1、紹興文理學(xué)院化學(xué)化工學(xué)院化工設(shè)計報告苯-乙苯精儲塔工藝設(shè)計應(yīng)化092班錢武09114514 ( 19)2012目錄第 1 節(jié)設(shè)計任務(wù)書 3（一）設(shè)計題目 3（二）操作條件 3（三）塔板類型 3（四）工作日 4（五）主要物性數(shù)據(jù) 4第 2 節(jié)方案設(shè)計 6方案設(shè)計 6方案簡介 6第 3 節(jié)物料衡算 73.1 進料組成： 73.2 全塔的物料衡算： 73.3 相對揮發(fā)度： 93.4 理論塔板數(shù)和進料板確定 93.5 實際板數(shù)和實際進料位置確定 10第 4 節(jié)塔體工藝尺寸計算 114.1 操作壓力的計算 114.2 塔體工藝尺寸計算 12第 5 節(jié)各接管的設(shè)計 185.1 進料管 185.2 釜殘液出

2、料管 185.3 回流液管 195.4 塔頂產(chǎn)品出口管 19第 6 節(jié)熱量衡算 206.1 塔頂冷卻水用量 206.2 塔釜飽和蒸汽用量 21第 7 節(jié)輔助設(shè)備的計算及選型 217.1 冷凝器的選擇 217.2 再沸器的選擇 22第1節(jié)設(shè)計任務(wù)書題目：苯-乙苯精儲塔工藝設(shè)計（一）設(shè)計題目某化工廠擬采用一板式塔分離苯-乙苯混合液。已知：生產(chǎn)能力為年產(chǎn)44000噸98%的乙苯產(chǎn)品；進精儲塔的料液含乙苯 45% （質(zhì)量分數(shù)，下同），其余為苯； 塔頂?shù)囊冶胶坎坏酶哂?2%;殘液中乙苯含量不得低于 98%;料液初始溫度為 30 C,加熱至沸點進料；塔頂冷凝器用溫度為30 C的冷水冷卻：塔底再沸器用溫度

3、為 150 C的中壓熱水加熱。試根據(jù)工藝要求進行：（1）板式精儲塔的工藝設(shè)計；（2）標準列管式原料預(yù)熱器或塔頂冷凝器或塔底再沸器的選型設(shè)計；（3）確定接管尺寸；（4）畫出帶控制點的工藝流程圖。（二）操作條件1 .塔頂壓力4kPa （表壓）2 .進料熱狀態(tài)泡點進料3 .回流比 2倍最小回流比4 .加熱蒸氣壓力 0.5MPa （表壓）5 .單板壓降 00.7kPa。（三）塔板類型板式塔（四）工作日每年工作日為300天，每天24小時連續(xù)運行（五）主要物性數(shù)據(jù)1.苯、乙苯的物理性質(zhì)項目分子式分子量沸點C臨界溫度C臨界壓強Pa苯AGH78.1180.11288.56833.4乙苯BCH。106.1613

4、6.2348.574307.72.苯、乙苯在某些溫度下的表面張力t/ C20406080100120140苯(mN/m)28.826.2523.7421.2718.8516.4914.17乙苯(mN/m)29.327.1425.0122.9220.8518.8116.823.苯、乙苯在某些溫度下的粘度t/ C020406080100120140苯(mPa s)0.7420.6380.4850.3810.3080.2550.2150.184乙苯(mPa s)0.8740.6660.5250.4260.3540.3000.2590.2264.苯、乙苯的液相密度t/ C204060801001201

5、40苯(kg/m3)877.4857.3836.6815.0792.5768.9744.1乙苯(kg/m3)867.7849.8931.8913.6795.2776.2756.75.不同塔徑的板間距塔彳D/m0.3-0.50.5-0.80.8-1.61.6-2.42.4-4.0板間距HT/mm200-300250-3501300-450350-600400-6006.苯-乙苯氣液平衡數(shù)據(jù)T/ Cxy801. 0001.000880.7430.940960.5420.8651040.3850.7621120.2590.6311200.1570.4651280.0720.2571360.0000.

