苯乙苯精馏塔工艺设计

1、绍兴文理学院化学化工学院化工设计报告苯-乙苯精馏塔工艺设计应化092班钱武09114514（ 19）2012目录第 1 节 设计任务书 3（一）设计题目 3（二）操作条件 3（三）塔板类型 3（四）工作日 4（五）主要物性数据 4第2节 方案设计 6方案设计方案简介 6第3节 物料衡算 73.1 进料组成： 73.2 全塔的物料衡算： 73.3 相对挥发度： 93.4 理论塔板数和进料板确定 93.5 实际板数和实际进料位置确定 10第4节 塔体工艺尺寸计算 114.1 操作压力的计算 114.2 塔体工艺尺寸计算 12第 5 节 各接管的设计 185.1 进料管 185.2 釜残液出料管 1

2、85.3 回流液管 195.4 塔顶产品出口管 19第 6 节 热量衡算 206.1 塔顶冷却水用量 206.2 塔釜饱和蒸汽用量 21第7节 辅助设备的计算及选型 217.1 冷凝器的选择 217.2 再沸器的选择 22第1节设计任务书题目：苯-乙苯精馏塔工艺设计（一）设计题目某化工厂拟采用一板式塔分离苯-乙苯混合液。已知：生产能力为年产44000吨98%的乙苯产品；进精馏塔的料液含乙苯 45% （质量分数，下同），其余为苯； 塔顶的乙苯含量不得高于 2%;残液中乙苯含量不得低于 98% ;料液初始温度为 30 C,加热至沸点进料；塔顶冷凝器用温度为30 C的冷水冷却；塔底再沸器用温度为 1

3、50 C的中压热水加热。试根据工艺要求进行：（1）板式精馏塔的工艺设计；（2）标准列管式原料预热器或塔顶冷凝器或塔底再沸器的选型设计;（3）确定接管尺寸；（4）画出带控制点的工艺流程图。（二）操作条件1塔顶压力4kPa （表压）2. 进料热状态泡点进料3. 回流比 2倍最小回流比4. 加热蒸气压力0.5MPa （表压）5. 单板压降 5.51 446） 1/3=5.333.4理论塔板数和进料板确定XD=0.985yF=0.901XF=0.624Rmin= (XD-yF) /( yF XF)= (0.985-0.901 ) 7(0.901-0.624)=0.32操作线方程：y提馏段方程：yDXD

4、 VL WX0. 39XXW0. 61. 37X 0. 01由Origin作图（可双击编辑）可知：（图见下页） 精馏段：理论塔板数为4块提馏段：理论塔板数为6块进料板为第5块板作图法求理论塔板数图3.5实际板数和实际进料位置确定苯、乙苯在某些温度下的粘度t/ C020406080100120140苯(mPa s)0.7420.6380.4850.3810.3080.2550.2150.184乙苯(mPa s)0.8740.6660.5250.4260.3540.3000.2590.22613 / 25由示差法求得在塔顶、进料、塔底温度下的粘度，如下表:82 r927C133C苯0.303 mP

5、a s0.274 mPa s0.195 mPa s乙苯0.349 mPa s0.320mPa s0.238 mPa s顶=0.303 Xd +0.349 (XXd) =0.304mPa s底=0.195 XCw +0.238 X Xw) = 0.237 mPa s卩进料=0.274 Xf +0.32 闪一Xf)=0.291mPa s塔顶塔釜进料30. 277 mPa s全塔效率 Et =0.49( ay )-0.245 =0.445Np =出=10/0.445 =23 块 Et即，实际塔板数为23计算实际塔板数精馏段Np精NtET40. 445提馏段Np是NtEt60. 44514实际加料板位

6、置在第10块第4节塔体工艺尺寸计算4.1操作压力的计算塔顶操作压力PD=P0+P 表=101.3+4=105.3kPa每层塔板压降 P=0.7kPa进料板压力PF=105.3+0.7*9=111.6kPa塔底板压力PF=105.3+0.7*23=121.4kPa精馏段平均压力Pm1= (105.3+111.6)/2=1.08.45kPa提馏段平均压力Pm2=(105.3+121.4)/2=113.2kPa4.2塔体工艺尺寸计算4.2.1塔径的计算通过计算，塔顶，进料板，塔底的各种参数列于卜表中。位置塔顶进料板塔底摩尔分数液0.9160.6240.027气0.9850.9010.108质量分数液

