苯甲苯二甲苯分离过程工艺设计说明书.docx
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苯甲苯二甲苯分离过程工艺设计说明书.docx
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苯甲苯二甲苯分离过程工艺设计说明书
化工过程及CAD课程设计任务书
项目一、CAD
1.题目
化工单元操作设备CAD图(以化工原理课程设计手工图纸为基础)
2.提交材料
1)电子版图纸(图幅:
A1;文件格:
*.dwg;CAD版本:
2010及以前的版本)
2)纸质材料:
将电子版A1图纸用A3制进行打印。
项目二、化工过程设计(工作间:
330d/a)
题目
4)苯、甲苯、二甲苯分离过程设计(进料:
苯含量20‐40%;甲苯:
15‐30%;分离后苯的纯度不小于98%;甲苯纯度不小98%;二甲苯纯度不小97%)。
2.要求
1)查阅文献资料,完成工艺流程设计,按化工制图中对流程图的要求绘制工艺流程图;
2)采用流程模拟软件,进行全流程流程模拟;
3)编辑得到流程模拟的物料平衡表、热量平衡表;
4)对其中一个精馏塔进行塔体工艺尺寸计算,以及敏感性分析;
5)编制工艺设计报告应报包括:
文献调研情况,设计依据——
年工作时间、原料规格、加热蒸汽机冷却水规格等、工艺流程设计——
工艺流程图及工艺流程简述,全流程模拟结果——物料平衡与热量平
衡,塔设备工艺尺寸结果,塔设备敏感性分解结果图表。
6)格式与排版要求:
见附件
年处理量18.86万吨三苯分离项目工艺设计说明书
第一章总论
1.1项目概况
本项目为在任务书的要求下设计一个简单的三苯分离工艺。
由于苯、甲苯、二甲苯之间沸点温差相差明显,存在较大温差,故可用传统精馏操作即可分离,无需太过复杂的工艺要求。
对于三元混合物的分离,应采用连续精馏流程。
连续精馏具有生产能力大,产品质量稳定等优点。
采用全凝器为主,以使于准确的控制回流比。
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达到轻重组分的分离。
1.2设计依据
化工过程及CAD课程设计任务书;
1.3生产工艺及全厂总流程
1.3.1生产工艺
蒸馏是利用液体混合物中各组分挥发的不同并借助于多次不分汽化和部分冷凝达到轻,重组分分流的方法。
蒸馏操作在化工,石油化工,轻工等工业生产中占有重要的地位。
蒸馏过程按蒸馏方式可分为简单蒸馏,平衡蒸馏,精馏和特殊精馏等。
本设计采用连续精馏工艺。
设计中采用泡点进料,将原料通过预加热至泡点送入精馏塔内。
塔顶上升蒸汽采用全冷凝,冷凝液在泡点下一部分回流至塔内,其余部分冷却后送至储罐。
1.3.2精馏原理及其在工业生产中的应用
精馏是利用混合物中各组分挥发度的不同将混合物进行分离。
在精馏塔中,再沸器或塔釜产精馏是多级分离过程,即同时进行多次部分汽化和部分冷凝的过程。
因此可是混合物得到几乎完全的分离。
精馏可视为由多次蒸馏演变而来的。
精馏操作广泛用于分离纯化各种混合物,是化工、医药、食品等工业中尤为常见的单元操作。
进行精馏操作的设备叫做精馏塔。
在精馏塔中生的蒸汽沿塔逐渐上升,来自塔顶冷凝器的回流液从塔顶逐渐下降,气液两相在塔内实现多次接触,进行传质、传热,重组分下降,使混合液达到一定程度的分离。
如果离开某一块塔板(或某一段填料)分离苯-甲苯混合液的浮阀板式精馏塔工艺设计的气相和液相的组成达到平衡,则该板(或该段填料)称为一块理论板或一个理论级。
然而,在实际操作的塔板上或一段填料层中,由于气液两相接触时间有限,气液两相不到平衡状态,即一块实际操作的塔板(或一段填料层)的分离效果常常达不到一块理论板或一个理论级的作用。
要想达到一定的分离要求,实际操作的塔板数总要比理论的板数多,或所需的填料层高度要比理论上的要高。
1.3.3精馏操作的特点及其对塔设备的要求
精馏操作的特点
从上述对精馏过程的简单介绍可知,常见的精馏塔的两端分别为汽化成分的冷凝和液体的沸腾的传热过程,精馏塔也就是一种换热器。
但和一般的传热过程相比,精馏操作又有如下特点:
1)沸点升高
精馏的溶液中含有沸点不同的溶剂,在相同的压力下溶液的蒸汽压较同温度下纯溶剂的汽化压低,使溶液的沸点高于醇溶液的沸点,这种现象称为沸点的升高。
在加热汽化温度一定的情况下,汽化溶液时的传热温差必定小于加热纯溶剂的纯温差,而且溶液的浓度越高,这种影响也越显著。