6、000第 2 節(jié) 方案設(shè)計方案設(shè)計本項目是設(shè)計苯- 乙苯體系生產(chǎn)工藝的設(shè)計。分為精餾塔的設(shè)計，換熱器的設(shè)計，閥門等帶控制點的設(shè)備的設(shè)計。設(shè)計的主要內(nèi)容為精餾塔的設(shè)計，換熱器的選型以及帶控制點的流程圖的繪制。精餾塔的設(shè)計流程為原料液由高位槽經(jīng)過預(yù)熱器預(yù)熱后進入精餾塔內(nèi)。 操作時連續(xù)的從再沸器中取出部分液體作為塔底產(chǎn)品 （釜殘液） 再沸器中原料液部分汽化，產(chǎn)生上升蒸汽，依次通過各層塔板。塔頂蒸汽進入冷凝器中全部冷凝或部分冷凝， 然后進入貯槽再經(jīng)過冷卻器冷卻。 并將冷凝液借助重力作用送回塔頂作為回流液體， 其余部分經(jīng)過冷凝器后被送出作為塔頂產(chǎn)品。 為了使精餾塔連續(xù)的穩(wěn)定的進行，流程中還要考慮設(shè)置原料

7、槽。產(chǎn)品槽和相應(yīng)的泵, 有時還要設(shè)置高位槽。且在適當位置設(shè)置必要的儀表（流量計、溫度計和壓力表） 。以測量物流的各項參數(shù)。換熱器的選型主要為換熱器的熱量衡算以及其選型。 原料預(yù)熱器的熱量主要通過再沸器中的蒸汽經(jīng)過冷卻下來的水， 通過控制溫度到達原料預(yù)熱器的所需溫度，用以加熱，出去的水用來作為塔頂冷卻器的冷卻水，通過這樣的循環(huán)，可以減少工廠運行的成本。方案簡介設(shè)計方案簡介：設(shè)計中采用泡點進料，塔頂上升蒸汽采用全冷凝器冷凝，冷凝液在泡點下一部分回流至塔內(nèi)，其余部分經(jīng)產(chǎn)品冷卻器冷卻后送至儲罐。該物系屬易分離物系，最小回流比較小，故操作回流比取最小回流比的 1.5 倍。塔釜采用間接蒸汽加熱，塔底產(chǎn)品經(jīng)

8、冷卻后送至儲罐。加料方式采用直接流入塔內(nèi)，采用泡點進料，即熱狀態(tài)參數(shù) q=1.0 。具體如下：塔型的選擇：本設(shè)計中采用浮閥塔。其設(shè)計比較容易。設(shè)計的依據(jù)與技術(shù)來源：本設(shè)計依據(jù)于精餾的原理（即利用液體混合物中各組分揮發(fā)度的不同并借助于多次部分汽化和部分冷凝使輕重組分分離） ，并在滿足工藝和操作的要求，滿足經(jīng)濟上的要求，保證生產(chǎn)安全的基礎(chǔ)上,對設(shè)計任務(wù)進行分析并做出理論計算原料預(yù)熱器的設(shè)計簡介：料液的初始溫度為30C,通過塔底再沸器產(chǎn)生的熱水進行加熱，通過溫度控 制器來控制加熱器是否要對加熱水進行加熱，然后進入原料預(yù)熱器對原料進行預(yù) 熱。第3節(jié)物料衡算3.1進料組成:0. 55X F 78 . 1

9、1 0. 624F 0. 550. 4578 . 11106 . 110. 98XD 78.1 0. 9850. 980. 0278. 11106. 110. 020. 02708- 0. 020. 9878. 11106. 113.2 全塔的物料衡算:年生產(chǎn)能力：44000噸 乙苯 既44000*0.55/0.45噸苯86. 5Kmol/ hD 44000 / 0. 45 * 0.55 * 1000300 * 24 * (0. 985* 78. 11 (10. 985) * 106. 11)F= D+W F Xf =D Xd +W Xw把已知數(shù)據(jù)帶入上式，得F=86.5+WF=86.5X 0

