7万吨_年苯—甲苯连续精馏装置工艺设计化工原理课程设计.doc

目录 一、前言 .5 二、设计方案二、设计方案 2.1 处理量确定处理量确定.5 2.2 设计题目与进程设计题目与进程.5 2.3 概述概述.5 2.4 设计方案设计方案.5 2.4.1 塔设备的工业要求.5 2.4.2 工艺流程如下.6 2.4.3 流程的说明 .6 三、精馏塔设计、精馏塔设计.6 3.1 工艺条件的确定工艺条件的确定.6 3.1.1 苯与甲苯的基础数据.6 3.1.2 温度的条件.7 3.1.3 操作压力选定.7 3.2 精馏塔物料恒算精馏塔物料恒算.7 3.2.1 摩尔分数.7 3.2.2 原料液及塔顶、塔底产品的平均摩尔量.7 3.2.3 质量物料恒算与负荷计算及其结果表.8 3.3 塔板数计算塔板数计算.8 3.3.1.理论塔板数.8 3.3.2 做 x-y 曲线.8 3.3.3 求 rmin.8 3.3.4 求理论塔板数.8 3.3.5 求平均塔效率 et.8 3.3.6 求实际塔板数.8 3.4 有关物性数据的计算有关物性数据的计算 (以精馏段 r1 为例).9 3.4.1 平均压力计算.9 3.4.2 平均摩尔质量计算.9 3.4.3 平均密度计算.9 3.4.4 液体平均表面张力计算.9 3.3.2.5 液体的平均粘度.10 3.5 精馏塔的塔体工艺尺寸计算精馏塔的塔体工艺尺寸计算.10 3.5.1 负荷计算.10 3.5.1.1 摩尔计算：.10 3.5.1.2 同理得质量计算：.10 3.5.1.3 不同回流比的负荷结果.10 3.5.1.4 vs 和 ls 计算. .10 3.5.2 塔径的计算.10 3.5.3 精馏塔有效高度的计算.11 3.5.4 塔顶、塔底空间.11 3.5.4.1 塔顶空间 hd .11 3.5.4.2 塔底空间 hb .11 3.5.5 塔壁厚计算.12 3.6.f1 型浮阀塔板设计型浮阀塔板设计 .12 3.6.1 溢流装置.12 3.6.1.1.堰长 lw.12 3.6.1.2.出口堰高 hw.12 3.6.1.3 弓形降液管宽度 wd 和面积 af：.12 3.6.1.4 降液管底隙高度 2 ho.12 3.6.2 塔板布置及浮阀数目与排列.12 3.6.3 塔板流体力学验算.13 3.6.3.1 气相通过浮阀塔板的压强降.13 3.6.3.2 淹塔.14 3.6.3.3 雾沫夹带.14 3.6.4 塔板的负荷性能.14 3.6.4.1 雾沫夹带线.15 3.6.4.2 液泛线.15 3.6.4.3 液体负荷上限线.15 3.6.4.4 漏夜线.16 3.6.4.5 液相负荷下限线.16 3.7.操作弹性计算操作弹性计算.16 四四.热平衡确定热换器热平衡确定热换器.16 4.1.塔顶全凝器塔顶全凝器.16 4.1.1 热负荷 qc .16 4.1.2 传热面积 a.17 4.1.2.1 求平均温度.17 4.1.2.2 k 值选定.17 4.1.2.3 传热面积 a.17 4.1.3 循环水的用量计算.17 4.1.4 热换器选用.17 4.2.塔底再沸器塔底再沸器.18 4.2.1 热负荷 qb.18 4.2.2 传热面积 a.18 4.2.2.1 求平均温度.18 4.2.2.2 传热面积 a 计算.18 4.2.3 过热蒸汽的用量.18 4.2.4 再沸器的选用.18 4.3.原料预热器原料预热器 .19 4.3.1 求平均温度.19 4.3.2 求比热和传热的热量.19 4.3.3 塔底产品预热给的热量.19 4.3.3 传热面积和过热蒸汽的用量计算.19 4.3.4 预热器选用.19 4.4 塔釜产品冷却器塔釜产品冷却器.19 五、经济估算五、经济估算.20 5.1 塔主要设备经费计算（塔主要设备经费计算（r1为例）为例）.20 5.1.1 塔壁面积计算.20 5.1.2 塔板面积计算.20 5.1.3 主要塔设备费用计算.20 5.1.4 固定资产折旧费用.20 5.25.2 主要操作费计算（主要操作费计算（1010 年）年） （r r1 1为例）为例）.20 5.2.1.清水用量费用.20 5.2.2 过热蒸汽的用量费用.20 5.2.3 设备费用和操作费用的总费用 p.21 5.2.4 银行利息后的总成本 p总 .21 5.3 回流比的选择回流比的选择.21 六、精馏塔附件六、精馏塔附件及其重量计算及其重量计算.21 6.1.储罐储罐.21 6.2.精馏塔接管尺寸精馏塔接管尺寸.21 6.2.1 进料管线管径.21 6.3.泵的选用泵的选用.22 3 6.46.4 精馏塔重量计算精馏塔重量计算.22 七七设计结果一览表设计结果一览表.23 八八.个人总结及对本设计的评述个人总结及对本设计的评述.24 九九.