4.8万吨年_苯-甲苯连续精馏装置设计课程设计

（二一五年一月化工原理课程设计说明书学校代码XXXX学号201210508041题目48万吨/年苯甲苯连续精馏装置设计学生姓名XX学院化工学院系别XX专业XXX班级XXX指导教师XXX设计日期2015年1月目录摘要41设计方案的确定及流程说明52精馏塔的工艺设计621产品浓度622最小回流比及适宜回流比的确定7221挥发度的计算7222最小回流比及适宜回流比的确定8223物料衡算8224操作线方程的确定9225理论塔板数的确定9226全塔效率的计算103精馏塔的工艺条件及有关物性数据的计算1131物性数据计算11311操作操作压力计算11312操作温度计算11313平均摩尔质量计算11314平均密度计算12315液体平均表面张力的计算13316液体平均粘度计算14317气液负荷计算1532精馏塔主要工艺尺寸计算16321塔径的计算1633塔板主要工艺尺寸的计算1734浮阀塔板的液体力学验算2035塔板负荷性能图2136精馏塔的热量衡算2337板式塔的结构与附属设26371塔体结构26372塔板结构26373精馏塔的附属设备274设计结果一览表29参考文献30摘要本设计是以苯甲苯为设计物系，以浮阀塔为精馏设备，此设计对二元物系苯甲苯的精馏问题进行分析、选取、计算、核算、绘图等，是比较完整的精馏设计过程。原料液经卧式列管式预热至泡点后送入连续板式精馏塔（浮阀塔），塔顶上升蒸汽采用强制循环式列管全冷凝器，冷凝后一部分作为回流液，其余作为产品经冷却后送至贮罐；塔釜采用热虹吸立式再沸器提供气相流，塔釜产品经卧式列管式冷却器冷至贮罐。通过计算得出理论板数为8块，回流比为28，实际塔板数为14块，进料位置为第11块，在板式塔计算中得出塔径为24M，塔高为92M，阀孔数为387个，通过阀孔板塔的流体力学验算，证明个指标数据均符合标准。本次设计过程正常，操作合适。关键词苯、甲苯、二元精馏、浮阀板连续精馏精馏塔。1设计方案的确定及流程说明本设计任务为分离苯一甲苯混合物。由于对物料没有特殊的要求，可以在常压下操作。对于二元混合物的分离，应采用连续精馏流程。设计中采用泡点进料，将原料液通过预热器加热至泡点后送人精馏塔内。塔顶上升蒸气采用全凝器冷凝，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。塔底设置再沸器采用间接蒸汽加热，塔底产品经冷却后送至储罐。塔板的类型为浮阀塔精馏，筛板塔塔板上开有许多均布的阀孔，孔径一般为39MM，阀孔在塔板上作等腰三角形排列。设计方案总的确定原则是在可能的条件下，尽量采用科学技术上的最新成就，使生产达到技术上先进、经济上的合理要求，符合优质、高产、安全、低耗的原则。为此必须具体考虑如西几方面的内容。（1）满足工艺和操作的要求所设计出来的流程和设备，首先必须保证产品达到任务规定的要求，而且质量要稳定。这就要求各流体流量和压头稳定，入塔料液的温度和状态稳定，从而需要采取相应的措施；其次所定的设计方案需要有一定的操作弹性，各处流量应能在一定范围内进行调节，必要时传热量也可以调整，因此在必要的位置上装置调节阀门，在管路中安装备用支线，计算传热面积和选取操作指标时，也应考虑到生产的可能波动；再次要考虑必须装设的仪表及其安装的位置，以便能通过这些仪表来观测生产过程是否正常，从而帮助找出不正常的原因，采取相应措施。（2）满足经济上的要求要节省热能和点能的消耗，减少设备和基建费用。（3）保证安全生产以上三项原则在生产过程中均同等重要，但在化工原理课程设计中，由于时间的限制，不可能对所有的问题进行考虑。一般要求只对第一原则全面考虑，对第二个原则进行定性的叙述，第三个原则只能一般考虑。2精馏塔的工艺设计21产品浓度1原料液及塔顶、塔底产品的摩尔分率苯7811/甲苯9213/094/78110947811006/9213094903/781103781107/9213033602/781102781108/921302282原料液及塔顶、塔底产品的平均摩尔质量苯1甲苯033578111033592138743/苯1甲苯094978111094992137882/苯1甲苯022878111022892138893/22最小回流比及适宜回流比的确定221挥发度的计算温度的计算苯甲苯的气液平衡与温度的关系温度苯/MOL分率温度苯/MOL分率液相气相液相气相110600868700853106188212952397618102220037095