苯甲苯精馏装置的设计.doc

化工过程课程设计课程题目：姓名：学号：指导老师：专业：化学工程与工艺化学化工学院2011年7月8号目录1.本科学生课程设计任务书- 5 -1.1设计任务及操作条件- 5 -1.2学生应完成的工作：- 5 -2.设计方案的确定及流程概述- 5 -2.1设计方案的确定- 5 -2.2流程概述- 6 -3.工艺计算- 7 -3.1物性数据的收集- 7 -3.2 精馏塔物料衡算- 8 -3.3 回流比的确定- 9 -4. 主体设备计算- 13 -4.1 填料塔的塔径的计算- 13 -4.1.1 平均分子质量的计算- 14 -4.1.2 平均密度的计算- 14 -4.1.2 平均粘度的计算- 15 -4.1.3 泛点的计算- 15 -4.1.4 塔径的计算- 16 -4.2 计算塔高- 17 -4.2.1 填料的选择- 17 -4.2.1液体的平均表面张力- 17 -4.2.2精馏段高度- 18 -4.2.3提馏段高度- 18 -4.2.4塔顶高度- 18 -4.2.5中间高度- 18 -4.2.6底部高度- 18 -4.2.7塔体总高度- 19 -4.3塔体厚度设计- 19 -4.4塔体水压校核- 19 -4.5塔体封头的选择- 19 -5.填料层压力降的计算- 20 -6.塔主要附属构件结构尺寸计算设计- 20 -6.1 液体分布器- 20 -611喷淋密度的确定及分布器的设计- 20 -6.12布液计算- 21 -6.2导流板- 22 -6.3接管的设计- 22 -6.3.1 塔顶蒸汽管- 22 -6.3.2 回流管- 22 -6.3.3 进料管- 23 -6.3.4 釜液出口管- 23 -6.3.5 塔釜蒸汽管- 24 -7.主要辅助设备- 24 -7.1进料加热器- 24 -7.1.1进料加热器- 24 -7.1.2进料加热器所需的加热介质量- 25 -7.2进料泵- 25 -7.3冷凝器- 26 -7.3.1冷凝器- 26 -7.3.2冷凝器所需的加热介质量- 26 -7.4 再沸器- 27 -7.4.1再沸器- 27 -7.4.2再沸器所需加热介质量- 27 -7.5冷却器- 27 -8.设计结果及总结- 28 -8.1设计结果表- 28 -8.1 设计结果汇总表- 28 -8.2综合评述- 29 -9.附录- 30 - 1. 本科学生课程设计任务书1.1设计任务及操作条件1. 处理量及原料：6t/h混合物料，温度25，质量含量为苯30%，甲苯70%。2. 主设备类型：钢鲍尔环填料型精馏塔。3. 操作条件及要求：(1) 馏出液中苯含量99%(质量)，釜液中甲苯含量99%(质量)；(2) 泡点进料，常压操作；(3) 加热介质为0.5MPa饱和水蒸汽，冷却介质为25循环冷却水。1.2学生应完成的工作：1. 设计方案的确定及流程概述；2. 填料塔的塔径、填料层高度、塔高、填料层压降计算；3. 塔及主要附属构件结构(分布器、导流板、接管)尺寸设计；4. 主要辅助设备计算与选型：进料泵、进料加热器、再沸器、冷凝器；5. 绘制PID工艺流程图、车间布置图、填料塔装配图；6. 对本设计的综合评述。2.设计方案的确定及流程概述2.1设计方案的确定本设计为分离苯-甲苯的二元混合物，并采用钢鲍尔环填料精馏塔进行连续精馏，设计中采用泡点进料，常压操作。通过进料加热器将原料液加热至泡点，进入填料塔，塔顶上升蒸汽通过冷凝器冷凝，并确定其最佳回流比，一部分作为回流液流入塔内，其余馏出液送至储罐。釜液用间接蒸汽加热，釜底产品经过冷却送至储罐。2.2流程概述 苯-甲苯的精馏分离装置包括主设备填料精馏塔、储罐、进料泵、原料加热器、再沸器和冷凝器。