7、0.8890.550.02气0.9800.870.082摩尔质量液80.46288.638105.354气78.5380.882103.086温度82 C92.7C133C苯、乙苯的液相密度表格t/ C20406080100120140苯（kg/m3）877.4857.3836.6815.0792.5768.9744.1乙苯（kg/m3）867.7849.8931.8913.6795.2776.2756.7苯，乙苯在不同温度下的密度: 精馏段：t 平均=（82+92.7）/2=874C10087. 4792.5在87.4C时，苯的密度87. 480815. 0解得=806.7Kg/m31008

8、7. 4795. 2乙苯的密度87. 480913.6解得=869.7 Kg/m80. 46288. 638液相：ML=84.520. 8890. 55tm=87.4 CX Lm =0. 721 =X Lm1 - X LmLm =823 4Lm苯乙苯解得Kg/m315 / 25LvL ML3600 Lm55. 36 * 84. 553600 * 823. 40. 001579 m3 /s气相:Mv =78. 5380. 882278. 71X vm =0. 980. 8720. 925v= 273.15*MV2.722.4 * (273. 1587. 4)Kg/m3V * Mv3600 v14

9、1.86 * 79. 713600 * 2. 71. 16nVs提馏段:120112. 85768. 9在112.85C时，苯的密度112. 85100792.5解得t 平均=(133+92.7) /2=112.85C=777.4 Kg/m 3120112.85776.2乙苯的密度112. 85 100795.2解得=783.0 Kg/m 3ML= 88638105.354液相：297. 00. 0200. 553tm=112.85 CX Lm =0.2851= X Lm 1 - X LmTm = 苯 乙苯Lm =781.4解得Kg/m17 / 25LvL ML3600 Lm141. 86 *

10、 97. 03600 * 781. 43 ,0. 0049 m /s80. 882103. 086“气相：Mv =91. 9842X vm =0. 870. 0820. 4762273. 15 * Mv22.4 * (273. 15_112. 85)22.9Kg/m3VvV* Mv3600 v141.86 * 91.9843600 * 2. 91.25m/s对全塔:Lv0. 005790. 004920. 00324m3/sVv1. 161.2521. 20m3/s823.4781.42802. 4Kg/m32.72.922. 8Kg/m3表面张力的计算：苯、乙苯在某些温度下的表面张力t/ C

11、20406080100120140苯(mN/m)28.826.2523.7421.2718.8516.4914.17乙苯(mN/m)29.327.1425.0122.9220.8518.8116.82塔顶：82C1008218. 85解得 =21.05解得 =22.72苯：826023. 741008220. 85乙苯：826025. 01平均=0.985*21.05+(1-0.985)*22.72=21.08进料板：927C10092. 718. 85苯：92.78021.27解得 =19.7910092. 720. 85乙苯：92. 78022. 92解得 =21.67平均=0.624*1

12、9.79+(1-0.624)*21.67=20.50塔底：133C14013314. 17苯：13312016.49解得 =14.9714013316. 82乙苯：13312018. 81解得 =17.52平均=0.027*14.97+(1-0.027)*17.52=17.45对全塔：不同塔径的板间距塔径D/m0.3-0.50.5-0.80.8-1.61.6-2.42.4-4.0板间距HT/mmP200-300250-350300-450350-600P 400-600021.0 820.5 017.4 519.68初选板间距HT=0.45m取上液层高度hL=0.05m24 / 25HT-hL

13、=0.45-0.05=0.4mLs0.5L0. 003241. 20.5802.40. 04572. 8查上图smith关联图,得C200. 083，依式 CC20200.2校正到物系表面张力为 19.68mN/m时的 C0.219. 68CC20200. 083UmaxC0. 083802. 42. 82. 81.403m/ s取安全系数为0.7,u 0. 7Umax0. 71. 4030. 98m/ s41.2 3. 140. 98调整塔径为1.4m;塔截面积为 At= n /4*D 2=1.54m2U=Vv/A T=1.2/1.54=0.78m3/s1. 25m4.2.2浮阀个数的计算采

