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 (6)方案简介 (6)第3节物料衡算 (7)3.1进料组成： (7)3.2全塔的物料衡算： (7)3.3相对挥发度： (9)3.4理论塔板数和进料板确定 (9)3.5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 (11)4.1操作压力的计算 (11)4.2 塔体工艺尺寸计算 (12)第5节各接管的设计 (18)5.1进料管 (18)5.2釜残液出料管 (18)5.3回流液管 (19)5.4塔顶产品出口管 (19)第6节热量衡算 (20)6.1塔顶冷却水用量 (20)6.2塔釜饱和蒸汽用量 (21)第7节辅助设备的计算及选型 (21)7.1 冷凝器的选择 (21)7.2 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℃，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。

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，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，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3.1进料组成：624.011.10645.011.7855.011.7855.0=+=FX985.011.10602.011.7898.011.7898.0=+=DX0270.011.10698.011.7802.07802.0=+=WX3.2全塔的物料衡算：年生产能力：44000吨 乙苯 既44000*0.55/0.45 吨苯hKmol D /5.86)11.106*)985.01(11.78*985.0(*24*3001000*55.0*45.0/44000=-+=F= D+WF X F =D X D +W X W把已知数据带入上式，得F=86.5+WF=86.5×0.985+W ×0.0270 解得：F=.81 Kmol/h ， W=52.31 Kmol/h L’=F+L=.17 Kmol/h V ’=V=L+D=141.86 Kmol/h塔顶的温度：（由示差法求出）1985.0985.0940.08088--=--T T解得：T=82℃ 进料板温度：743.0624.0624.0542.08896--=--T T解得：T=92.7℃ 塔釜的温度：072.0027.0027.00128136--=--T T解得：T=℃3.3相对挥发度：Ct BA Lgp o +-= ①查表得苯、乙苯的安托因常数如下：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。

则：全塔平均相对挥发度α苯-乙苯=（6.29×5.51×4.46）1/3=5.333.4理论塔板数和进料板确定XD=0.985 yF=0.901 XF=0.624Rmin=（XD-yF ）/( yF –XF)=（0.985-0.901）/(0.901-0.624)=0.32操作线方程：6.039.0+=+=X XD VDX V L y提馏段方程：01.0'37.1''''-=---=X XW WL WX W L L y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020406080100Y /100%DF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由示差法求得在塔顶、进料、塔底温度下的粘度,如下表：μ顶 = 0.303×X D +0.349×(1—X D ) =0.304 m Pa·s μ底 = 0.× X W +0.238×(1—X W ) = 0.237 m Pa·sμ进料=0.274×X F +0.32×(1—X F )=0.291 m Pa·s277.03进料塔釜塔顶=++=μμμμ m Pa·s 全塔效率 E T =0.49(αμ)-0.245 =0.445 N P =TTE N =10/0.445 =23块 即，实际塔板数为23 计算实际塔板数 精馏段9445.04E N T T 精≈==P N 提馏段14445.06E N T T 提≈==P N 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=113.2kPa4.2 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 质量分数液 0.889 0.55 0.02 气0.980 0.87 0.082 摩尔质量液 80.462 88.638 105.354 气78.53 80.882 103.086 温度 82℃92.7℃℃苯，乙苯在不同温度下的密度： 精馏段：t平均=（82+92.7）/2=87.4℃在87.4℃时，苯的密度 0.8155.792804.874.87100--=--ρρ解得ρ=806.7Kg/m 3乙苯的密度 6.9132.795804.874.87100--=--ρρ解得ρ=869.7 Kg/m 3液相：5.842638.88462.80=ML =+=t m=87.4℃72.02=Lm X'==乙苯'X -1苯'=Lm 1ρρρLmLm X += 解得.4823=Lm =ρKg/m 3001579.04.823*360055.84*36.553600'==⨯⨯=Lm ML L L v ρ m 3/s气相：71.782882.8053.78=Mv =+=925.0287.098.0=vm X'=+=7.2)4.8715.273(*4.22*15.273=v =+=MvρKg/m 316.17.2*360071.79*86.1413600*==⨯=v Mv V V v ρm 3/s提馏段：t平均=（+92.7）/2=112.85℃在112.85℃时，苯的密度 5.7929.76810085.11285.112120--=--ρρ解得ρ=777.4 Kg/m 3乙苯的密度 2.7952.77610085.11285.112120--=--ρρ解得ρ=783.0 Kg/m 3液相：.972354.105638.88=ML =+=t m=112.85℃285.02=Lm X'==乙苯'X -1苯'=Lm 1ρρρLmLm X += 解得781.4=Lm =ρKg/m 30049.04.781*36000.97*86.1413600''==⨯⨯=Lm ML L L v ρ m 3/s气相：984.912086.103882.80=Mv =+=476.02082.087.0=vm X'=+=9.22)85.11215.273(*4.22*15.273=v =+=MvρKg/m 325.19.2*3600984.91*86.1413600'*'==⨯=v Mv V V v ρm 3/s对全塔：00324.020049.000579.0=+=Lv m 3/s20.1225.116.1Vv =+=m 3/s4.80224.7814.823L =+=ρKg/m 38.229.27.2v =+=ρKg/m 3表面力的计算：塔顶：82℃苯：74.2385.186********--=--σσ解得 σ=21.05乙苯：01.2585.20608282100--=--σσ解得 σ=22.72σ平均=0.985*21.05+(1-0.985)*22.72=21.08进料板：92.7℃苯：27.2185.18807.927.92100--=--σσ解得 σ=19.79乙苯：92.2285.20807.927.92100--=--σσ解得 σ=21.67σ平均=0.624*19.79+(1-0.624)*21.67=20.50塔底：℃苯：49.1617.14120133133140--=--σσ解得 σ=14.97乙苯：81.1882.16120133133140--=--σσ解得 σ=17.52σ平均=0.027*14.97+(1-0.027)*17.52=17.45对全塔：8.61935.417.5208.0021平=++=σ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初选板间距H T=0.45m 取上液层高度h L=0.05mH T-h L=0.45-0.05=0.4m0457.8.24.8022.100324.05.05.=⎪⎪⎭⎫⎝⎛⋅⎪⎪⎭⎫⎝⎛=⎪⎪⎭⎫⎝⎛⋅⎪⎪⎭⎫⎝⎛SLssVLρρ查上图smith关联图，得083.20=C，依式2.02020⎪⎭⎫⎝⎛=σCC校正到物系表面力为19.68mN/m时的C083.2068.192.020=⎪⎪⎭⎫⎝⎛=CCsmCuVVL/403.18.28.24.802083.max=-⨯=-=ρρρ取安全系数为0.7，则smuu/98.403.17.7.max=⨯==m uV D s25.198.014.32.144=⨯⨯==π调整塔径为1.4m;塔截面积为A T =π/4*D 2=1.54m 2 U=Vv/A T =1.2/1.54=0.78m 3/s4.2.2 浮阀个数的计算采用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F o 为8 ~11。