参考文献参考文献.24 十、附图十、附图.25- 32 一、前言一、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、设计方案的确定二、设计方案的确定 2.1 处理量确定处理量确定 依设计任务书可知，处理量为:8+0.1*27=10.7t/h , 10.7*300*24=7.704 万吨/年 2.2 设计题目与设计进程设计题目与设计进程 该次设计题目为：7.704 万吨/年苯甲苯连续精馏装置工艺设计。 本次设计为一周，安排如下：进程表 找数据全部设计计算画图写说明书 周一、二周三到周四周五剩余时间 2.3 概述概述 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。 2.42.4 设计方案设计方案 4 2.4.12.4.1 塔设备的工业要求塔设备的工业要求 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. 2.4.22.4.2 工艺流程如下工艺流程如下： 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） 2.4.3 流程的说明流程的说明 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 99.65 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、精馏塔工艺计算三、精馏塔工艺计算 3.1 工艺条件的确定工艺条件的确定 塔顶操作压力为常压，单板压降为 0.7kpa 全塔效率为 52%，泡点进料，泡 点回流，回流比 r=1.5 rmin 3.23.2 精馏塔物料恒算精馏塔物料恒算 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 3.2.13.2.1 摩尔分数摩尔分数 依任务书，可算出：xf=(0.335/78.11)/(0.335/78.11+0.665/92.13)=0.373;同 理，xd=0.983，xw=0.024 3.2.23.2.2 原料液及塔顶、塔底产品的平均摩尔量原料液及塔顶、塔底产品的平均摩尔量 mf=xfma+(1-xf)mb=0.37378.11+（1-0.373）92.13=86.90 kg/kmol ， md=xdma+(1-xd)mb=0.983 78.11+(1-0.983) 92.13=78.35kg/kmol ， 5 mw=xwma+(1-xw)mb=0.024 78.11+(1-0.024) 92.13=91.79 kg/kmol 3.2.33.2.3 质量物料恒算质量物料恒算 总物料衡算 d+w=10700 （1） 易挥发组分物料衡算 0.983d+0.024w=0.37310700 （2） 联立（1） 、 （2）解得： f=10700.0kg/h=2.97 kg/s=7.704 万吨/年 ，f=10700.0/86.90=123.13 kmol/h=0.034kmol/s w=6806.0 kg/h= 1.89kg/s= 4.900 万吨/年,w=6806.0/91.79=74.15 kmol/h=0.021kmol/s d=3894.0kg/h =1.08 kg/s =2.804 万吨/年,d=3894.0/78.35=49.70 kmol/h=0.014kmol/s 表 3-8 物料恒算表 物料 kg/hkg/s 万吨/年 kmol/hkmol/s f10700.02.977.704123.130.034 d3894.01.082.80449.700.014 w6806.01.894.90074.150.021 3.33.3 塔板数计算塔板数计算 表 3-1 相平衡数据 温度/80.1859095100105110.6 p po oa a /kpa/kpa101.33116.9135.5155.7179.2204.2240.0 p po ob b /kpa/kpa40465463.374.386101.33 2.542.512.462.412.37 x1.000.7800.5810.4120.2580.1300 y1.000.8970.7730.6330.4610.2690 3.3.13.3.1 求求 r rmin min 泡点进料，则进料 q 线通过(xf,xf)=(0.373,0.373),作出 q 线与平衡线交一点 (xq,yq)=(0.373,0.592)， 故 rmin=(xd-yq)/(yq-xq)=(0.983-0.592)/(0.592-0.373)=1.79, 3.3.23.3.2 求理论塔板数求理论塔板数 取 r1=1.5rmin=2.68， 故可求精馏段操作方程为： y=0.728x+0.267, 提馏段操作方程为：y=1.628x-0.015 ，用图解法求出 理论塔板数 nt=16(不包括再沸器),进料板为第 9 层 3.3.33.3.3 求实际塔板数求实际塔板数 