2)物料的工艺特性
精馏溶液本身具有某些特性,如某些物料在加入到溶液中时可与溶液中的某一组分或几组分形成恒沸液等。
如何利用物料的特性和工艺要求,选择适宜的精流流程和设备是精馏操作彼此需要知道和必须考虑的问题。
3)节约能源
精馏汽化的溶剂量较大,需要消耗较大的加热蒸汽。
如何充分利用热量提高加热蒸汽的利用率是精馏操作需要考虑的另一个问题
精馏操作对塔设备的主要要求
1:
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。
2:
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。
3:
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。
4:
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,而不会使效率发生较大的变化。
5:
结构简单,造价低,安装检修方便。
6:
能满足某些工艺的特性:
腐蚀性,热敏性,起泡性等。
1.3.4设计总流程
本设计采用连续精馏工艺。
设计中采用泡点进料,将原料通过预加热至泡点送入精馏塔内。
塔顶上升蒸汽采用全冷凝,冷凝液在泡点下一部分回流至塔内,其余部分冷却后送至储罐。
图1-1工艺总流程
1.4建设规模和产品方案
1.4.1建设规模
本项目为年处理20万吨三苯混合物的精馏分离。
1.4.2产品方案
本设计采用连续精馏工艺,根据任务书要求以及流程模拟,本设计得到的产品规格如下表:
表1-1产品规格
产品
规格
纯度
(mole百分含量)
产量
(万吨/年)
苯
优等品
99.99
甲苯
优等品
98.04
二甲苯
优等品
98.63
1.5主要原料、燃料规格及消耗
本设计采用连续精馏工艺,根据任务书要求以及流程模拟,本设计原料消耗及其组成如下表:
表1-2原料消耗
名称
成分及其含量
(mole百分含量)
消耗量
(万吨/年)
三苯混合物
苯
35%
18.86
甲苯
18%
邻二甲苯
13%
间二甲苯
24%
对二甲苯
10%
本设计内部设备换热量较大,内部物流换热后,不足热量采用公用工程补助,公用工程规格如下表:
表1-3公用工程消耗
序号
公用工程名称
规格
1
冷凝水
25-30℃
2
低压蒸汽
125℃
第二章工艺流程
2.1工艺方案
2.1.1工艺流程概述
本项目为三元混合物的分离,对于三元混合物的分离,采用连续精馏流程,设计中采用泡点进料,将原料通过预加热至泡点送入精馏塔内。
塔顶上升蒸汽采用全冷凝,冷凝液在泡点下一部分回流至塔内,其余部分冷却后送至储罐。
本采用连续精馏流程,在T0401中分离出苯产品,塔底物流换热后进入T0402分离甲苯与二甲苯,设计全流程图如下图所示:
图2-1三苯分离全流程图
2.1.2工艺流程模拟
在模拟过程中,原料由原料泵P0401进入进料加热器E0401加热到107.5℃后由甲苯塔进料泵P0202鼓入甲苯塔T0401进料,经过调试优化得到T0401的模拟参数:
表2-1苯分离塔操作参数
塔板数
进料位置
回流比
采出率
塔顶全凝器压强
全塔压降
30
18
1.8
0.415
0.137MPa
0.0124MPa
模拟得到塔顶苯产品的纯度达到99.37%,苯的分离率接近100%;
塔顶苯产品经冷却器E0402冷却后进入储罐,塔底物流进入冷却器E0403冷却至128℃。
由甲苯塔进料泵P0403抽入甲苯塔T0402进料。
调试优化得到甲苯塔的模拟参数:
表2-2甲苯分离塔操作参数
塔板数
进料位置
回流比
采出率
塔顶全凝器压强
全塔压降
40
21
4.05
0.303
0.134MPa
0.019MPa
模拟之后得到塔顶甲苯产品纯度99.26%,甲苯分离率达到99.9%。
模拟流程图如下:
图2-2三苯分离模拟流程
2.1.3工艺流程优化
模拟的最终目的是为了优化流程,以达到某方面的效益最佳,如经济效益最好、节能效果最佳等。
在建立全流程模拟的过程中已经对局部可以寻优的参数进行了寻求最优的求解,这些参数包括各精馏塔的塔板数、回流比、采出率、进料板位置以及萃取剂用量等。
而一些操作参数是根据文献所述确定的最佳操作条件,这些参数无需进行优化。
由于本设计只包含两个常规精馏塔,故对两个塔都进行操作参数的优化。
下面以苯分离塔为例对优化过程进行说明。
对苯分离塔塔板气液相组成分别作图:
图2-3苯分离塔塔板液相组成分布图
