苯-乙苯精馏塔工艺设计_精品文档Word格式.doc
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6.2塔釜饱和蒸汽用量 2
第7节辅助设备的计算及选型 2
7.1冷凝器的选择 2
7.2再沸器的选择 2
第1节设计任务书
题目:
(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℃,加热至沸点进料;
塔顶冷凝器用温度为30℃的冷水冷却;
塔底再沸器用温度为150℃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≤0.7kPa。
(三)塔板类型
板式塔
(四)工作日
每年工作日为300天,每天24小时连续运行。
(五)主要物性数据
1.苯、乙苯的物理性质
项目
分子式
分子量
沸点℃
临界温度℃
临界压强Pa
苯A
C6H6
78.11
80.1
288.5
6833.4
乙苯B
C8H10
106.16
136.2
348.57
4307.7
2.苯、乙苯在某些温度下的表面张力
t/℃
20
40
60
80
100
120
140
28.8
26.25
23.74
21.27
18.85
16.49
14.17
29.3
27.14
25.01
22.92
20.85
18.81
16.82
3.苯、乙苯在某些温度下的粘度
0.742
0.638
0.485
0.381
0.308
0.255
0.215
0.184
0.874
0.666
0.525
0.426
0.354
0.300
0.259
0.226
4.苯、乙苯的液相密度
877.4
857.3
836.6
815.0
792.5
768.9
744.1
867.7
849.8
931.8
913.6
795.2
776.2
756.7
5.不同塔径的板间距
塔径D/m
0.3-0.5
0.5-0.8
0.8-1.6
1.6-2.4
2.4-4.0
板间距HT/mm
200-300
250-350
300-450
350-600
400-600
6.苯-乙苯气液平衡数据
T/℃
x
y
1.000
1.000
88
0.743
0.940
96
0.542
0.865
104
0.385
0.762
112
0.631
0.157
0.465
128
0.072
0.257
136
0.000
第2节方案设计
方案设计
本项目是设计苯-乙苯体系生产工艺的设计。
分为精馏塔的设计,换热器的设计,阀门等带控制点的设备的设计。
设计的主要内容为精馏塔的设计,换热器的选型以及带控制点的流程图的绘制。
精馏塔的设计流程为原料液由高位槽经过预热器预热后进入精馏塔内。
操作时连续的从再沸器中取出部分液体作为塔底产品(釜残液)再沸器中原料液部分汽化,产生上升蒸汽,依次通过各层塔板。
塔顶蒸汽进入冷凝器中全部冷凝或部分冷凝,然后进入贮槽再经过冷却器冷却。
并将冷凝液借助重力作用送回塔顶作为回流液体,其余部分经过冷凝器后被送出作为塔顶产品。
为了使精馏塔连续的稳定的进行,流程中还要考虑设置原料槽。
产品槽和相应的泵,有时还要设置高位槽。
且在适当位置设置必要的仪表(流量计、温度计和压力表)。
以测量物流的各项参数。
换热器的选型主要为换热器的热量衡算以及其选型。
原料预热器的热量主要通过再沸器中的蒸汽经过冷却下来的水,通过控制温度到达原料预热器的所需温度,用以加热,出去的水用来作为塔顶冷却器的冷却水,通过这样的循环,可以减少工厂运行的成本。
方案简介
设计方案简介:
设计中采用泡点进料,塔顶上升蒸汽采用全冷凝器冷凝,冷凝液在泡点下一部分回流至塔内,其余部分经产品冷却器冷却后送至储罐。
该物系属易分离物系,最小回流比较小,故操作回流比取最小回流比的1.5倍。
塔釜采用间接蒸汽加热,塔底产品经冷却后送至储罐。
加料方式采用直接流入塔内,采用泡点进料,即热状态参数q=1.0。
具体如下:
塔型的选择:
本设计中采用浮阀塔。
其设计比较容易。
设计的依据与技术来源:
本设计依据于精馏的原理(即利用液体混合物中各组分挥发度的不同并借助于多次部分汽化和部分冷凝使轻重组分分离),并在满足工艺和操作的要求,满足经济上的要求,保证生产安全的基础上,对设计任务进行分析并做出理论计算。
原料预热器的设计简介:
料液的初始温度为30℃,通过塔底再沸器产生的热水进行加热,通过温度控制器来控制加热器是否要对加热水进行加热,然后进入原料预热器对原料进行预热。
第3节物料衡算
年生产能力:
44000吨乙苯既44000*0.55/0.45吨苯
F=D+W
FXF=DXD+WXW
把已知数据带入上式,得
F=86.5+W
F=86.5×
0.985+W×
0.0270
解得:
F=138.81Kmol/h,W=52.31Kmol/h
L’=F+L=194.17Kmol/h
V’=V=L+D=141.86Kmol/h
塔顶的温度:
(由示差法求出)
解得:
T=82℃
进料板温度:
T=92.7℃
塔釜的温度:
T=133℃
①
查表得苯、乙苯的安托因常数如下:
A
B
C
苯
6.023
1206.35
220.24
乙苯
6.079
1421.91
212.93
根据①与苯、乙苯的安托因常数可以求出苯,乙苯的饱和蒸汽压和相对挥发度,结果列于下表中。
乙苯
85.5℃
(塔顶温度)
饱和蒸汽压PoKPa
107.56
17.11
相对挥发度α苯-乙苯
6.29
94.8℃
(进料温度)
147.27
26.71
5.51
132.9℃
(塔釜温度)
405.41
93.02
4.46
则:
全塔平均相对挥发度α苯-乙苯=(6.29×
5.51×
4.46)1/3=5.33
3.4理论塔板数和进料板确定
XD=0.985yF=0.901XF=0.624
Rmin=(XD-yF)/(yF–XF)=(0.985-0.901)/(0.901-0.624)=0.32
操作线方程:
提馏段方程:
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
由示差法求得在塔顶、进料、塔底温度下的粘度,如下表:
82℃
92.7℃
133℃
0.303mPa·
s
0.274mPa·
0.195mPa·
0.349mPa·
0.320mPa·
0.238mPa·
μ顶=0.303×
XD+0.349×
(1—XD)=0.304mPa·
μ底=0.195×
XW+0.238×
(1—XW)=0.237mPa·
μ进料=0.274×
XF+0.32×
(1—XF)=0.291mPa·
mPa·
全塔效率ET=0.49(αμ)-0.245=0.445
NP==10/0.445=23块
即,实际塔板数为23
计算实际塔板数
精馏段
提馏段
实际加料板位置在第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=113.2kPa
4.2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下表中。
位置
塔顶
进料板
塔底
摩尔分数
液
0.916
0.624
0.027
气
0.985
0.901
0.108
质量分数
0.889
0.55
0.02
0.980
0.87
0.082
摩尔质量
80.
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