苯-乙苯精馏工段工艺设计 (2).doc

南京工业大学浦江学院化工原理课程设计设计题目 苯-乙苯精馏工段工艺设计 专业 化学工程与工艺 班级 浦生工0904 团队编号 C 指导教师 金自强 设计日期 2012 年 6 月 11 日至 2012 年 6月 22 日评分表：队内编号姓名学号队长加分（5）队长打分(20)教师打分(30)团队报告分(50)总分五级分制1朱振刚135202束艳方110183朱元120104田野10010指导教师签字： 目录一 前言-4二 设计题目-5三 设计说明书符号表-5四 流程图-5五 物性参数-6六 工艺计算-7 6.1 精馏塔的物料衡算-7 6.2 操作线方程-7 6.3塔板数的确定-9 6.4 实际塔板的求取-9 6.5相关物性参数的计算-9 6.5.1 操作压强-10 6.5.2平均温度-10 6.5.3平均摩尔质量-10 6.5.4平均密度-11 6.5.5液体平均黏度-13 6.5.6 液体平均表面张力-13 6.5.7 气液相负荷-14 6.6 塔和塔板的主要工艺尺寸的计算-16 6.6.1 塔径-16 6.6.2 溢流装置-19 6.6.3弓形降液管宽度Wd和截面Af-20 6.6.4 降液管底隙高度-21 6.6.5 塔板布置-21七 筛板的流体力学计算-21八 塔板负荷性能图-24九 辅助设备-299.1塔顶蒸汽出口管的直径-299.2回流管直径-309.3进料管直径-309.4塔底出料管直径-309.5 法兰-309.6 群座-31十 对本次设计的评述或有关问题的分析-31十一 参考文献-32一 前言化工原理课程设计是化学工程与工艺类相关专业学生学习化工原理课程必修的三大环节之一，起着培养学生运用综合基础知识解决工程问题和独立工作能力的重要作用。化学工业中塔设备是化工单元操作中重要的设备之一。塔设备一般分为级间接触式和连续接触式两大类。前者的代表是板式塔，后者的代表则为填料塔。一般，与填料塔相比，板式塔具有效率高、处理量大、重量轻及便于检修等特点，但其结构较复杂，阻力降较大。在各种塔型中，当前应用最广泛的是浮阀塔。化学工业和石油工业中广泛应用的诸如吸收、解吸、精馏、萃取、增湿、减湿等单元操作中，精馏操作是最基本的单元操作之一，它是根据混合液中各组分的挥发能力的差异进行分离的。蒸馏是分离液体混合物的一种方法，是传质过程中最重要的单元操作之一，蒸馏的理论依据是利用溶液中各组分蒸汽压的差异，即各组分在相同的压力、温度下，其探发性能不同（或沸点不同）来实现分离目的。例如， 设计所选取的苯-乙苯体系， 加热苯 （沸点 80.1） 和乙苯（沸点 136.2）的混合物时，由于苯的沸点较乙苯低，即苯的挥发度较乙苯高，故苯较乙苯易从液相中汽化出来。若将汽化的蒸汽全部冷凝，即可得到苯组成高于原料的产品，依此进行多次汽化及冷凝过程，即可将苯和乙苯分离。这多次进行部分汽化成部分冷凝以后，最终可以在汽相中得到较纯的易挥发组分，而在液相中得到较纯的难挥发组分，这就是精馏。本次设计就是针对苯与乙苯体系而进行的常压筛板塔的设计及其辅助设备的选型。筛板塔的优点是结构比浮阀塔更简单，易于加工，造价约为泡罩塔的60，为浮阀塔的80左右。 处理能力大，比同塔径的泡罩塔可增加1015。塔板效率高，比泡罩塔高15左右。压降较低。缺点是塔板安装的水平度要求较高，否则气液接触不匀。本次设计对筛板塔的工艺过程和结构进行了比较全面的设计，并对其他辅助设备如冷凝器、泵的选型做了计算。 通过本次对筛板精馏塔的设计，使我们初步掌握了化工设计的基本原理和方法。培养了独立思考，事实求是，综合运用所学知识，解决实际问题的能力。