13068吨每年苯一甲苯连续精馏装置工艺设计_课程设计.doc

广东石油化工学院化工原理课程设计设计说明书设计题目:1.3068万吨/年 苯甲苯连续精馏装置工艺设计化工原理课程设计任务书(应化10级各班适用)一、 任务名称：1.3068万吨/年 苯-甲苯连续常压精馏装置工艺设计说明书二、 任务给定条件1. 处理量为：2班(1500 + 学号150)kg/h；(每年生产时间按7920小时计);2. 原料组成： ；2班含苯0.35(质量分率)3. 产品组成：塔顶产品，含苯0.98(质量分率，下同) ；塔底产品，含苯0.01；4. 进料热状况参数条件：2班为0.255. 塔顶采用30的冷回流，冷却水温度25，回用循环水温度45；塔底重沸器加热介质为比密度0.86的柴油，进口温度290，出口温度160。三、 说明书目录主要内容规定1. 说明书标准封面；2. 目录页，任务书页3. 说明书主要内容规定1) 装置流程概述，2) 装置物料平衡，3) 精馏塔操作条件确定，4) (适宜回流比/最小回流比)为1.35时理论塔板数及进料位置，5) 精馏塔实际主要工艺尺寸，6) 精馏塔塔顶第二板、进料口上等三板和进料口下等二板塔板结构参数7) 精馏塔结构参数汇总表和精馏塔结构简图(a3图) ，8) 装置热衡算9) 装置经济效益和工艺设计评价四、经济指标其它用于经济评价参数：加工纯利润600元/吨原料油，操作费用计量：料液输送3元/吨，冷却水16元/吨，热载体(柴油)160元/吨；固定资产计量：传热面积4000元/平方米, 泵1200元/(立方米/小时) ；5000元/(立方米塔体)；3000元/(平方米f1型浮阀(重阀) 塔板) 。装置使用年限15年。目录1、 前言.62、 设计方案的确定.6 2.1处理量确定.6 2.2概述.6 2.3设计方案.6 2.3.1塔设备的工业要求.6 2.3.2工艺流程如下.7 2.3.3流程的说明.73、 精馏塔设计.7 3.1工艺条件的确定.7 3.1.1苯与甲苯的基础数据.7 3.1.2温度的条件.8 3.1.3操作压力选定.9. 3.2精馏塔物料恒算.9 3.2.1摩尔分数.9 3.2.2原料液及塔顶、塔底产品的平均摩尔量.9 3.2.3质量物料恒算与负荷计算及其结果表.9 3.3塔板数计算.9 3.3.1.理论塔板数.9 3.3.2做x-y曲线.9 3.3.3求rmin.10 3.3.4操作线方程.11 3.3.5用图解法算理论板数.11 3.3.6求平均塔效率et.11 3.3.7求实际塔板数.11 3.4 塔的精馏段操作工艺条件及计算.12 3.4.1平均压强.12 3.4.2进料温度的计算.12 3.4.3平均摩尔质量的计算.13 3.4.4平均密度计算.14 3.4.5液体平均表面张力计算.15 3.4.6液体平均粘度计算.16 3.5 精馏塔的塔体工艺尺寸计算.17 3.5.1负荷计算 r1=3.93.17 3.5.1.1精馏塔的汽、液相负荷：.17 3.5.1.2 vs和ls计算.17 3.5.2塔径的计算.18 3.5.3精馏塔有效高度的计算.19 3.5.4塔顶、塔底空间.20 3.5.4.1塔顶空间.20 3.5.4.2塔底空间.20 3.5.4.3封头高度.20 3.5.4.4裙座高度 .20.3.5.5塔壁厚计算、塔总高度.20 3.6. f1型浮阀塔板设计 （以塔顶第二块为例） .20 3.6.1溢流装置.22 3.6.2塔板布置及浮阀数目与排列.23 3.6.3塔板流体力学验算.23 3.6.3.1气相通过浮阀塔板的压强降.23 3.6.3.2液泛.24 3.6.3.3雾沫夹带.24 3.6.4塔板的负荷性能图 .24 3.6.4.1雾沫夹带线.24 3.6.4.2液泛线.25 3.6.4.3液体负荷上限线.25 3.6.4.4漏夜线.26 3.6.4.5 