14、用F1型重阀，重量为 33g,孔径为39mm一般正常负荷情况下，希望浮阀是在刚全开时操作,实验结果表明此时阀孔动能因子Fo为811。所以，取阀孔动能因子 Fo = 11, 用式u0-F求孔速2VP V为气相密度。Fo2V112.8 26.57 m/s依式N =Vv/( n /4*d02U0)求塔板上的理论浮阀数，即N4 Vv1.2 * 4152 8153n d2Un * 0.039 * 0.039 * 6.571 u 厶.o4.2.3精馏塔有效高度的计算精馏段有效高度的计算：Z1 = 9X 0.45=4.05m提馏段有效高度的计算：Z2 = 14X 0.45=6.3m人孔数目根据塔板安装方便和

15、物料的清洗程度而定。对于处理不需要经常清洗的物料，可隔810块塔板设置一个人孔；对于易结垢、结焦的物系需经常 清洗，则每隔46块塔板开一个人孔。人孔直径通常为 450-550mm。此处每隔5层塔板开一人孔，人孔高度为0.5m人孔直径Ht，为0.5m.人孔数：S=(23/5)-1 = 3.6 4塔顶空间指塔内最上层塔板与塔顶空间的距离。为利于出塔气体夹带的液滴 沉降，其高度应大于板间距，塔顶空间高度通Hd常取1.0-1.5m：此处取1.2m塔底空间指塔内最下层塔板到塔底间距。其值视具体情况而定：当进料有15分钟缓冲时间的容量时，塔底产品的停留时间可取35分钟，否则需有1015分钟的储量，以保证塔

16、底料液不致流空。塔底产品量大时，塔底容量可取小些， 停留时间可取35分钟；对易结焦的物料，停留时间应短些，一般取11.5分钟。此处塔底空间高度Hb取1.5m。进料段高度Hf取决于进料口得结构形式和物料状态，一般比Ht大，此处取0.5m塔高：H =Hd+(N-2-S) Ht+SHt，+Hf+Hb=1.2+ (23-2-4)X 0.45+4X 0.5+0.5+1.5=12.85m第5节各接管的设计5.1进料管t/ C20406080100120140苯(kg/m3)877.4857.3836.6815.0792.5768.9744.1乙苯(kg/m3)867.7849.8831.8813.6795

17、.2776.2756.7苯与乙苯在某些温度下的密度如下:在924C时，由示差法可知 p苯=800.7Kg/m3 , p乙苯=802.6Kg/m3 ,则，进料的平均密度 进料体积流量；800. 70. 624802.6 0. 376801.4Kg/m3V进料Fm138. 81 * 88. 638801.415. 4 m3. h0. 0043 m3 s取适宜的输送速度Uf=2.0m/s,4V进料iU40. 0043- 23. 14经圆整选取热轧无缝钢管(GB 816387)，规格：4 V进料实际管内流速：ufSTd进则：输送管径d进40. 00433. 140. 05320. 052m60 x 3

18、.5mm1. 95 m/s5.2釜残液出料管釜液的平均摩尔分子质量M 0. 02778. 110. 973106. 11103. 46 g mol釜残液的质量流量 Q M W 103.46 52.315408.8 Kg h可近似查得，塔底温度 133C时，p苯=752.8Kg/m3 ,p乙苯=763.5 kg/m3釜残液的平均密度752.8 0.027 763.5 0.973 763.2kg m3则，残液的体积流量VQ5408. 83 上7 09 m 小0. 002 m3/sv釜液1 .111 /11763. 2取适宜的输送速度：uf=1.0m/s,则：输送管径d进4V釜液J 40. 0020

19、 05006mu 13. 14j 经圆整选取热轧无缝钢管，规格：57x 3.5mm实际管内流速：uf4V釜液40.002门0 94m/sd残液2U V+3. 140. 0525.3回流液管回流液的质量流量：Q回流R (Fm QW)0. 64 (12303. 84 5408. 8)4412.8 kg h可近似查得，塔顶回流温度 81.1 C时，p苯=813.8Kg/m3 ,p乙苯=812.6 kg/m3 回流液的平均密度813. 80.916812. 6(10.916)813. 7 kg , m3则：回流液的体积流量V回流44空5.42 m3 h813.70. 0015 m3 s利用液体的重力进