二 设计题目设计条件： 进料流量：F=120 kmol/h 原料中苯的浓度：65% 原料中乙苯的浓度：35%设计要求： 塔顶乙苯的含量低于0.5%（摩尔分数） 釜液中苯含量小于0.2%（摩尔分数） 操作条件：常压操作三 设计说明书符号表符号名称单位F进料流量kmol/hD塔顶产品流量kmol/hW塔底产品流量kmol/hM摩尔质量kg/kmolN理论塔板数R回流比P压强PaT温度气体粘度PasV气相摩尔流量kmol/hW液相摩尔流量kmol/hXD塔顶产品浓度XW塔底产品浓度X液相摩尔分数Y气相摩尔分数组分的相对挥发度回收率密度kg/m3四 流程图如图所示。原料液由高位槽经过预热器预热后进入精馏塔内。操作时连续的从再沸器中取出部分液体作为塔底产品（釜残液）再沸器中原料液部分汽化，产生上升蒸汽，依次通过各层塔板。塔顶蒸汽进入冷凝器中全部冷凝或部分冷凝，然后进入贮槽再经过冷却器冷却。并将冷凝液借助重力作用送回塔顶作为回流液体，其余部分经过冷凝器后被送出作为塔顶产品。五 物性参数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AC6H678.1180.1288.56833.4乙苯BC8H10106.16136.2348.574307.72、 苯、乙苯在某些温度下的表面张力t/2040608010012014028.826.2523.7421.2718.8516.4914.1729.327.1425.0122.9220.8518.8116.823、 苯、乙苯在某些温度下的粘度t/0204060801001201400.7420.6380.4850.3810.3080.2550.2150.1840.8740.6660.5250.4260.3540.3000.2590.2264、 苯、乙苯的液相密度t/20406080100120140877.4857.3836.6815.0792.5768.9744.1867.7849.8931.8913.6795.2776.2756.75、 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/mm200-300250-350300-450350-600400-600六 工艺计算6.1 精馏塔的物料衡算由条件可知：F=120 kmol/h ZF=0.65 XD=0.995 XW=0.002 120=D+W = D=78.31 kmol/h1200.65=D0.995+W0.002 W=41.69 kmol/h所以，塔顶产品流量为78.31 kmol/h，塔底产品流量为41.69 kmol/h。6.2 操作线方程进料状态：选择泡点进料，在这种情况下，精馏段和提馏段的汽相流率相近，两段的塔径可以相同，便于设计和制造，另外，操作上也比较容易控制。此时q=1.则：q线方程：q=ZF=0.65查化工手册得苯和乙苯的t-x-y关系T/xY-11840.860.974880.740.939920.6350.906960.5410.8641000.4850.8161040.40.81080.3180.7110.60.2780.6541150.2170.5711200.1560.4631250.1030.3441300.0550.2051350.010.042136.200由上图可得q线与平衡线的交点坐标（xe，ye）为（0.65，0.90）代入平衡线方程：得：=4.85，则最小回流比为： 一般R加大,理论板数较少,塔设备投资少,但气化量大,能耗高,操作费用少。R减少,理论板数较多,塔设备投资大，但气化量小，能耗高，操作费用多。取回流比R=2Rmin=2 0.38=0.76则精馏塔的气液负荷：精馏段：V=(R+1)D=1.7678.31=137.83 kmol/hL=RD=0.7678.31=59.52 kmol/h提馏段：V=V=137.83 kmol/hL=L+F=59.52+120=179.52 kmol/h求取操作线方程精馏段操作线方程: 提馏段操作线方程：6.3塔板数的确定由x-y图，画梯级可得理论板数为11（不包含塔釜），进料板为第5块板。