图2-4苯分离塔塔板气相组成分布图
对于苯分离塔的操作参数优化包括:
回流比、理论塔板数、进料板位置以及采出率四个参数的优化。
(1)回流比优化
Aspenplus中采用灵敏度分析模块,分别设置再沸器热负荷、塔顶产物中苯的mole百分含量、苯的分离率作为分析目标对象,以回流比为分析变量;根据简介计算结果得到的回流比作为参考,设置回流比变化区间为1.2~3,变化频率取0.05。
对分析结果作图:
图2-5苯分离塔回流比对塔分离效果影响
由图中曲线分析,当回流比为1.8之后曲线变化趋于平缓,苯纯度为99.40%,分离率为99.998%,随着回流比变化,这两参数几乎不发生变化。
而再沸器热负荷一直呈线性变化,综合考虑,最优回流比取1.8。
(2)理论塔板数优化
同回流比优化一样,采用灵敏度分析模块,分别设置再沸器热负荷、塔顶产物中苯的mole百分含量、苯的分离率作为分析目标对象,以理论塔板数为分析变量;将塔设置中回流比更改为刚刚优化得到的最优回流比1.8;塔板数更改为40块之后,设置变化区间为20~40,变化频率为1。
对分析结果作图:
图2-6苯分离塔理论塔板数对塔分离效果影响
由图分析,当理论塔板数为30块板之后,苯纯度、苯分离率以及再沸器热负荷均趋于水平,几乎不再变化。
此时苯纯度为99.33%;苯分离率为99.92%,再沸器热负荷也为最低。
最终取最优理论塔板数为30.
(3)进料板位置优化
分别设置再沸器热负荷、塔顶产物中苯的mole百分含量、苯的分离率作为分析目标对象,以进料板位置为分析变量;将塔设置中回流比更改为刚刚优化得到的最优回流比1.8;塔板数更改为优化得到的最优塔板数30块,设置进料板变化区间为15~25,变化频率为1;对分析结果作图:
图2-7苯分离塔进料板位置对塔分离效果影响
在18块板位置之后,可以看到苯分离率与塔顶产物苯纯明显下降,再沸器热负荷明显上升;在第18块板进料时,苯分离率为:
99.95%;苯纯度为99.36%。
且再沸器热负荷也较低,故选择第18块板为最佳进料位置。
(3)采出率优化
分别设置再沸器热负荷、塔顶产物中苯的mole百分含量、苯的分离率作为分析目标对象,以采出率为分析变量;将塔设置中回流比更改为刚刚优化得到的最优回流比1.8;塔板数更改为优化得到的最优塔板数30块,设置进料板位置设置为18,设置采出率变化区间为0.35~0.45,变化频率为0.005;对分析结果作图:
图2-8苯分离塔采出率对塔分离效果影响
由图线可直接看出,为同时考虑到苯纯度与分离率都要达到设计要求,取采出率为0.415为最优采出率。
此时苯分离率为:
99.95%;苯纯度为99.36%。
再沸器热负荷也较低。
甲苯塔优化方式与此相同,就不予详细说明,优化结果见表2-2。
第三章物料衡算与能量衡算
3.1概述
本设计采用连续精馏工艺。
设计中采用泡点进料,将原料通过预加热至泡点送入精馏塔内。
塔顶上升蒸汽采用全冷凝,冷凝液在泡点下一部分回流至塔内,其余部分冷却后送至储罐。
设计过程中利用AspenPlus对全流程进行模拟,并在此基础上完成物料衡算、能量衡算,Aspenplus模拟流程如图4-1所示。
图4-1三苯分离模拟流程
本流程为连续生产过程,所需主要设备有、泵、换热器、和普通精馏塔等,涉及到的物料主要有苯、甲苯、二甲苯、以及公用工程的冷却水、加热蒸汽等,输入整个生产系统的能量主要有电能、加热介质带入的能量和进入物料的焓,输出的能量有冷却剂带走的能量和输出物料的焓。
3.2物料衡算
3.2.1物料衡算基本原理
系统的物料衡算以质量守恒为理论基础,研究某一系统内进出物料量及组成的变化,即:
系统累计的质量=输入系统的质量-输出系统的质量+反应生成的质量-反应消耗的质量
假设系统无泄漏,有:
dF/dt=FIN-FOUT+CR-CR
当系统无化学反应发生时,有:
dF/dt=FIN-FOUT
在稳定状态下,有:
dF/dt=FIN-FOUT=0,FIN=FOUT
注:
FIN—进入系统的物料流率;
FOUT—流出系统的物料流率;
CR—反应产生物料速率;
CR—反应消耗物料速率。
3.2.2物料衡算任务
通过对系统整体以及部分主要单元的详细物料衡算,得到主、副产品的产量,原料的消耗量,“三废”的排放量以及最后产品的质量指标等关键经济技术指标,对所选工艺路线、设计流程进行定量评述,为后阶段的设计提供依据。
3.2.3系统物料衡算
该系统出塔设备外,其他所有设备物料进出均为一进一出,假设系统无泄漏,故只需对塔设备进行物料衡算,衡算结果如下:
