毕业设计（论文）-苯-乙苯精馏塔工艺设计与塔顶冷凝器选型设计.doc

分类号： TQ051.8 单位代码： 108密 级： 一般 学 号： 2305024026 本科毕业论文（设计）题 目：苯-乙苯精馏塔工艺设计与塔顶冷凝器选型设计专 业： 化学工程与工艺 姓 名： 指导教师： 职 称： 教 授 答辩日期： 二00九年六月六日 目录前 言- 0 -第一章 设计任务书- 1 -1.1 设计题目- 1 -1.2 设计要求- 1 -1.3 主要物性数据- 1 -第二章 工艺计算- 3 -2.1 物料衡算- 3 -2.2 相图的绘制- 4 -2.3回流比的确定2.4理论塔板数的计算2.5实际塔板数确定2.5.1全塔效率2.5.2实际板数2.6 塔的工艺条件及物性数据计算- 7 -2.6.1操作压强- 7 -2.6.2板间距的选择和塔径的初步确定- 8 -2.6.3塔板结构 2.6.4塔板的校核2.6.4.1精馏段塔板的校核2.6.4.2提馏段塔板的校核 2.6.5塔板负荷性能图2.7设计结果一览表第三章 塔的附属设备设计3.1冷凝器的设计- 11 -3.1.1热负荷3.1.2冷凝水出口温度3.1.3流动空间及流速的确定3.1.4有效平均温差及传热面积3.2 初选换热器的规格- 12 -3.3 换热器的验算- 16 -3.3.1 总传热系数的验算- 16 -3.3.2 计算压强降- 18 -3.3.3 计算壳程压力降- 18 -3.3.4 选型结果- 19 -参考文献- 30 -主要符号说明- 31 -谢 辞- 32 -前言塔设备是化工、石油化工和炼油等生产中最重要的设备之一,他可以使气(或汽)或液液两相紧密接触，达到相际传质及传热的目的。在化工厂、石油化工厂、炼油厂等中，塔设备的性能对于整个装置的产品产量、质量、生产能力和消耗定额，以及三废处理和环境保护等各方面都有重大影响。塔设备中常见的单元操作有：精馏、吸收、解吸和萃取等。此外，工业气体的冷却和回收、气体的湿法净制和干燥，以及兼有气液两相传质和传热的增湿和减湿等。最常见的塔设备为板式塔和填料塔两大类。作为主要用于传质过程的塔设备，首先必须使气液两相能充分接触，以获得高的传质效率。此外，为满足工业生产的需要，塔设备还必须满足以下要求：1、生产能力大；2、操作稳定，弹性大；3、流体流动阻力小；4、结构简单、材料耗用量少，制造和安装容易；5、耐腐蚀和不易阻塞，操作方便，调节和检修容易。 板式精馏塔设备选型及设计: 因为板式塔处理量大、效率高、清洗检修方便且造价低，故工业上多采用板式塔。因而本课程设计要求设计板式塔。工业上常见的几种的板式塔及其优缺点：、浮阀塔：在塔板开孔上方，安装可浮动的阀片，浮阀可随气体流量的变化自动调节开度，可避免漏液，操作弹性大，造价低，且安装检修方便，但对材料的抗腐蚀性能要求高。、筛孔塔：结构简单、造价低廉、筛板塔压降小、液面落差也较小、生产能力及塔板效率都较泡罩塔高，故应用广泛。、泡罩塔：其气体通道是升气管和泡罩，由于升气管高出塔板，即使在气体负荷很低时也不会发生严重漏液，操作弹性大，升气管为气液两相提供了大量的传质界面。但泡罩塔板结构复杂，成本高，安装检修不便，生产能力小。综合考虑最终选择筛孔式精馏塔。摘要：塔设备是最常采用的精馏装置，无论是填料塔还是板式塔都在化工生产过程中得到了广泛的应用，本文就以板式塔的设计以熟悉单元操作设备的设计流程和应注意的事项。苯是一种石油化工基本原料。苯的产量和生产的技术水平是一个国家石油化工发展水平的标志之一本设计为分离苯乙苯混合物。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入精馏塔内，塔顶上升蒸气采用全凝器冷凝，冷凝液在泡点下一部分加回流至塔内，其余部分经产品冷却器冷却后送至储罐。塔釜采用间接蒸汽加热，塔底产品经冷却后送至储罐，设计对其生产过程和主要设备进行了物料衡算、塔设备计算、塔顶冷凝器选型设计等工艺计算。 