10、.985+WX 0.0270解得：F=138.81 Kmol/h, W=52.31 Kmol/hL'=F+L=194.17 Kmol/hV'=V=L+D=141.86 Kmol/h6.苯-乙苯氣液平衡數(shù)據(jù)T/ Cxy801. 0001.000880.7430.940960.5420.8651040.3850.7621120.2590.6311200.1570.4651280.0720.2571360.0000.000塔頂?shù)臏囟龋海ㄓ墒静罘ㄇ蟪觯?8 T0. 9400. 985T800. 985 1解得：T=82 C進料板溫度：96 T0. 5420. 624T880. 6240

11、. 743解得：T=92.7C塔釜的溫度：136 T00. 027T 1280.0270.072解得：T=133 C3.3 相對揮發(fā)度:Lgpo查表得苯、乙苯的安托因常數(shù)如下:ABC苯6.0231206.35220.24乙苯6.0791421.91212.93根據(jù)與苯、乙苯的安托因常數(shù)可以求出苯，乙苯的飽和蒸汽壓和相對揮發(fā)度，結(jié)果列于下表中。本乙苯85.5C（塔頂溫度）飽和蒸汽壓PoKPa107.5617.11相對揮發(fā)度a苯-乙苯6.2994.8C（進料溫度）飽和蒸汽壓PoKPa147.2726.71相對拄發(fā)度a苯-乙苯5.51132.9C（塔釜溫度）飽和蒸汽壓PoKPa405.4193.02

12、相對拄發(fā)度a苯-乙苯4.46則：全塔平均相對揮發(fā)度a苯-乙苯二（6.29卷.51 M.46） 1/3=5.333.4 理論塔板數(shù)和進料板確定XD=0.985yF=0.901XF=0.624Rmin= (XD-yF /(yF - XF)= (0.985-0.901 ) /(0.901-0.624)=0.32操作線方程：y提儲段方程：yL'L' WX'W, c XW 1. 37X' 0. 01L' W由Origin作圖（可雙擊編輯）可知：（圖見下頁）精儲段：理論塔板數(shù)為4塊提儲段：理論塔板數(shù)為6塊進料板為第5塊板X/100% XFXD作圖法求理論塔板數(shù)圖DX

13、D 0. 39X0. 6V3.5 實際板數(shù)和實際進料位置確定苯、乙苯在某些溫度下的粘度t/ C020406080100120140苯(mPa s)0.7420.6380.4850.3810.3080.2550.2150.184乙苯(mPa s)0.8740.6660.5250.4260.3540.3000.2590.226由小差法求得在塔頂、進料、塔底溫度下的粘度，如下表:82 C92.7 C133 c苯0.303 mPa s0.274 mPa s0.195 mPa s乙苯0.349 mPa s0.320mPa s0.238 mPa s以頂=0.303 Xd +0.349 (1Xd) =0.3

14、04mPa sN 底=0.195 雙w +0.238 (1Xw) = 0.237 mPa s 叱進料=0.274>Xf +0.32 (1Xf)=0.291 mPa s塔頂5?-0 277 mPa s3全塔效率 Et =0.49( a)-0.245 =0.445Np =.=10/0.445 =23 塊Et即，實際塔板數(shù)為23 計算實際塔板數(shù)精儲段Np精NT 4ET0.445提儲段NP是NT6ET0. 44514實際加料板位置在第10塊第4節(jié)塔體工藝尺寸計算4.1 操作壓力的計算塔頂操作壓力PD=P0+P 表=101.3+4=105.3kPa每層塔板壓降 P=0.7kPa進料板壓力PF=10

15、5.3+0.7*9=111.6kPa塔底板壓力PF=105.3+0.7*23=121.4kPa精微段平均壓力提儲段平均壓力Pm1=(105.3+111.6)/2=1.08.45kPaPm2=(105.3+121.4)/2=113.2kPa4.2 塔體工藝尺寸計算4.2.1塔徑的計算通過計算，塔頂，進料板，塔底的各種參數(shù)列于下表中。進料板摩爾分數(shù)液0.9160.6240.027氣0.9850.9010.108質(zhì)量分數(shù)液0.8890.550.02氣0.9800.870.082摩爾質(zhì)量液80.46288.638105.354氣78.5380.882103.086溫度82 C92.7C133 c苯、乙