239761898630050084480391495239761882390395792148971081295097989459278980210001000868700853952397618用内插法求得，80281210009508029521000811同理求得998,964安托尼方程为LGABC苯1590082788515236甲苯1623943430826958所以，10212/102120088/10088279同理求得2245，3233，4246，5256，6258，7249，8261，9239，10245求得250222最小回流比及适宜回流比的确定因为Q1112503361251033605590949055905590336175取操作回流比为，所以161628223物料衡算年产量48万吨480000007882300248458/总物料衡算苯物料衡算联立,解得48007/56465/式中F原料液流量D塔顶产品量W塔底产品量气液相负荷因为28288458236824/12818458321404/选定泡点进料，Q123682456465801474/11321404/224操作线方程的确定精馏段操作线方程1111037302501提馏段操作线方程1249403412225理论塔板数的确定逐板法确定理论板数因为，得出相平衡方程3251125115或2515因为塔顶有全凝器，,代入相平衡方程3得,1094910882将代入精馏段操作线方程1得，12037310250089921251510781依次计算30825306544073240522506345041060551603305降液管底隙高度取液体通过降液管底隙的流速002/00068168020002/5降液管底隙高度取液体通过降液管底隙的流速符合003/0025168030005/00060054332塔板布置精馏段取边缘区宽度005安定区宽度008前部分计算得036开孔区鼓泡区面积2221802SIN1,22207115207921801152SIN1071151462浮阀塔板的开孔率及阀孔排列阀孔孔径型浮阀的孔径为39MM,所以10100039浮阀数目的确定24020因为,取，得009120905244246800392524395浮阀塔版的开孔率30020104阀孔的排列4采用等腰三角形排列核算阀孔动能因数及开孔率0精馏段阀孔气速0402424600392387532阀孔动能因数符合要求00532295917开孔率02102提馏段，方法同上阀孔气速0402424200392387523阀孔动能因数符合要求00523319935开孔率0210234浮阀塔板的液体力学验算精馏段气体通过浮阀塔板时的压降干板压降1对F型重阀182573118257312955806,当,0532/01990017533103板上充气液层阻力200050取05所以0050050025液体表面张力造成的阻力，浮阀塔的很小，可忽略3所以精馏段气体通过一层浮阀塔板的压降00283液泛,00283005因为未设进口堰，0153061210300283005612103008442取040212所以，符合要求雾沫夹带泛点率136100,22420361682371又因为,查得，无泡K102468295050135求得泛点率69235塔板负荷性能图精馏段1雾沫夹带线上限因为泛点率801361008029580575395136168101353。713756582液泛线222/3191105219110529580575387247103100164015320201531682002213551006672/310510667168230708所以液泛线为47103201641355207082/33液相负荷上限取550407055004074气相负荷下限5529529425400392387290795液相负荷下限2300061000284136002300126000050010015002002500300350040045005012345678雾沫夹带上限线液泛线液相负荷上限线气相负荷下限液相负荷下限线OP塔板负荷性能图36精馏塔的热量衡算361加热介质的选择选择饱和水蒸气，温度，工程大气压为1333300原因水蒸气清洁易得，不易结垢，不腐蚀管道，饱和水蒸气冷凝放热值增大，而水蒸气压力越高冷凝温差越大，管程数相应越小，但水蒸气不易太高362冷凝剂的选择呼和浩特地区平均