液相负荷下限线.26 3.6.5操作弹性计算.264、 装置热衡算确定热换器（以一秒计算为例）.27 4.1 塔顶冷凝器.27 4.2 塔底再沸器.27 4.3塔釜产品冷却器.285、 经费估算.29 5.1设备费用计算.29 5.1.1塔体费用.29 5.1.2塔板费用.29 5.1.3总换热器费用.29 5.1.4总设备费用.29 5.2固定资产折旧后年花费用.29 5.3主要操作年费用计算.30 5.3.1清水用量费用.30 5.3.2柴油用量费用.30 5.3.3料液输送费.30 5.3.4总操作费用.30 5.4年总成本.30 5.5年总收益.30 5.6年纯收入.306、 设计结果一览表.317、 个人总结及对本设计的评述 .328、 附图.33一、前言化工原理课程设计是理论系实际的桥梁，是让学生体察工程实际问题复杂性的初次尝试。通过化工原理课程设计，要求我们能够综合运用化工原理上下册的基本知识，进行融汇贯通的独立思考，在规定的时间内完成指定的设计任务，从而得到以化工单元操作为主的化工设计的初步训练。通过课程设计，我们了解到工程设计的基本内容，掌握典型单元操作设计的主要程序和方法，培养了分析和解决工程实际问题的能力。同时，通过课程设计，还可以使我们树立正确的设计思想，培养实事求是、严肃认真、高度负责的工作作风。二、设计方案的确定 2.1 处理量确定依设计任务书可知，处理量为:1500 + 1150=1650kg/h, 16507920=1.3068万吨/年 2.2概述 塔设备是炼油、化工、石油化工等生产中广泛应用的气液传质设备。根据塔内气液接触部件的结构型式，可分为板式塔和填料塔。板式塔大致可分为两类：有降液管的塔板和无降液管的塔板。工业应用较多的是有降液管的塔板，如浮阀、筛板、泡罩塔板等。浮阀塔广泛用于精馏、吸收和解吸等过程。其主要特点是在塔板的开孔上装有可浮动的浮阀，气流从浮阀周边以稳定的速度水平地进入塔板上液层进行两相接触。浮阀可根据气体流量的大小而上下浮动，自行调节。浮阀塔的主要优点是生产能力大，操作弹性较大，塔板效率高，气体压强降及液面落差较小，塔的造价低，塔板结构较泡罩塔简单.浮阀有盘式、条式等多种，国内多用盘式浮阀，此型又分为f1型（v1型）、v4型、十字架型、和a型，其中f1型浮阀结构较简单、节省材料，制造方便，性能良好，故在化工及炼油生产中普遍应用，已列入部颁标准（jb111881）。其阀孔直径为39mm，重阀质量为33g，轻阀为25g。一般多采用重阀，因其操作稳定性好。 2.3 设计方案2.3.1塔设备的工业要求总的要求是在符合生产工艺条件下，尽可能多的使用新技术，节约能源和成本，少量的污染。精馏塔对塔设备的要求大致如下：一：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。二：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。三：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。四：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，而且不会使效率发生较大的变化。五：结构简单，造价低，安装检修方便。六：能满足某些工艺的特性：腐蚀性，热敏性，起泡性等.2.3.2工艺流程如下： 苯与甲苯混合液（原料储罐）原料预热器浮阀精馏塔（塔顶：全凝器分配器部分回流，部分进入冷却器产品储罐）(塔釜：再沸器冷却器产品进入储罐）2.3.3流程的说明 本方案主要是采用浮阀塔，苯和甲苯的原料混合物进入原料罐，在里面停留一定的时间之后，通过泵进入原料预热器，在原料预热器中加热到103.5度，然后，原料从进料口进入到精馏塔中。