16、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，乙苯在不同溫度下的密度:精儲段：t 平土產(chǎn)(82+92.7) /2=87.4C2解得 =806.7Kg/m 3在87.4C時，苯的密度100 87.4792.587.4 80815.0液相:ML =乙苯的密度100 87.4795. 287.4 80913.680. 46288. 63884. 5解得=869.7 Kg/m 3tm=87.4 CX' Lm

17、 =0. 8890. 550. 7221_ X' Lm 1 - X Lm-Lm 一苯 乙苯Lm = 823.4解得Kg/m3LvL' ML3600 Lm55. 36 * 84. 553600 * 823. 40. 001579 m3 /sMv =78. 5380. 882278. 71X' vm =0. 980. 870. 925Kg/m 3273. 15* Mv -v =2. 722. 4 * (273. 15 87.4)V * Mv3600 v141.86 * 79. 713600 * 2. 73,1. 16m/s提儲段:t 平均=(133+92.7) /2=112

18、.85C120112. 85768. 9在112.85C時，苯的密度112. 85 100792.5解得=777.4 Kg/m 3120 112.85776.2液相:ML =乙苯的密度 112.8510088. 638105. 35497. 0795. 2解得 =783.0 Kg/m 3tm=112.85 CX' Lm =0. 0200. 550.2851_ X' Lm 1 - X Lm-Lm 一苯 乙苯解得Lm = 781.4Kg/m3L'vL' ML3600 Lm141. 86 * 97. 03600 * 781. 430. 0049 m /s氣相:Mv =

19、80. 882103. 086291. 984X' vm =0. 870. 0820. 476273. 15 * Mv22. 4 * (273. 15112. 85)22.9Kg/m3V'vV'* Mv3600 v141.86 * 91.9843600 * 2. 93,1.25m/s對全塔:Lv0. 005790. 004920. 00324m3/sVv1. 161.2521. 20m3/s823.4781.42802. 4Kg/m32.72.922. 8Kg/m3v表面張力的計算：苯、乙苯在某些溫度下的表面張力t/ C20406080100120140苯(mN/m)2

20、8.826.2523.7421.2718.8516.4914.17乙苯(mN/m)29.327.1425.0122.9220.8518.8116.82塔頂：82c1008218.85解得 =21.05苯：826023. 741008220. 85乙苯：826025.01解得 =22.72平均=0.985*21.05+(1-0.985)*22.72=21.08進料板：92.7C10092. 718. 85笨：92.78021.27解得 =19.7910092. 720. 85乙苯：92. 78022. 92 解得 =21.67平均=0.624*19.79+(1-0.624)*21.67=20.5

21、0塔底：133c14013314. 17苯：13312016.49 解得 =14.9714013316. 82解得 =17.52乙苯：13312018. 81平均=0.027*14.97+(1-0.027)*17.52=17.45對全塔:不同塔徑的板間距塔彳至D/m0.3-0.50.5-0.80.8-1.61.6-2.42.4-4.0板間距HT/mmP200-300250-3501300-450350-600P 400-600021.0 820.5 017.4 519.68初選板間距HT=0.45m取上液層高度hL=0.05mHT-hL=0.45-0.05=0.4mLsVT0.5L0. 003

22、241. 20.5802.40. 04572. 8查上圖smith關(guān)聯(lián)圖,4日 行C200. 083 ,依式 C C20200.2校正到物系表面張力為 19.68mN/m時的 C0.219. 68C C20 200. 083umaxC0. 083802. 4 2. 8 1.403m / s2. 8取安全系數(shù)為0.7,u 0. 7u0. 7max1. 4030. 98m/ s4 1.21 3. 14 0. 981. 25m調(diào)整塔徑為1.4m;塔截面積為 At=兀/4*D 2=1.54m2U=Vv/A T=1.2/1.54=0.78m3/s4.2.2 浮閥個數(shù)的計算采用F1型重閥，重量為 33g,