平均塔效率平均塔效率 e et =0.52=0.52 精馏段实际塔板数 n精 精=8/0.52=15.38=15 ; 提馏段实际塔板数 n提=8/0.52=15 全塔实际塔板数 n=17-1/0.52=31 实际加料板的位置为（8/0.52）+1=16 3.4.13.4.1 温度的条件：温度的条件： 依任务书，可算出：xf=(0.335/78.11)/(0.335/78.11+0.665/92.13) =0.373;同理，xd=0.983，xw=0.024 6 根据设计任务是的操作条件，塔顶常压 101.325kpa，单板压降为 0.7kpa, 由于全塔实际板数为 31，精馏段实际塔板数为 16，故塔底操作压力为 101.325-33*0.7=78.225kpa，一个大气压等于 760mm 汞柱： 根据安托因方程 ln p = a - b / (t +c) 和 x1*p1+x2*p2=p 表 3-3 antoine 常数值 组分abc 苯15.90082788.51-52.36 甲苯16.01373096.52-53.67 可算得：td=80.46,tw=116.46,tf=99.65 全塔平均温度 tm=（80.46*116.46）1/2=96.80 3.4.23.4.2 平均压力计算平均压力计算 取每层压降为，那么塔釜的压力 p=101.325+0.7*31=123.025kpa a kpp7 . 0 全塔的平均压力位 pm=(101.325+123.025)/2=112.175kpa 3.4.33.4.3 平均摩尔质量计算平均摩尔质量计算 根据安托因方程 ln p = a - b / (t +c) 塔顶 p(a)=768.419;p(b)=295.865;则 a=p(a)/p(b)=2.60 由 xd=y1=0.983 ，y=ax/(1+(a-1)x) 得： x1=0.957 塔顶气相平均摩尔分子量 mvmd=y1ma+(1-y1)mb=0.983*78.11+0.017*92.13=78.35kg/kmol 塔顶液相平均摩尔分子量 mlmd=x1ma+(1-x1)mb=0.957*78.11+0.043*92.13=78.71kg/kmol 同理可得 xw=0.024 , yw=0.054 塔釜气相平均摩尔分子量 mvmw=ywma+(1-yw)mb=0.054*78.11+0.946*92.13=91.37kg/kmol 塔釜液相平均摩尔分子量 mlmw=xwma+(1-xw)mb=0.024*78.11+0.976*92.13=91.79kg/kmol 全塔气相平均摩尔分子量 kg/kmol86.842/ )37.9135.78(2/ )mm( vmwvmd vm m 全塔液相平均摩尔分子量 kg/kmol25.852/ )mm( lmwlmd lm m 3.4.43.4.4 平均密度计算平均密度计算 a.a.气相平均密度气相平均密度 =pm*mm/rtm=112.175*84.86/(8.314*(96.80+273.15)=3.095kg/m3 vm 表 3-4 苯与甲苯的液相密度 温度/8090100110120 )/( 3 , mkg l 苯 810800.2792.5780.3768.9 7 )/( 3 , mkg l 甲苯 815803.9790.3780.3770.9 b.b.液相的平均密度液相的平均密度： 塔顶平均密度 由 td =80.46,查表得 a=809.6kg/m3,b=814.5kg/m3 ldm=1/(0.98/809.6+0.02/814.5)=809.7kg/m3 塔釜平均密度 tf=116.46 a=773.1kg/m3 ，b=774.2kg/m3 lfm =1/(0.02/773.1+0.98/774.2)=774.2kg/m3 全塔液相平均密度为 lm=（ldm+lfm）/2=791.95 kg/m3 3.4.53.4.5 液体平均表面张力计算液体平均表面张力计算 表 3-5 液体的表面张力 温度/8090100110120 ）（ 苯 mmn / 21.2720.0618.8517.6616.49 ）（ 甲苯 mmn / 21.6920.5919.9418.4117.31 由塔顶温度 t=80.46 时,查苯-甲苯表面张力于下表： 表 3-10 塔顶苯-甲苯表面张力 组分苯(a)甲苯(b) 表面张力/mn m21.2121.64 塔顶表面张力：塔顶表面张力： m，顶=0.98321.21+(1-0.983)21.64=21.22mn/m 由塔釜温度 t=116.46 时,查苯-甲苯表面张力于表 3-8 表 3-11 进料苯-甲苯表面张力 组分苯(a)甲苯(b) 表面张力/mn m16.9017.70 塔釜的表面张力塔釜的表面张力 ：m，进=0.02416.90+(1-0.024)17.70=17.68mn/m 则全塔平均表面张力为：则全塔平均表面张力为：