填料精馏塔还包括其辅助设备，如液体分布器、导流板和接管等。原料液从原料液储罐中输出，通过原料泵进入原料加热器，原料加热器将原料液加热至泡点，泡点原料进入填料塔中进行精馏分离。塔顶上升蒸汽经过冷凝器冷凝，部分进行回流返回塔内，馏出液进入笨储罐中储存。釜液部分经过再沸器气化进入塔底，其余将进入流入甲苯储罐储存。储罐精馏塔预热器全凝器再沸器储罐冷却器储罐 原料 苯甲苯图2.1 苯-甲苯精馏分离方框流程图3.工艺计算3.1物性数据的收集表3.1 苯-甲苯的物性数据名称分子式分子量/（kg/kmol）密度/(kg/m3)沸点/汽化潜热/(KJ/kg)比热/KJ/(kg*K)黏度/10-3Pa*s体积膨胀系数/(10-4/K)表面张力/(10-4N/m)苯C6H678.1187980.1393.91.760.73712.428.6甲苯C7H892.13867110.637510.927.9表3.2苯-甲苯的温度与密度、粘度及表面张力关系表2名称温度/6080100120苯的密度kg/m3836.6815.0792.5768.9甲苯的密度kg/m3829.3810.0790.3770.0苯的粘度mP.s0.3810.3080.2550.215甲苯的粘度mP.s0.3730.3110.2640.229苯的表面张力mN/m23.7421.2718.8516.49甲苯的表面张力mN/m23.9421.6919.4917.34表3.3苯-甲苯的相平衡数据平衡温度t（）液相苯x气相苯y平衡温度t（）液相苯x气相苯y110.560090.115575.5109.9112.588.86079.1108.7937.1187.636582.5107.61511.286.527085.7105.051020.885.447588.5102.792037.784.48091.298.842544.283.33859397.133050.782.259095.995.583556.681.11959894.094061.980.669798.892.694566.780.219999.6191.45071.380.01100100表3.4 钢鲍尔环的结构特性参数公称直径/16253850个数/(1/)14300055900130006500堆积密度/（）216427365395孔隙率/0.9280.9340.9450.949比表面积/()239219129112.3填料因子/（）2992691531313.2 精馏塔物料衡算由于精馏过程的计算均以摩尔分数为准，需先把设计要求中苯和甲苯的质量分数转化为摩尔分数。原料液组成中苯的摩尔分数：塔顶馏出液含苯的摩尔分数：塔底釜液含苯的摩尔分数：原料液的平均摩尔质量：塔顶产品的平均摩尔质量：塔底产品的平均摩尔质量：对于双组分的连续精馏塔，由总物料平衡及分物料平衡有：得： 表3.5 全塔物料衡算名称原料液塔顶液釜液苯的质量分数/%30991苯的摩尔分数/%0.3360.9920.012平均摩尔质量/(kg/kmol)89.378.191.8流量/(kmol/h)67.1922.2144.983.3 回流比的确定根据最小回流比对于无穷块塔板，增加回流比可以降低所需的塔板数，减少塔板费用。但回流比的增大也会增大塔顶冷凝器和塔底再沸器的传热面积，设备费用反随回流比的增加而有所上升。 回流比与费用的关系图中对应最低费用有最适回流比。一般最适回流比的数值范围是预先取： 通过Aspen确定其最适回流比：用Aspen进行模拟计算，为泡点进料，常压操作，馏出液中苯的质量分数为99%，釜液中甲苯的质量分数为99%。填料塔的压降较小，其冷凝器与再沸器的压差不大。多次计算确定最适回流比。