23、孔彳全為39mm一般正常負荷情況下，希望浮閥是在剛?cè)_時操作，實驗結(jié)果表明此時閥孔動能因子Fo為811。所以，取閥孔動能因子 Fo = 11,用式Uo FT求孔速 2 VP V為氣相密度。Fo12V112.86.57 m/s依式N =Vv/(兀/4*d02U0)求塔板上的理論浮閥數(shù)，即Vv1.2 * 4-N 4 - 152.8153冗 d 2U冗* 0.039 * 0.039 * 6.574.2.3 精儲塔有效高度的計算精儲段有效高度的計算：Z1 = 9 X 0.45=4.05m提儲段有效高度的計算：Z2 = 14X 0.45=6.3m人孔數(shù)目根據(jù)塔板安裝方便和物料的清洗程度而定。對于處理不需

24、要經(jīng)常清洗的物料，可隔810塊塔板設(shè)置一個人孔；對于易結(jié)垢、結(jié)焦的物系需經(jīng)常 清洗，則每隔46塊塔板開一個人孔。人孔直徑通常為 450-550mm。此處每隔5層塔板開一人孔，人孔高度為0.5m人孔直徑Ht'為0.5m.人孔數(shù)：S=(23/5)-1 = 3.6=4塔頂空間指塔內(nèi)最上層塔板與塔頂空間的距離。為利于出塔氣體夾帶的液滴沉降，其高度應(yīng)大于板間距，塔頂空間高度通Hd常取1.0-1.5m：此處取1.2m塔底空間指塔內(nèi)最下層塔板到塔底間距。其值視具體情況而定：當進料有 15 分鐘緩沖時間的容量時，塔底產(chǎn)品的停留時間可取35分鐘，否則需有1015分鐘的儲量，以保證塔底料液不致流空。塔底產(chǎn)

25、品量大時，塔底容量可取小些， 停留時間可取35分鐘；對易結(jié)焦的物料，停留時間應(yīng)短些，一般取11.5分鐘。此處塔底空間高度Hb取1.5m。進料段高度Hf取決于進料口得結(jié)構(gòu)形式和物料狀態(tài)，一般比 Ht大，此處取0.5m塔高：H =H d+(N-2-S) H t+SHt +Hf+Hb=1.2+ (23-2-4) X 0.45+4X 0.5+0.5+1.5=12.85m第5節(jié)各接管的設(shè)計5.1 進料管t/ c20406080100120140苯(kg/m3)877.4857.3836.6815.0792.5768.9744.1乙苯(kg/m3)867.7849.8831.8813.6795.2776.

26、2756.7苯與乙苯在某些溫度下的密度如下:則，進料的平均密度在92.4C時，由示差法可知p苯=800.7Kg/m3p乙苯=802.6Kg/m3 ,800. 70. 624802.60. 376801. 4 Kg/m3進料體積流量;“Fm138. 81 * 88.63833 ：V講料 15. 4 m h 0. 0043 m s801.44 0. 0043 2 3. 140. 052m取適宜的輸送速度Uf=2.0m/s,4則：輸送管徑d進Ju經(jīng)圓整選取熱軋無縫鋼管(GB 816387),規(guī)格：小60X 3.5mm 4Vm4 0. 0043實際管內(nèi)流速： Ufd2-3 14 0 05321. 95

27、 m/sd 進3. 14 0. 0535.2 釜殘液出料管釜液的平均摩爾分子質(zhì)量M 0.027 78. 110. 973 106. 11103.46 g mol釜殘液的質(zhì)量流量 Q M W 103.46 52.315408. 8 Kg h可近似查得，塔底溫度 133c時，p苯=752.8Kg/m3 , p乙苯=763.5 kg/m3 釜殘液的平均密度752.8 0.027 763.5 0.973 763.2kg, m3Q 5408. 833 則，殘液的體積流量/液一 寶0 7. 09 m . h 0.002 m. s7 63. 2取適宜的輸送速度：uf=1.0m/s,則：輸送管徑d遂心立 借野

28、0.05006m經(jīng)圓整選取熱軋無縫鋼管，規(guī)格：小57X 3.5mm實際管內(nèi)流速：uf4 V釜液d殘液40.0023. 140. 0520. 94 m/s5.3 回流液管回流液的質(zhì)量流量：前流 R (Fm QW)0. 64 (12303. 84 5408. 8)4412.8 kg. h可近似查得，塔頂回流溫度 81.1 C時，p苯=813.8Kg/m3 , p乙苯二812.6 kg/m3 回流液的平均密度813. 80. 916812. 6 (10. 916)813. 7 kg m3CU有4412.8_3 ,一 一 .3 .則：回流液的體積流量V回流rr5. 42 m . h0.0015 m s

