中苯的浓度不小于985；残液中苯不超过25，进料中含苯为65（均以摩尔浓度计），泡点进料，塔顶采用全凝器，泡点回流，物系平均相对挥发度为25；液体平均密度为810千克/立方米；气体平均密度为27千克/立方米；液体表面张力为20达因/厘米；常压操作；塔顶冷却水温为20摄氏度；采用浮阀塔板；加热蒸汽自选，按理想物系计算，全塔热损失取塔釜热负荷的6。原料采用常温。292条件采用泡点进料年操作时间为8000小时操作回流比为R2RMIN图解法求理论板数气相平均密度VM27KG/M3液相平均密度LM810KG/M3液体表面张力L20达因/厘米20MN/M图解法求理论塔板数产品温度40OC塔顶操作压力PD1013KPA表1常压下苯甲苯物系的气液平衡数据温度T,液相中苯的摩尔分率，X气相中苯的摩尔分率，Y11056000000109911002501087930071110761500112105051002081027915029410075200372988425044297133005079558350566940940061992694506679140500713901155075588806007918763650825865270085785447508858440800912833385093682259009598111950980806697098880219909961800110001000第3章塔的设计与计算31塔板计算311设计方案的确定本设计任务为分离苯甲苯混合物。对于二元混合物的分离，应采用连续精馏流程。设计中采用泡点进料，将原原料液通过预热器加热至泡点后送入精馏塔内。塔顶上升采用全凝器，冷凝液在泡点下一部分回流至塔内，其余问部分经产品冷却器冷却后送至储罐。该物系属于分离物系，最小回流比较小，故操作回流比取最小回流比的2倍。塔釜采用间接蒸气加热，塔底产品经冷却后送至储罐。32精馏塔的物料衡算321原料液及塔顶、塔底产品的摩尔分率苯的摩尔质量KG/MOL78苯M甲苯的摩尔质量KG/MOL92甲苯进料苯含量65（）苯W68092517865甲苯甲苯苯苯苯苯MWFNXIF02992510785甲苯甲苯苯苯苯苯MWFNXIW322原料液机塔顶、塔底产品的平均摩尔质量KMOLGMWDMF/59120917802978855366,323物料衡算96万吨/年（）/800012000KG/H341069原料的处理量HKMOLF/685782总物料衡算DW14568KG/H苯的物料衡算145680650985D0029W联立解得D9463KMOL/HW5105KMOL/HD流出液中苯的流出量33塔板数的确定331理论板层数的确定TN苯甲苯为理想体系，所以可以采用图解法求理论板层数。由手册查得苯甲苯物系的气丶液平衡数据，绘出XY图附在后1最小回流比及操作回流比。2采用解析法求最小回流比。故最小回流比为8068019526809515211MINFDFDXXR取操作回流比为7MINR求精馏塔的气丶液相负荷。3HKMOLWLVQFDR/182605123346971求操作线方程。4精馏段操作线方程为360411Y1XRXRDNN提留段操作线方程为5795NWNVWXL采用图解法求理论板层数。5截距360729851RXYD图1图解法求塔板数总理论板层数包括再沸器3TN进料位置7F332实际板层数的求取精馏段实际板层数190546精N提留段实际板层数3827提34精馏塔的工艺条件及有关物性数据的计算（以精馏段为例计算）341操作压力的计算取每板层压降为07KPA塔顶操作压力KPA310P进料板压力KPAF1097精馏段平均压力KPA15021930MP342操作温度查表表1常压下苯甲苯物系的气液平衡数据得出塔顶温度180TD进料板温度359F精馏段平均温度73942510MT343平均摩尔质量计算塔顶平均摩尔质量计算A查平衡曲线XY得9850Y1DX9201XKMOLGMLDMV/7920172885进料版平均摩尔质量计算B由图解理论板XY得YF6430FXKMOLGMLFMV/98264301786430555精馏段平均摩尔质量L/059812917KMOGMLFV35平均密度液体平均密度为810KG/M3气体平均密度为27KG/M336液体表面张力液体表面张力为20达因/厘米。