关键词：苯-乙苯 板式塔 精馏 泡点进料 冷凝器Abstract: Benzene is a kind of basic petrochemical raw materials. Benzene production and production technology level is the sign of a countrys development in petrochemical industry is one of the design to separate mixtures of benzene, ethylbenzene. For the separation of binary mixture, continuous distillation process should be adopted. Use bubble point in the design of feed, raw material liquid preheater heating to bubble point into the rectification tower, after rising tower adopts full condenser steam condensation, condensate under the bubble point part and return to the tower, the cooler after the rest of the product sent to the storage tank. Tower kettle by indirect steam heating, bottom products after cooling the sent to the storage tank, the design of the production process and main equipment for the material balance, the tower equipment calculation, selection of overhead condenser design process calculation.Keywords: Benzene-Ethyl benzene Distillation Condenser第一章 设计任务书1.1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：生产能力为每年40000吨98%的乙苯产品；进精馏塔的料液含乙苯50%（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%；塔顶冷凝器用流量为16000kg/h、温度为30的冷水冷却。试根据工艺要求进行：1) 板式精馏塔的工艺设计；2) 标准列管式塔顶冷凝器的选型设计。1.2设计要求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) 加热蒸汽压力0.5MPa（表压）5) 单板压降0.7MPa。6) 塔板类型 板式塔7) 工作日 每年工作日为300天，每天24小时连续运行。1.3主要物性数据表1 苯、乙苯的物理性质项目分子式分子量沸点临界温度临界压强Pa苯AC6H67880.1288.56833.4乙苯BC8H10106136.2348.574307.7表2 苯、乙苯在某些温度下的表面张力t/2040608010012014028.826.2523.7421.2718.8516.4914.1729.327.1425.0122.9220.8518.8116.82表3 苯、乙苯在某些温度下的粘度t/0204060801001201400.740.640.490.380.310.260.220.180.870.670.530.430.350.300.260.23表4 苯、乙苯的液相密度t/20406080100120140877.4857.3836.6815.0792.5768.9744.1867.7849.8931.8913.6795.2776.2756.7表5 不同塔径的板间距塔径D/m0.3-0.50.5-0.80.8-1.61.6-2.42.4-4.0板间距HT/mm200-300250-350300-450350-600400-600第二章 工艺计算2.1工艺流程简介连续精馏装置主要包括精馏塔，蒸馏釜（或再沸器），冷凝器，冷却器，原料预热器及贮槽等原料液经原料预热器加热至规定温度后，由塔中部加入塔内蒸馏釜（或再沸器）的溶液受热后部分汽化，产生的蒸汽自塔底经过各层塔上升，与板上回流液接触进行传质，从而使上升蒸汽中易挥发组分的含量逐渐提高，至塔顶引出后进入冷凝器中冷凝成液体，冷凝的液体一部分作为塔顶产品，另一部分由塔顶引入塔内作为回流液，蒸馏釜中排出的液体为塔底的产品图1.