混合物中既有气相混合物，又有液相混合物，这时候原料混合物就分开了，气相混合物在精馏塔中上升，而液相混合物在精馏塔中下降。气相混合物上升到塔顶上方的冷凝器中，这些气相混合物被降温到泡点，其中的液态部分进入到塔顶产品冷却器中，停留一定的时间然后进入苯的储罐，而其中的气态部分重新回到精馏塔中，这个过程就叫做回流。液相混合物就从塔底一部分进入到塔底产品冷却器中，一部分进入再沸器，在再沸器中被加热到泡点温度重新回到精馏塔。塔里的混合物不断重复前面所说的过程，而进料口不断有新鲜原料的加入。最终，完成苯与甲苯的分离。 三、精馏塔设计 3.1工艺条件的确定 3.1.1苯与甲苯的基础数据 表3-1 相平衡数据温度/80.1859095100105110.6poa/kpa101.33116.9135.5155.7179.2204.2240.0pob/kpa40465463.374.386101.332.542.512.462.412.37x1.000.7800.5810.4120.2580.1300y1.000.8970.7730.6330.4610.2690 表3-2 苯与甲苯的物理性质项目分子式相对分子量沸点/临界温度/临界压力/pa苯c6h678.1180.1288.56833.4甲苯c6h5-ch392.13110.6318.574107.7 表3-3 antoine常数值组分abc苯6.0231206.35220.24甲苯6.0781343.94219.58 表3-4 苯与甲苯的液相密度温度/8090100110120810800.2792.5780.3768.9815803.9790.3780.3770.9 表3-5 液体的表面张力温度/809010011012021.2720.0618.8517.6616.4921.6920.5919.9418.4117.31 表3-6 液体的黏度温度/80901001101200.3080.2790.2550.2330.2150.3110.2860.2640.2540.228 表3.7 液体的汽化热温度/8090100110120苯/(kj/kg)384.1386.9379.3371.5363.2甲苯/(kj/kg)379.9373.8367.6361.2354.6 3.1.2温度的条件： 假定常压，作出苯甲苯混合液的t-x-y图，如后附图所示。依任务书，苯和甲苯的相对摩尔质量分别为78.11 kg/kmol和92.14kg/kmol，原料含苯0.35，塔顶苯含量不低于0.98，塔底苯含量不大于0.01，则：可算出：原料液含苯的摩尔分率： 塔顶含苯的摩尔分率： 塔底含苯的摩尔分率：查t-x-y图可得，td=80.5,tw=109.6,tf=95.8 全塔平均温度tm=（80.5*109.6）1/2=93.93 3.1.3操作压力选定 最低操作压力：取回流罐物料的温度为30，由它们的安托因方程 计算得：poa=15.93kpa，pob=4.93kpa.由泡点方程xd=(pmin-pob)/(poa-pob)=0.992,可得pmin=15.74kpa.取塔顶操作压力 p=15.74+0.1*1000=115.74kpa3.2精馏塔物料恒算 3.2.1摩尔分数由以上可知，摩尔分数为xf=0.388，xd=0.983，xw=0.0118 3.2.2原料液及塔顶、塔底产品的平均摩尔量原料液的平均摩尔质量：mf 78.110.388(10.388)92.1486.696kg/kmol塔顶液的平均摩尔质量：md 78.110.983(10.983)92.1478.349kg/kmol塔底液的平均摩尔质量：mw 78.110.0118(10.0118)92.1491.974kg/kmol3.2.3质量物料恒算与负荷计算及其结果表全塔物料衡算：进料液： f=1650（kg/h）/86.696（kg/kmol）=19.032kmol/h总物料恒算： f=d+w 即 d+w=19.032苯物料恒算： 即 d0.983+ w0.0118=19.0320.388联立解得： w11.660kmol/h d7.372kmol/h3.3塔板数计算 3.3.1.