表4-1T0401物料衡算
进料物流
塔顶出料
塔底出料
温度℃
107.5
90.382923
143.92931
压力MPa
0.16
0.137
0.152
气相分率
0
0
0
总Mole流量kmol/hr
256
106.24
149.76
总质量流量kg/hr
23570.2254
8308.24663
15261.9788
总体积流量cum/hr
30.0640456
10.3468187
20.2984737
各组分Mole流量kmol/hr
苯
105.609966
105.566044
0.04392297
甲苯
46.0453292
0.67395574
45.3713735
邻二甲苯
28.8613012
1.628e-09
28.8613012
间二甲苯
53.2824022
7.0153e-07
53.2824015
对二甲苯
22.2010009
3.0756e-08
22.2010009
各组分Mole分率
苯
0.41253893
0.99365628
0.00029328
甲苯
0.17986457
0.00634371
0.30296056
邻二甲苯
0.11273946
1.5324e-11
0.19271702
间二甲苯
0.20813438
6.6033e-09
0.35578527
对二甲苯
0.08672266
2.8949e-10
0.14824386
表4-2T0402物料衡算
进料物流
塔顶出料
塔底出料
温度℃
128
120.869702
156.278759
压力MPa
0.16
0.134
0.153
气相分率
0
0
0
总Mole流量kmol/hr
149.76
45.6768
104.0832
总质量流量kg/hr
15261.9788
4212.17381
11049.805
总体积流量cum/hr
19.858129
5.47202624
14.8781948
各组分Mole流量kmol/hr
苯
0.04392297
0.04392297
4.9774e-11
甲苯
45.3713735
45.3401672
0.03120624
邻二甲苯
28.8613012
3.7179e-05
28.861264
间二甲苯
53.2824015
0.28964436
52.9927571
对二甲苯
22.2010009
0.00302824
22.1979726
各组分Mole分率
苯
0.00029328
0.00096160
4.7822e-13
甲苯
0.30296056
0.99263011
0.00029982
邻二甲苯
0.19271702
8.1395e-07
0.27729032
间二甲苯
0.35578527
0.00634117
0.50913843
对二甲苯
0.14824386
6.6297e-05
0.21327143
3.3能量衡算
3.3.1基本原理
系统的能量衡算能量守恒为理论基础,研究某一系统内各类型的能量的变化,即:
输入系统的能量=输出系统的能量+系统积累的能量
对于连续系统,有:
Q+W=ΣHOUT-ΣHIN
注:
Q—设备的热负荷;
W—输入系统的机械能;
ΣHOUT—离开设备的各物料焓之和;
ΣHIN—进入设备的各物料焓之和。
本项目的能量衡算以单元设备为对象,计算由机械能转换、化学反应释放能量和单纯的物理变化带来的热量变化。
3.3.2能量衡算任务
(1)确定流程中机械所需的功率,为设备设计和选型提供依据。
(2)确定精馏各单元操作中所需的热量或冷量及传递速率,确定加热剂和冷剂的用量,为后续换热和公用工程的设计做准备。
(3)最终计算出所需的能量和费用,判定工艺过程的经济性。
3.3.3系统能量衡算
表4-3进料加热器E0401焓变表
进料物流
出料物流
温度C
25
107.5
压力MPa
0.1
0.16
气相分率
0
0
Mole流量kmol/hr
256
256
质量流量kg/hr
23570.2254
23570.2254
体积流量cum/hr
27.2821212
30.0640456
焓值KJ/hr
3058515
6856968
负荷
3798453
表4-4T0401进出物料焓变表
进料物流
塔顶出料
塔底出料
温度C
107.5
90.396757
143.900737
压力MPa
0.16
0.137
0.152
气相分率
0
0