板式精馏塔2.2物料衡算料液组成50塔顶产品苯98塔釜产品乙苯含量2设 、代表塔顶、塔底、进料产品质量流量，由进出口质量守衡有0.98+0.02=0.5+= 且由年产量可计算得，可求得 , F为料液流量（）,D,W分为塔顶、塔底摩尔流量（）。、为苯、乙苯的分子量。、分别苯的摩尔分率 2.2相图的绘制本设计相图数据采用计算法。其中苯-乙苯二元物系在总压下蒸汽压、由安托因方程计算：，查化工手册得如下安托因常数表1.苯、乙苯安托因常数ABC苯6.0231206.35220.24乙苯6.0791421.91212.93因苯-乙苯二元物系可近似为理想溶液，同时精馏系统的温度不太低、压力不大，气相可近似为理想气体。故汽液两相平衡组成可由下式计算: ，在总压下，取80至136共29组数据作出苯-乙苯的温度-组成相图与苯-乙苯的yx相图，其中29组数据计算结果见下表。表2.计算数据t /xy80101.316.91182107.518.10.9310.98884114.219.50.8640.97386121.321.00.8000.95988128.622.60.7420.94290136.324.30.6880.92592144.426.00.6360.90694152.827.90.5880.88696161.629.90.5420.86598170.732.00.4990.842100180.334.30.4590.817102190.336.60.4210.790104200.639.10.3850.762106211.541.70.3510.732108222.744.50.3190.701110234.447.40.2880.667112246.650.50.2590.631114259.353.70.2310.593116272.457.00.2060.553118286.860.60.1800.509120300.264.30.1570.465122314.968.20.1340.417124330.172.20.1130.368126345.876.50.0920.314128363.081.00.0720.257130379.085.60.0540.200132396.590.50.0350.138134414.595.60.0180.073136433.2100.900图2.苯-乙苯的t-x-y图2.3回流比的确定因是泡点进料即q=1，在苯-乙苯的y-x相图上，作q线，交点为q，查得坐标值为q(0.576,0.883)，则实际回流比2.4理论塔板数的计算精馏段：提馏段：则精馏段操作线方程：提馏段操作线方程：图3.理论板数求解图由图知，精馏段：理论板数为4块 提馏段：理论板数为4块 进料板为第5块板2.5实际塔板数确定2.5.1全塔效率全塔效率是板式塔分离性能的综合度量，它不单与影响点效率、板效率的各种因素有关，而且把板效率随组成等的变化亦包括在内。所有这些因素与的关系难以搞清，因此，关于全塔效率的可靠数据只能通过实验测定获得。通常使用如下经验关系式：1全塔平均温度按塔顶及塔釜温度的算术平均值计算，塔顶和塔釜可分别近似为纯苯和纯乙苯，则从苯-乙苯的t-x-y图上可得：,根据已知数据，由插值法求得如下数据，t/821330.3030.1950.3490.238则故全塔范围内平均粘度将苯乙苯体系近似为理想溶液，则相对挥发度可用下式计算:,故,则全塔平均相对挥发度为：,所以，2.5.2实际板数精馏段 提馏段 故实际所需板数为块，在第10块板上进料。