输入与输出见下图：图3.1流程图示图3.2 进料输入图3.3 精馏塔的输入图 3.4 输出结果图 3.5 输出结果1-进料线 2-塔底产品 3-塔顶产品计算机模拟结果如下：操作回流比： 实际板数： 进料版序号： 塔顶的温度： 塔底的温度： 进料版的温度： 由全塔物料衡算所得： 泡点进料，塔顶全部冷凝。精馏段： 提馏段： 则精馏段方程：提馏段方程： 图3.5 逐板计算4. 主体设备计算 4.1 填料塔的塔径的计算 计算泛点气速采用埃克特泛点气速关联图法，先求得横坐标： 然后查埃克特泛点气速关联图得对应的纵坐标，有： 根据纵坐标的计算式可以求出泛点气速u，再根据就可求出塔径。 4.1.1 平均分子质量的计算精馏段：塔顶:，（查相平衡数据） 加料板：，（查相平衡数据）精馏段的平均摩尔质量：计算质量流速塔顶与进料口的算术平均值: 4.1.2 平均密度的计算 塔顶温度，由此查表，结合苯的质量分数a=99： 进料口温度，由此查得：，结合苯的质量分数a=30： 则： 对于气相，根据。 塔顶： 进料口： 4.1.2 平均粘度的计算查得塔顶粘度：，同样根据质量分数计算： 查得塔底粘度：，用相同方法计算： 4.1.3 泛点的计算代入横坐标计算式有图4.1埃克特图从埃克特图上查得纵坐标Y=0.18。由 代入以上数据解得： 安全系数0.5-0.8之间，取安全系数为0.5，最终圆整可得u=1.06m/s。4.1.4 塔径的计算精馏段塔径： 提馏段：提馏段与精馏段的计算方法一致,求得平均数据如下：平均相对分子质量： 平均质量流量： 平均密度： 液相平均粘度： 代入横坐标计算式有 从埃克特图上查得纵坐标Y=0.12。最后计算可得。取安全系数为0.5，最终圆整可得u=0.75m/s。提馏段塔径：向上圆整后取塔径D=1200mm。4.2 计算塔高4.2.1 填料的选择在精馏操作时，填料塔的接触效率要求很高，由于处理量比较大。本次选用公称直径为38mm的金属鲍尔环，4.2.1液体的平均表面张力塔顶：；（76.7）进料板：；（95.6）精馏段：4.2.2精馏段高度 根据经验公式计算HETP5:(h=7.0779)精馏段: 4.2.3提馏段高度提馏段与精馏段做法一致：提馏段: 4.2.4塔顶高度塔顶取空间高度： 4.2.5中间高度填料层间高度取：4.2.6底部高度塔底高度：设其持液量为10min。加上安装接管等，塔底高度为 。4.2.7塔体总高度塔体总高： 塔体总高为13800mm（除封头的高度）。4.3塔体厚度设计选择塔体材料为16MnR【3】,采用双面焊接，百分之百无损检测，焊接接头系数。计算壁厚: 设计壁厚：名义壁厚：经稳定性校核取5mm。4.4塔体水压校核由公式： 其水压强度足够。4.5塔体封头的选择由塔径为1200mm。选择标准椭圆形封头。稳定性校核后取4mm5.填料层压力降的计算实际速度的计算：精馏段实际空塔汽速：,提馏段实际空塔汽速：根据Eckert关联图求乱堆填料的压降精馏段 : 横坐标0.049 纵坐标：由此可得到精馏段填料总压降为2.55kPa。提馏段 : 横坐标：0.0923 纵坐标：由此读图可得提馏段填料总压降为4.51kPa。6.塔主要附属构件结构尺寸计算设计6.1 液体分布器611喷淋密度的确定及分布器的设计根据Eckert建议【5】，由D大于等于1200 , 喷淋密度为42点/m2,由于负荷较大，故喷淋密度取120点/m2.液点数为：设计结果为：二级槽共设7道，在槽侧面开孔，槽宽度为80mm，两槽间距为160mm，槽高度为120mm布点采用三角形排列，实际布点数为132。图6.1 分布器示意图6.12布液计算布液分布：由取带入以上数据可得公式：设计取。