理论塔板数 3.3.2做x-y曲线由文献1中苯与甲苯的汽-液平衡组成可以找出算出。如苯（x）-甲苯（y）的相平衡数据温度/80.1859095100105110.6poa/kpa101.33116.9135.5155.7179.2204.2240.0pob/kpa40465463.374.386101.33x1.000.7800.5810.4120.2580.1300y1.000.8970.7730.6330.4610.2690本方案中，塔内压力接近常压（实际上略高于常压），因操作压力偏离常压很小，所以其对xy平衡关系的影响完全可以忽略。将上表中数据作图得xy曲线：图1 苯甲苯混合液的y-x图 3.3.3求rmin从而算得 苯-甲苯物系在某些温度t下的a值（附x值）t( )8590951001052.542.512.462.412.37从而推出所以平衡线方程因为q=0.25 所以q线斜率且过点因此得q线方程：计算得 q线方程与平衡线方程交点 =（0.24,0.43）又因为 故r=2.911.35=3.933.3.4操作线方程精馏段操作线方程为：提馏段操作线方程为： 3.3.5用图解法算理论板数用图解法得出理论塔板数 作图如后面附图所示=15（包括再沸器）,进料板为第8层其中=7，=7(不包括再沸器) 3.3.6求平均塔效率et前面已计算可知 平均塔温为tm =（80.5*109.6）1/2=93.93。由经验式3式中，塔顶及塔底平均温度下的液体的平均粘度； 塔顶及塔底平均温度下的相对挥发度在 苯的粘度:厘泊。 甲苯的粘度:厘泊。加料液体的平均粘度：=+（1-)=0.273厘泊。 3.3.7求实际塔板数精馏段实际板层数 提馏段实际板层数 全塔实际塔板数 n = 263.4 塔的精馏段操作工艺条件及计算 3.4.1平均压强塔顶操作压力计算 pd= 98kpa每层塔板压降 p=0.7kpa第二塔板 p1=98+0.7=98.7kpa精馏塔进料口上第三板 精馏塔进料口下第二板 3.4.2进料温度的计算 对应的温度为塔底温度，为。 对应的温度为塔顶温度，为。精馏段平均温度： 提馏段平均温度： 平均塔温为tm =（80.5*109.6）1/2=93.93。第二塔板的温度： 由t-x-y图得 精馏塔进料口上第三板的温度： 精馏塔进料口下第二板的温度： 综上可知：操作温度操作压力组成x组成y塔顶第二板80.598.70.9590.983进料口上第三板92.271050.5010.721进料口下第二板97.92108.50.3250.540 3.4.3平均摩尔质量的计算塔顶： xd=y1=0.983，x1=0.959 进料板：由=0.388,查t-x-y图知:=0.605 塔釜：， 精馏段平均摩尔质量： 提馏段平均摩尔质量： 第二塔板摩尔质量计算：由=0.932 =0.971，查平衡曲线（图1），得=+(1-) =+(1-)同理可得 =82.02kg/kmol =85.11kg/kmol =84.56kg/kmol =87.57 kg/kmol综上可知：塔顶第二板78.60079.638进料口上第三板82.0285.11进料口下第二板84.5687.57 3.4.4平均密度计算(1) 气相平均密度计算理想气体状态方程计算，即精馏段气相密度：提留段气相密度：(2) 液相平均密度计算由式 求相应的液相密度。