29、813. 7利用液體的重力進行回流，取適宜的回流速度uL=1m/s則：回流管徑輸送管徑d回流 片 “流 0.0：50.0437m,u1 3. 14經(jīng)圓整選取熱軋無縫鋼管，規(guī)格：小50X 2.5mm4 V回流實際管內(nèi)流速：uf4 0.00153. 140. 04520.94 m/s5.4 塔頂產(chǎn)品出口管塔頂產(chǎn)品的質(zhì)量流量Qd12303.845408. 86895. 04 Kg h可近似查得，塔頂產(chǎn)品溫度 81.1 C時，p苯=813.8Kg/m3 , p乙苯=812.6 kg/m3 產(chǎn)品液的平均密度813.80.916812.6 (10.916)813. 7 kg . m3 一、，Q則：產(chǎn)品液的

30、體積流量VD一6895.04813. 78. 47m3 h 0. 0024 m3 s取適宜的流速UL=1m/s則：管徑輸送管徑dD4 0.002413. 140. 0553m經(jīng)圓整選取熱軋無縫鋼管，規(guī)格:63.5X 3.5mm實際管內(nèi)流速：uf4V回流d2流3.4 0. 0024140. 056520. 958 m/s熱量衡算6.1 塔頂冷卻水用量塔頂采用泡點回流，則計算回流溫度 t' =87C在塔頂82的汽化熱T苯=395 KJ/Kg , 丫乙苯=270 KJ/Kg ;，熱，平均7化熱丫 = XdXy 苯 + (1- Xd) X 丫 乙苯=393.12 KJ/Kg查苯，乙苯比熱容和汽

31、化熱如下表：80100120140苯比熱容KJ/Kg.k1.8811.9532.0472.143汽化熱KJ/Kg394.1379.3363.2345.5乙苯比熱容KJ/Kg.k1.9342.0082.0832.157汽化熱KJ/Kg370.0359.3347.9335.9比熱容為 Cp 苯=1.888KJ/Kg.k, Cp 乙苯=1.941 KJ/Kg.k則，平均比熱容 Cp= XDXCp 苯 + (1- Xd) X Cp 乙苯=1.889 KJ/Kg.k 儲出液 D 的質(zhì)量 Qd=XdXDXM 苯 + (1- Xd) X D X M 乙苯=6895.04 Kg/h 回流液質(zhì)量 Ql=R*Qd

32、=4412.8 Kg/h則冷凝器熱負荷 Q= (Qd+Ql) X T + (Qd+Ql) X CpXAT二(6895.04+4412.8) 乂 393.12+(6895.04+4412.8)X 1.889X (82-81.7) =4.45 X106 KJ/h水的比熱容可認為 Cp水=4.2 KJ/Kg.k4.451065. 304. 2 (50 - 30)則，冷卻水用量104 Kg/hQm> 水 -Cp7K(t 出口 - t 進口)6.2 塔釜飽和蒸汽用量由上表估算塔釜溫度133c時汽化熱丫苯=351.7 KJ/Kg , 丫乙苯二340.1 KJ/Kg貝L 塔釜平均汽化熱丫塔釜二XwXy

33、苯+ (1- Xw)x 丫乙苯二340.4 KJ/Kg釜液的質(zhì)量流量 Qw=W*Mw=5511.07 Kg/h則，塔底再沸器的熱負荷 Q再沸器二QwX 丫塔釜=340.4X5511.07=1.88X 106 KJ/h再沸器采用間接蒸汽加熱,在加熱蒸汽壓力為0.5MPa下，蒸汽密度p =2.6673Kg/m3,則所需蒸汽:Q再沸器叫汽 塔釜1. 88106340. 45522. 91kg / hV蒸汽m5522- 912632. 23Kg/ h密度 2.6673第7節(jié)輔助設(shè)備的計算及選型7.1 冷凝器的選擇有機物蒸氣冷凝器設(shè)計選用的總體傳熱系數(shù)一般范圍為：5001500kcal/(m2.h.c)本設(shè)計取 K