20、行回流，取适宜的回流速度UL=1m/s则：回流管径输送管径d回流J4 V回流J4 0.實50. 0437m u13. 14经圆整选取热轧无缝钢管，规格：50x 2.5mm4 V回流4 0.0015 门-实际管内流速：Uf小回流3. 14 0.0452. m/s5.4塔顶产品出口管塔顶产品的质量流量Qd12303.845408. 86895.04 Kg h可近似查得，塔顶产品温度 81.1 C时，p苯=813.8Kg/m3 ,p乙苯=812.6 kg/m3产品液的平均密度813.80.916812.6(10.916)813. 7 kg , m3则：产品液的体积流量VD6895.04813. 78

21、. 47m3 h 0. 0024 m3 s取适宜的流速UL=1m/s则：管径输送管径dD40.002413. 140. 0553m经圆整选取热轧无缝钢管，规格:4 V回流d回流实际管内流速：Uf3.63.5X 3.5mm40. 0024140. 056520. 958 m/s第6节热量衡算6.1塔顶冷却水用量塔顶采用泡点回流，则计算回流温度 t =87C在塔顶82E的汽化热丫苯=395 KJ/Kg，丫乙苯=270 KJ/Kg ;则，平均汽化热丫 = XdX 丫苯+ (1- Xd)Xy 乙苯=393.12 KJ/Kg查苯，乙苯比热容和汽化热如下表：80100120140苯比热容KJ/Kg.k1.

22、8811.9532.0472.143汽化热KJ/Kg394.1379.3363.2345.5乙苯比热容KJ/Kg.k1.9342.0082.0832.157汽化热KJ/Kg370.0359.3347.9335.9比热容为 Cp 苯=1.888KJ/Kg.k，Cp 乙苯=1.941 KJ/Kg.k则，平均比热容 Cp= Xd X Cp 苯 + (1- Xd)x Cp 乙苯=1.889 KJ/Kg.k 馏出液 D 的质量 Qd=XdX D x M 苯 + (1- Xd) x D x M 乙苯=6895.04 Kg/h 回流液质量 Ql=R*Qd=4412.8 Kg/h则冷凝器热负荷 Q= ( Qd

23、+Ql )Xy + ( Qd+Ql)X Cp x T=(6895.04+4412.8) X 393.12+(6895.04+4412.8)X 1.889X (82-81.7)=4.45 X 106 KJ/h水的比热容可认为 Cp水=4.2 KJ/Kg.k则，冷却水用量m令水Cp水（t 出口 - t 进口）105.30104 Kg/h4. 2(50 - 30)6.2塔釜饱和蒸汽用量由上表估算塔釜温度133C时汽化热丫苯=351.7 KJ/Kg，丫乙苯=340.1 KJ/Kg贝U,塔釜平均汽化热丫塔釜=XwXy苯+ （1- Xw）X 丫乙苯=340.4 KJ/Kg釜液的质量流量 Qw=W*Mw=5

24、511.07 Kg/h贝U,塔底再沸器的热负荷 Q再沸器=QwX 丫塔釜=340.4X 5511.07=1.88X 106 KJ/h再沸器采用间接蒸汽加热，在加热蒸汽压力为0.5MPa下，蒸汽密度p =2.6673Kg/m3,则所需蒸汽：Q再沸器1. 88 106 蒸汽5522. 91kg / h塔釜340. 4R蒸汽5522 91V蒸汽2632. 23Kg/ h密度2. 6673第7节辅助设备的计算及选型7.1冷凝器的选择有机物蒸气冷凝器设计选用的总体传热系数一般范围为：5001500kcal/（m2.h.C）本设计取K900kcal m2 h oC 3762 J m2 h oC出料液温度：82C（饱和气）81.1C（饱和液）冷却水温度：30C 50 C逆流操作：t1= 517C ,t2=32 C故所选换热器为：JB/T 4715 92称直公径管程换热管径管子中心管程流通换热面积换热管长mm数Nmm根数n排管数面积m2m2度mm32511999110.01755.71500t 1 t251.732In51. 741. 1C由前面算得冷凝器交换的热量则，传热面积为A32Q = 4.45X 106 kJ/htm4.451063. 762_3600_4117. 99m27.2再沸器的选择塔