对于塔顶：时,用内插法求得下列数据 对于进料板：用内插法求得下列数据 对于塔底： 用内插法求得下列数据 精馏段平均密度：提馏段平均密度：第二塔板气相密度计算：同理可得 第二塔板液相密度计算： 由=81.677查手册得,=813.248 第二板液相的质量分数为 同理可得 综上可知：lm塔顶第二板2.61811.88进料口上第三板2.83799.57进料口下第二板2.97793.47 3.4.5液体平均表面张力计算液体表面张力m = 对于塔顶：由查手册得 对于进料板：由 查手册得 对于塔底：由查手册得 精馏段平均表面张力： 提馏段平均表面张力： 3.4.6液体平均粘度计算塔顶液相平均的黏度的计算由 查表得： 进料板液相平均黏度的计算由 查表得： 同理可得塔底液相平均的黏度的计算由 查表得： 同理可得精馏段液相平均粘度提馏段液相平均粘度3.5 精馏塔的塔体工艺尺寸计算 3.5.1负荷计算 r1=3.93 3.5.1.1精馏塔的汽、液相负荷： 精馏段：液相流量：l=rd=3.937.372=28.972kmol/h 气相流量：v=(r+1)d=(3.93+1)7.372=36.344kmol/h 提镏段：液相流量：l=l+qf=28.972+19.0320.25=33.73kmol/h 气相流量：v=v+(q-1)f=36.344-19.0320.75=22.07kmol/h3.5.1.2 vs和ls计算精馏段的气、液相体积流率为提馏段的气、液相体积流率为第二板液相的vs和ls计算为 同理可得 综上可知：vsls塔顶第二板0.3040.00079进料口上第三板0.2930.00086进料口下第二板0.2860.00089 3.5.2塔径的计算由 （由式）由课程手册108页图5-1查图的横坐标为取板间距ht=0.35m，板上液层高度hl=0.06m，则ht-hl=0.35-0.006=0.29m查史密斯关联图得c20=0.064 取安全系数为0.7，则空塔气速为 按标准塔径圆整后为：d=0.8m2、提馏段塔径计算，由 （由式）由课程手册108页图5-1查图的横坐标为取板间距ht=0.35m，板上液层高度hl=0.06m，则ht-hl=0.35-0.06=0.29m查史密斯关联图得c20=0.064 取安全系数为0.7，则空塔气速为 按标准塔径圆整后为：d=0.8m根据上述精馏段和提馏段塔径的计算，可知全塔塔径为：d=0.8m塔塔截面积为： at=/4d2=0.5024m2 精馏段 实际空塔气速为: 提馏段 实际空塔气速为:3.5.3精馏塔有效高度的计算精馏段有效高度：z精=（n精-1）ht=（13-1）0.35=4.2m提馏段有效高度：z提=（n提-1）ht=（13-1）0.35=4.2m另外，在塔顶开一个人孔，其塔板距为0.8m 故精馏塔的有效高度为：z=z精+z提=4.2+4.2+0.8=9.2m 3.5.4塔顶、塔底空间 3.5.4.1塔顶空间 取塔顶 3.5.4.2塔底空间假定塔底空间依储存液量停留5 分钟，那么塔底液高取塔底液面距最下面一层板留1.16米，故塔底空间hb=0.496+1.16=1.656m 3.5.4.3封头高度 3.5.4.4裙座高度 3.5.5塔壁厚计算 、塔总高度取每年腐蚀0.3mm，因限制用年数为15年，年寿终了的最低 那么壁厚故按标准，取壁厚10mm 塔总高度 3.6. f1型浮阀塔板设计 （以塔顶第二块为例） 3.6.1溢流装置 选用单溢流方形降液管，不设进口堰，各项计算如下： a.堰长:取堰长 b.出口堰高: ，近似取e=1， 则 =0.06-0.0087=0.0513m同理可得 =0.0508m =0.0506m综上可知hw塔顶第二块0.0513进料口上第三板0.0508进料口下第二板0.0506 c.弓形降液管宽度和面积：由,查弓形降液管的宽度和面积图可得，故验算液体在降液管中的停留时间： ， 故降液管设计合理。同理可得 综上可知塔顶第二块16.08进料口上第三板14.77进料口下第二板14.28 d.降液管底隙高度 液体通过降液管底隙的流速一般为0.070.25m/s，取液体