2.6筛板塔板的设计2.6.1操作压力的计算塔顶压强 PD=4+101.325=105.325 kPa每层塔板压降 P=0.7 kPa (最大)进料压强 PF=105.325+90.7=111.625 kPa塔底压强 PW=105.325+180.7=117.925 kPa精馏段平均操作压强 提馏段平均操作压强 2.6.2板间距的选择和塔径的初步确定1) 相关计算塔顶：摩尔分数,查y-x图得质量分数摩尔质量, 在温度下，由插值法计算得，则液相表面张力进料板：摩尔分数,查y-x图得质量分数,摩尔质量, 在温度下，计算得，则液相表面张力塔底：摩尔分数,查y-x图得质量分数,摩尔质量, 在温度下，由插值法计算得，则液相表面张力精馏段：用插值法计算得，在 88.3 下， 苯的密度为805.7,乙苯的密度为864.5液相平均摩尔质量为液相平均质量分数为,代入公式：可求得液相体积流量同样，气相平均摩尔质量为气相平均质量分数为,提馏段：用插值法计算得，在下，苯的密度为776.2，乙苯的密度为782.1同样求得，全塔范围内：,液相表面张力2) 初估塔径初选板间距；选取板上清液层高度为选取液流型式为单流型，堰长与塔径之比两相流动参数费尔等以、和板间距为参数，对许多文献上的液泛数据关联结果如下图所示，图4.筛板塔的泛点关联图由图查得气体负荷因子=0.081，因表面张力的差异，气体负荷因子校正为 液泛气速取安全系数为0.7，则则塔径根据标准塔径圆整为，塔板总面积 当塔径为1.2m时，其板间距可取450mm，因此，所设板间距符合设计要求。塔高2.6.3塔板结构1) 溢流堰的型式和高度选择选取平顶溢流堰， 取堰长，计算堰上清液层高度：图5.液流收缩系数精馏段：，查液流收缩系数图得E=1.021。则堰高提馏段：，查液流收缩系数图得E=1.082。则堰高2) 降液管和受液盘的结构和有关尺寸降液管：设计为弓形降液管，为保证液封，降液管底部与塔板的间隙应小于堰高，据经验取， 图6.弓形降液管的宽度与面积由图查得，,即降液管的宽度，降液管面积受液盘：对于直径大于800mm的塔板，一般用凹形受液盘。本设计中，故采用凹形受液盘，不设出口安定区。3) 安定区和边缘区宽度的选择取入口安定区宽度4) 孔径和开孔率的选择塔板有效面积式中 ，代入数据，得筛孔按正三角方式排列，则孔径，孔间距及开孔率的关系为，若值过小，开孔过密，塔板强度下降，且气泡容易经碰撞生成大气泡，传质面积减小，对传质不利。若值过小，板上产生气泡的点分布太疏，塔板利用率过低，亦不适宜。一般采用，常用值是34。取，则筛孔总面积 筛孔数 2.6.4塔板的校核2.6.4.1精馏段：1) 板压降的校核板压降等于干板压降与液层阻力之和，即，为孔流系数，取塔板的厚径比，图7.由图查得，代入式中得液层阻力，为液层充气系数，图8.充气系数和动能因子间的关系气体速度 ，横坐标 由图查得，则故，即2) 液沫夹带的校核根据亨特经验式，取 故在设计负荷下不会发生过量液沫夹带。3) 溢流液泛条件的校核为避免发生溢流液泛，降液管内液层高度必须满足以下条件，且取，则降液管阻力 板压降 忽略液面落差，故故在本设计中不会发生液泛现象。4) 液体在降液管内停留时间的校核,符合设计。5) 漏液点的校核对筛板塔，漏液点气速可由下式计算，即其中克服液体表面张力引起的压降代入中，得 稳定系数为故在本设计中无明显液漏。2.6.4.2提馏段：1) 板压降的校核孔速液层阻力，为液层充气系数，气体速度 ，横坐标 由图查得，则故，即2) 液沫夹带的校核根据亨特经验式，取 故在设计负荷下不会发生过量液沫夹带。3) 溢流液泛条件的校核同精馏段验算方法，降液管阻力 板压降 忽略液面落差，故故在本设计中不会发生液泛现象。4) 液体在降液管内停留时间的校核，气泡夹带现象不明显。5) 漏液点的校核克服液体表面张力引起的压降代入中，得 稳定系数为故在本设计中无明显液漏。2.6.5塔板负荷性能图1) 漏液线由 得 同理 ，在操作数据内，任取几个值，依上式计算出值，计算结果如下0.0010.0030.0040.0060.3810.4130.4250.4450.3970.4240.4350.453据上表可求得漏液线。2) 液沫夹带线以 为限，求关系如下由 故 整理得 同理 在操作范围内，任取几个值，依上式计算出值，计算结果如下0.0010.0030.0040.0062.0511.8971.8341.7232.2892.1312.0661.952据上表可求得液沫夹带线。