6.2导流板 在该设计中，液体的流速都较小，不必装设导流板导流板。6.3接管的设计为防止流速过大引起管道冲蚀，磨损，震动和噪音，液体流速一般不超过3m/s ，气体流速一般不超过10-30m/s。6.3.1 塔顶蒸汽管由前面物料衡算得：，蒸汽管一般适宜流速为1525m/s.取蒸汽管流速为u=15m/s，则塔顶蒸汽管管口内径为：选取无缝钢管2457mm。设计流速校核：经校核管道适合。6.3.2 回流管由前面物料衡算得：有上面密度求算结果可知回流液密度采用泵输送回流液，适宜流速为1.02.0m/s。取回流液流速u=1.5m/s，则回流管内径为： 选取无缝钢管为453.5mm。校核设计流速：经校核在最适范围内。6.3.3 进料管进料口的物料衡算得：，且又，插值算出进料液密度，。进料适宜流速为0.40.8m/s。取进料流速u=0.6m/s,则进料管内径为：选取无缝钢管764mm。设计流速的校核： 经校核在最适范围内。6.3.4 釜液出口管由前面物料衡算得：。回流液密度釜液出口管一般的适宜流速为0.51.0m/s。取釜液流速u=0.7m/s，则釜液出口管内径为：选取无缝钢管573.5mm。校核设计流速，经校核所选管道适用。6.3.5 塔釜蒸汽管由前面物料衡算得：蒸汽管一般适宜流速为1525m/s.取蒸汽管流速为u=18m/s，则塔釜蒸汽管管口内径为： 选取无缝钢管2457mm。校核设计流速：经校核所选钢管适用。表 6.1 接管汇总表管口名称无缝钢管的规格塔顶蒸汽管2457mm回流管453.5mm进料管764mm釜液出口管573.5mm塔釜蒸汽管2457mm7.主要辅助设备7.1进料加热器7.1.1进料加热器设计操作条件要求泡点进料，原料温度为25，而进料时的泡点温度为95.6。加热介质为0.5MPa饱和水蒸气，其在该压力下的温度为151.9。饱和水蒸汽冷凝后温度为100 。故 传热条件为：，。传热温度差原料液温升所需的热量：表7.1 对应温度下的比热容名称 温度/2595.6苯的比热容/kJ/kg.K17281.698甲苯的比热容/kJ/kg.K1.9371.955平均比热容:所需传递的热量：选,则可算出所需换热器面积为：取它的安全系数1.1所需传热面积为选型：所选为广州捷玛换热设备有限公司，选用管壳式换热器。见附录。其网址为：/product5.html 如下：表7.2 进料加热器选型公称直径管程数管子根数管程流通面积计算换热面积m2换热管长mm3252320.0055520007.1.2进料加热器所需的加热介质量0.5MPa饱和水蒸汽为151，冷凝后为100。取在该温度范围内的平均比热容为。由公式： 7.2进料泵原料的流量根据所得流量选择式清水泵，考虑安全系数和输送高度，选择IS型单极单吸离心泵。型号：IS5032125【4】，转速:2900n/(r/min),流量：12.5m3/h,扬程：20m，效率：60%，轴功率：1.13kw，电机功率：2.2kw，必需气蚀余量：2.0m，质量：32/64kg。7.3冷凝器7.3.1冷凝器由前面的物料衡算可知冷凝器的热量流量：冷凝器为全凝器，取冷却水升温后的温度为40，初始温度为25。取冷却后塔顶液体的温度为50。查表的76.7时，。50时，。平均比热容：所要传递的热量：取总传热系数 取它的安全系数1.1选型：所选为广州捷玛换热设备有限公司，选用管壳式换热器。见附录。其网址为：/product5.html 如下：表7.3 冷凝器选型公称直径管程数管子根数管程流通面积计算换热面积m2换热管长mm2191250.00873.920007.3.2冷凝器所需的加热介质量冷却水升温后的温度为40，初始温度为25。取在该温度范围内的平均比热容为。