0
Mole流量kmol/hr
256
106.24
149.76
质量流量kg/hr
23570.2254
8309.23913
15260.9863
体积流量cum/hr
30.0640456
10.3483234
20.2964838
焓值KJ/hr
6856968
6213872
1507031
表4-5苯产品冷却器器E0402焓变表
进料物流
出料物流
温度C
90.396757
25
压力MPa
0.137
0.1
气相分率
0
0
Mole流量kmol/hr
106.24
106.24
质量流量kg/hr
8309.23913
8309.23913
体积流量cum/hr
10.3483234
9.52939637
焓值KJ/hr
6213872
5190472
负荷KJ/hr
1023400
表4-6甲苯塔进料冷却器E0403焓变表
进料物流
出料物流
温度C
143.900737
128
压力MPa
0.152
0.16
气相分率
0
0
Mole流量kmol/hr
149.76
149.76
质量流量kg/hr
15260.9863
15260.9863
体积流量cum/hr
20.2964838
19.8569712
焓值KJ/hr
5190472
958541
负荷KJ/hr
4231931
表4-7甲苯塔T0402进出物料焓变表
进料物流
塔顶出料
塔底出料
温度C
128
120.706111
156.258416
压力MPa
0.16
0.134
0.153
气相分率
0
0
0
Mole流量kmol/hr
149.76
45.37728
104.38272
质量流量kg/hr
15260.9863
4179.96051
11081.0258
体积流量cum/hr
19.8569712
5.42905603
14.9201212
焓值KJ/hr
958541
1325307
304596
表4-8甲苯产品冷却器器E0404焓变表
进料物流
出料物流
温度C
120.706111
25
压力MPa
0.134
0.1
气相分率
0
0
Mole流量kmol/hr
45.37728
45.37728
质量流量kg/hr
4179.96051
4179.96051
体积流量cum/hr
5.42905603
4.83399113
焓值KJ/hr
1325307
554959
第四章塔设备设计及选型
4.1概述
本项目选用了2个精馏塔,分别为苯分离塔与甲苯分离塔,都为普通精馏塔,没有特殊设备。
故选取其中一个进行典型计算。
4.2苯塔(T0401)设计
精馏设备的基本功能是形成气、液两相充分接触的相界面,使质、热的传递快速有效地进行,接触混合与传质后的气、液两相能及时分开、互不夹带等。
气、以为传质设备的类型很多,按接触方式可分为连续接触式和逐级接触式两大类,填料塔和板式塔分别为其典型代表,在吸收、蒸馏中应用极广。
4.2.1设计任务
设计一个普通精馏塔,并校核其相关参数达到分离苯产品的技术要求。
4.2.2塔型选择
通过对设计要求的分析我们对工业上广泛应用的塔设备进行比较和选型。
选型的依据是:
在保证满足工艺要求的前提上,做到安全生产,稳定操作,较低的设备费用和操作费用。
工业用的精馏塔类型主要有填料塔和板式塔。
两种类型的塔器各有特点:
不同任务、操作条件、介质性质情况下,选择合适的精馏塔能够充分发挥塔的作用,既能保证安全稳定生产,又能过降低生产成本。
表4-1板式塔和填料塔的比较
项目
塔型
板式塔
填料塔
压力降
压力降一般比填料塔大
压力降小,较适合于要求压力降小的场合
空塔气速
空塔气速大
空塔气速较大
塔效率
效率较稳定,大塔板效率比小塔有所提高
分离效率较高,塔径1.5m以下效率高,塔径增大,效率常会下降
气液比
适应范围较大
对液体喷淋量有一定要求
持液量
较大
较小
材质要求
一般用金属材料制作
可用非金属耐腐蚀材料
安装维修
较容易
较容易
造价
直径大时一般比填料塔造价低
φ800mm以下,一般比板式塔便宜,直径增大,造价显著增加
重量
较轻
较重
通过上面的比较,我们可以看出,板式塔虽然压降高,但其空塔气速大、塔效率高且稳定、液气比适用范围较大、安装和检修容易、大直径塔的造价低,这些特点能够的满足我们设计中处理量大,塔效率高,液气比范围广等要求。
综合考虑,我
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