37精馏塔塔体工艺尺寸的计算371塔径的计算精馏段的气、液相体积流量为SMLMVMSM/10428103659436037213S由VLCAXU式中C由公式计算得到2020L式中C操作物系的负荷因子，M/S操作物系的液体表面张力，MN/ML式中由史密斯关联图查取，图的横坐标为2003572819104352HVL取板间距板上液层高度，则MHT5MHL6HLT390640由图查得00720CSMCUVLL/217810270207MAX0取安全系数为07，则空塔气速为MUVDS3518470132470MAX按标准塔径圆整后D20M塔横截面积为A242实际空塔的气速为U1203/3140383M/S38精馏塔有效高度的计算精馏段的有效高度为54011THNZ精精提留段的有效高度为3提提提在进料板上方开一人孔，其高度为115M,故精馏塔的有效高度为M051451提精Z39塔板主要工艺尺寸的计算391溢流装置的计算因塔径D2M，可选用单溢流弓形降液管，采用凹形受液盘。各项计算如下392堰长WL取066D132ML393溢流堰高度WH由，选用平直堰，堰上液层高度可有下式计算，即OLWOWH3210842WHOWLEH近似取E1，则MHOW0126031108422取板上清澈液高度ML9故82OWLWH394弓形降液管宽度和截面积DFA由,查图310，得60DLW,72TFA14WD则M280067372DTF依据下式对液体在降液管中的停留时间进行验算，即SLHAHTF537421365363故降液管设计合理395降液管底隙高度0取降液管底隙的流速，则SMU/80MHULLWWH06880189013264360故降液管底隙高度设计合理选用凹形受液盘，深度M5310塔板布置3101塔板的分块因，故塔板采用分板式。查表37，塔板分3块。M80D3102边隙区宽度确定取，WSS075MC0253103开孔区面积的计算开孔区面积按式（316）计算，即AARXXRA122SIN80其中MWDRXCSD9752249704故212228519704SIN01843097540MAA3104浮阀个数N及排列取F1型浮阀，其阀孔直径D039MM，初取阀孔动能因子,故阀10VPF孔的孔速156903142DN697200SV拟定塔板采用碳钢且按等腰三角形叉排，塔板厚度。且MM，。M0T作等腰三角形叉排时123065108TANA按推荐尺寸，此处取T120MM。根据初步估算提供的孔心距T100MM，孔数N151个和叉排高度T120在塔板上布置浮阀，实得浮阀个数为145个。根据在塔板上布置得到的浮阀个数重新计算塔板的各参数。SMVS/9460314532ND42200动能因子在经验范围之内179460F3105精馏段的塔高Z1MHNTP540111311精馏段塔板流动性能校核3111塔板压降校核ECFH31111气体通过干板的压降C临界孔速08251/8251/V0S/M96）73（）73（因，故应在浮阀全开状态下计算干板压降。C0M04819268107345G2345H0CLV气体通过板上液层的压降EM0455H）H（W0EL克服表面张力的压降M0263908124GD14H303L（显然此项很小可以忽略）气体通过筛板的压降F和满足设计要求）702608918045HFKPAGMFLEC31112雾沫夹带量校核板上液流长度ZM604298012DDTW根据01再根据表取15查图，得450及/723VKCMHMKGF94300125816042367021VF00SKAZLFASVL泛点率小于40，故不会产生过量的雾沫夹带。31113漏液校核当阀孔的动能因子F0小于5时将会发生严重漏液，故漏液点的孔速可按F05计算S/M04372M0V稳定系数（不会产生过量液漏）5184396K0M31114降液管液泛校核。为防止塔内发生漏液，降液管内层高应服从式346，即DHWTDHH笨甲苯物系属一般物系，取，则50液柱MWT71508而DLPDH液柱U018153022液柱MHD7596故在本设计中不会发生漏液现象。312塔板负荷性能图3121漏液线由，VLCOWSHCAVU13056400MIN,IN,032182WHOWLLH得VLCWHWSLEHACV320MIN,108423564172VLSL02316084530562整理得32MIN,1SSLV在操作范围内，任取几个值，依上式计算出，计算的结果列在下表S表2漏液线计算结果SMLS/300006000150003000045V025603430,4300491由表数据即可作出漏液线13122液沫夹带线以为限，求关系如下气液KGEV/10SVL由23651075LTALHHUE05543210842WHOWLH32SOLF525（0050554）32S01251385S3285105SFTLHH04251385S23368514207142075SVLVE01326SSV在操作范围内，任取几个值，依上