由公式： 7.4 再沸器7.4.1再沸器塔底温度为： ,， 由公式得：，热量：采用间接蒸汽加热，已知加热介质0.5MPa的饱和水蒸气，即温度为151的水蒸气，查资料得此时水蒸气的汽化潜热为r=2089.8kJ/kg, 冷凝后为100。则可得出，选.则可算出所需换热器面积为： 选型：所选为广州捷玛换热设备有限公司，选用管壳式换热器。见附录。其网址为：/product5.html 如下：表7.4 再沸器器选型公称直径管程数管子根数管程流通面积计算换热面积m2换热管长mm40042760.006626.945007.4.2再沸器所需加热介质量0.5MPa饱和水蒸汽为151，冷凝后为100。取在该温度范围内的平均比热容为。由公式： 7.5冷却器塔底输出温度为： ,， 由公式得：，冷却后的温度为：，平均：凝器为全凝器，取冷却水升温后的温度为40，初始温度为25。取总传热系数 取它的安全系数1.1选型：所选为广州捷玛换热设备有限公司，选用管壳式换热器。见附录。其网址为：/product5.html 如下：表7.5 冷却器选型公称直径管程数管子根数管程流通面积计算换热面积m2换热管长mm2191250.00875.930008.设计结果及总结8.1设计结果表8.1 设计结果汇总表名称设计结果塔径1200mm塔总高13800mm金属鲍尔环公称直径为38mm精馏段高度5.2m提馏段高度4.6m塔体厚度5m精馏段填料总压降2.55kPa提馏段填料总压降4.51kPa塔体封头厚度为5mm的标准椭圆封头喷淋密度120点/m2液体分布器二级槽共设7道，点数为132导流板-布液计算4mm塔顶蒸汽管2457mm回流管453.5mm进料管764mm釜液出口管573.5mm塔釜蒸汽管2457mm进料加热器换热面积4.8m3，选型见表8进料泵IS5032125冷凝器换热面积3.0m3，选型见表9 再沸器换热面积23.4m3，选型见表10冷却器换热面积5.44m3，选型见表118.2综合评述“路漫漫其修远兮，吾将上下而求索”这是我经过这三周设计后最想说的一句话。虽然自己的设计结果不够理想，但是付出过，努力过，也心烦过，困惑过。每当自己做出一步就好特别有成就感。通过此次课程设计掌握了精馏的方法和流程，通过查询资料，也了解了填料塔的构造及原理，很多专业知识以及专业技能上的提升，使我更加扎实的掌握了相关方面的知识。使我对抽象的理论有了具体的认识。在设计的过程中遇到很多问题，可以说得是困难重重，也暴露出了前期我在这方面的知识欠缺和经验不足，但可喜的是在老师的指导下问题得到解决，这次课程设计终于顺最终都得到了解决。 不得不感慨实践出真知，只有自己动手，才能解决问题，加深印象，使我们掌握的知识不再是纸上谈兵。在今后社会的发展和学习实践过程中，不能学什么都是一知半解，自以为什么都会，虚心学习。让我知道只要认真钻研，动脑思考，动手实践，就没有弄不懂的知识。这样才能在今后的道路上劈荆斩棘，而不是知难而退，那样永远不可能收获成功，收获喜悦，也永远不可能得到社会及他人对你的认可！9.附录公称直径基本参数表（25）管子根数管程流通面积计算换热面积m2mm m2换热管长mm 150020003000450060001591110.0038 1.3 1.7 2.6 2191250.0087 2.9 3.9 5.9 2731380.0132 4.5 6.0 9.0 13.4 17.9 2320.0055 3.8 5.0 7.5 11.3 15.1 3251570.0197 6.7 9.0 13.4 20.1 26.9 2560.0097 6.6 8.8 13.2 19.8 26.4 4400.0035 4.7 6.3 9.4