3) 液相负荷下限线对于平直堰，取堰上液层高度作为最小液体负荷标准。由式得取E=1.021，则据此可作出与气体流量无关的垂直液相负荷下限线4) 液相负荷上限线以=4s作为液体在降液管中停留时间的下限，由得 据此可作出与气体流量无关的垂直液相负荷上限线5) 溢流液泛线液泛线反映当降液管中的清液层高度恰好等于，即，代入数据整理得，同样， 在操作范围内，任取几个值，依上式计算出值，计算结果如下0.0010.0030.0040.0061.8111.7171.6741.5871.7631.6641.6131.495据上表可求得溢流液泛线图9.精馏段负荷性能图图10.提馏段负荷性能图在负荷性能图上作出操作线，由图可看出，精馏段的操作上限为液泛控制，下限为液相负荷下限控制，提馏段的操作上限为液相上限控制，下限为漏液线控制，由上图查得 ， ， 故操作弹性为，2.7设计结果一览表序号项目数值精馏段提馏段1平均温度tm，911162平均压力Pm，kPa108.475114.7753气相流量Vs，m3/s0.900.944液相流量Ls，m3/s0.001350.00595实际塔板数块N，块996有效高度Z，m4.054.057塔径D，m1.21.28板间距HT，m0.450.459溢流形式单溢流单溢流10堰长lw，m0.720.7211降液管形式弓形弓形12堰高hw，m0.04960.030713板上液层高度hL，m0.060.0614堰上液层高度how，m0.01040.029315降液管底隙高度ho，m0.04360.024716安定区宽度Ws，m0.0700.07017边缘区宽度Wc，m0.0400.04018开孔区面积Aa，m20.8280.82819筛孔直径do，m0.0050.00520筛孔数目n，个4250425021孔中心距t，m0.0150.01522开孔率0.10.123空塔气速u0.8400.87824筛孔气速uo10.911.425稳定系数k1.8301.83026每层塔板压降Pa60065427负荷上限溢流液泛液相负荷上限28负荷下限液相负荷下限漏液控制29雾沫夹带kg液/kg汽0.00790.009530气相负荷上限VS,max, m3/s1.7321.03831气相负荷下限VS,min, m3/s0.4120.406第三章 塔的附属设备设计3.1冷凝器的设计选用列管式换热器与其他换热器相比优点是，单位面积所具有的传热面积较大及传热效果好，结构简单，操作弹性大。3.1.1热负荷冷凝量 冷凝温度 冷凝潜热 热负荷 3.1.2冷凝水出口温度已知冷凝水进口温度为30，水的流量为，假设冷凝水被加热到60，则水的定性温度 水在45下的比热容由 得，,故假设合理。两流体的温差，故选固定水平管板式换热器物性流体温度密度kg/m3粘度mPas比热容kJ/(kg)导热系数W/(m)苯826770.311.9420.127冷却水459920.60124.1740.64033.1.3流动空间及流速的确定由于循环冷却水较易结垢，为便于水垢清洗，使循环冷却水走管程，苯蒸汽走壳程。3.1.4 计算有效平均温度差及传热面积查文献用作冷凝器时列管式换热器的总传热系数初选 ，平均温差估算传热面积 3.2初选换热器的规格公称直径600mm公称压力2.5MPa换热面积50.5管子规格管长3000mm管程数4管子排列方式正三角形管程流通面积0.0174管间距32mm管子数222该换热器所要求的总传热系数3.3换热器的核算3.3.1核算总传热系数（1）计算管程对流给热系数（湍流）故（2）计算壳程对流传热系数因为水平管壳式换热器，壳程为苯饱和蒸汽冷凝为饱和液体后离开换热器，故可按蒸汽在水平管束外的冷凝给热系数计算公式计算现假设管外壁温，则冷凝液膜的平均温度为，在换热器内绝大多数苯的温度在82，只有靠近管壁的温度较低，故在平均膜温66下的物性可沿用饱和温度80下的数据，在层流下：（3）确定污垢热阻（4）总传热系数所选换热器的安全系数为表明该换热器的传热面积裕度符合要求。（5）核算壁温与冷凝液流型核算壁温时，一般忽略管壁热阻，按以下近似计算公