温度，故选用冷却水，温升，即冷却水出151510口温度为25363热量衡算冷凝器的热负荷1蒸发潜化热的计算蒸发潜化热与温度的关系211211038（式中）蒸发潜热，对比温度沸点下蒸发潜热列表物质沸点/蒸发潜热/1/苯8001393956210甲苯1106336359172求得82258106，8225时苯22273158225562100632，12273158010562100628蒸发潜热苯3939106321062803839229/同理，甲苯20601，10649蒸发潜热甲苯3631060110649038381121由由偏心因子法061070810354109510354故苯1甲苯095739229（1095738112）35903/（式中塔顶上升蒸汽的焓，塔顶馏出液的焓）又D塔顶液体质量分数128，174281174359032552冷却水消耗量221,此温度下冷却水的比热容212204183212552418310610加热器热负荷及全塔热量计算3精馏段苯119648106964301/甲苯219298106964296/提馏段苯11964998964668/甲苯21982998964674/塔顶馏出液的比热容11121910塔釜馏出液的比热容21121982以进料焓，即时的焓值为基准964002190024711002191910811964064220024719829989640166对全塔热量衡算因为所以064016622522251526塔釜热损失为10，则90故实际225159025017加热蒸汽消耗量查得水蒸气21681/故水蒸气115热量衡算结果表符号/数量22526100064017250211537板式塔的结构与附属设371塔体结构板式塔内部装有板塔、降液管、各物流的进出口管及人孔（手孔）、基座、除沫器等附属装置。除一般塔板按设计板间距安装外，其它处根据需要决定其间距。（1）塔顶空间选定10（2）塔底空间塔底空间是指最下层塔板到塔底间距，其值由如下两因素决定，即塔底储液空间依液量停留35MIN,或更长时间而定塔底液面至最下层塔板之间要有12M的间距，大塔可大于此值选定25（3）人孔一般每隔68层塔板设一人孔（安装检修用），需经常清洗时每隔34块塔板处设一人孔。设人孔处的板间距等于或大于600MM，人孔直径一般为450500MM,其伸出塔体的筒长为200250MM,人孔中间据操作平台约8001200MM孔径伸出长500500（4）塔高114121051052061255051212592372塔板结构选用分块式，分块数为5373精馏塔的附属设备（1）塔主要接管尺寸计算进料管道1进料体积流量56465874379686169用泵，取,因为20/142所以44616931420360001100选用的无缝钢管1147实际流速40123600218/塔顶回流液管道22368247976814723193用泵，取,20/447193142036000036选用无缝钢管,实际流速5711142/塔底料液348007890779075408取,所以15/4011选用的无缝钢管12155实际流速4011623600142/塔顶蒸汽出口管道432140478831232252用泵，取,20/44225231420360002选用的无缝钢管21985实际流速4021236001798/塔底蒸汽进口管道5115188712323178取,20/442371831420360002选用的无缝钢管21995实际流速402095236001912/再沸器热虹吸式再沸器塔顶回流冷凝器立式列管式冷凝器泵的确定输送原料为一般物系，所以选取IS型离心泵。218/220023100135024194422129及564658742796861953129从IS型中选取IS125100200型离心本，在下的有关性能1450/参数为60314562轴功率383电机功率75汽蚀余量25质量108/664设计结果一览表计算数据项目符号单位精馏段提留段各段平均压强PMKPA10881137各段平均温度TM8875981气相VSM3/S2468242平均流量液相LSM3/S000680025实际塔板数N块104板间距HTM050040塔径DM2424塔板液流形式单流型单流型溢流管型式弓形堰长LWM168168堰高HWM0033006溢流堰宽度WDM036036管底与受业盘距离HOM002005板上清液层高度HLHLM00501孔径DOMM39