6.4 实际塔板的求取塔板效率是气、液两相的传质速率、混合和流动状况，以及板间反混（液沫夹带、气泡夹带和漏液所致）的综合结果。板效率为设计的重要数据。板效率与塔板结构、操作条件、物质的物理性质及流体力学性质有关，它反映了实际塔板上传质过程进行的程度根据条件，本实验的总板效率ET=0.65计算实际塔板数精馏段提馏段故全塔实际所需塔板数块加料板位置在第8块。6.5相关物性参数的计算6.5.1操作压强塔顶压强进料板压强塔釜压强精馏段平均操作压强提馏段平均操作压强全塔平均操作压强6.5.2平均温度由t-x-y曲线可知：而根据条件，进料温度=60精馏段平均温度: 提馏段平均温度: 全塔平均温度: 6.5.3平均摩尔质量由苯乙苯图解理论板及t-x-y图查知XY(图解理论板)X（平衡曲线）xw =4.1310-4苯的摩尔质量：MA=78.11 kg/kmol乙苯的摩尔质量:MB=106.16 kg/kmol进料板平均摩尔质量气相液相塔顶平均摩尔质量气相液相塔底平均摩尔质量气相液相则精馏段平均摩尔质量气相液相提馏段平均摩尔质量气相液相全塔平均摩尔质量气相液相6.5.4平均密度气相密度精馏段提馏段全塔液相密度式中为质量分率查的在下苯乙苯的密度为温度（）60836.6931.881814.0910.3136747.1760.0进料时苯的质量分率： ，得x=0.58 塔顶： ，得x=0.993塔顶平均密度 进料板平均密度 塔釜平均密度 精馏段平均密度提馏段平均密度全塔液相平均密度6.5.5液体平均黏度查的在温度下各组成的黏度 黏度 温度8113660苯(mPas)0.3060.1900.381乙苯(mPas)0.3520.2300.426由公式计算平均黏度进料板塔顶塔釜精馏段平均黏度提馏段平均黏度全塔平均黏度6.5.6液体平均表面张力由公式进行计算查资料得温度下苯乙苯的表面张力 表面张力 温度8113660苯(Mn/m)21.1514.6323.74乙苯(mN/m)22.8217.2225.01进料板表面张力塔顶表面张力塔底表面张力精馏段液体平均表面张力提馏段液体平均表面张力全塔液体平均表面张力6.5.7气液相负荷精馏段V=(R+1)D=1.7678.31=137.83 kmol/hL=RD=0.7678.31=59.52 kmol/h提馏段L=L+F=59.52+120=179.52 kmol/h塔的工艺条件及物性数据统计汇总如下项目符号单位计算数据平均压强精馏段kPa224.1提馏段230.4全塔227.6平均温度精馏段70.5提馏段98全塔108.5液相平均摩尔质量精馏段kg/kmol84.40提馏段98.58全塔91.49气相平均摩尔质量精馏段kg/kmol80.28提馏段94.2全塔87.24液相平均密度精馏段Kg/m3844.35提馏段817全塔830.7气相平均密度精馏段Kg/m36.30提馏段7.04全塔6.67液体平均黏度精馏段mPas0.352提馏段0.314全塔0.333液体平均表面张力精馏段mN/m22.67提馏段22.15全塔22.41气相负荷精馏段m3/s0.488提馏段0.5123液相负荷精馏段m3/h5.5908提馏段21.6726.6和塔板的主要工艺尺寸的计算6.6.1塔径塔径的计算按照下式计算： 式中 D 塔径m；Vs 塔内气体流量m3/s；u 空塔气速m/s。空塔气速u的计算方法是，先求得最大空塔气速umax，然后根据设计经验，乘以一定的安全系数，即 因此，需先计算出最大允许气速。式中 umax允许空塔气速，m/s；V，L分别为气相和液相的密度，kg/m3 ； C气体负荷系数，m/s，对于气体负荷系数C可用下图确定；而下图是按液体的表面张力为=0.02N/m时绘制的，故气体负荷系数C应按下式校正： 精馏段塔径的计算由以上的计算结果可以知道：精馏段的气，液相体积流率为： 精馏段的汽，液相平均密度为：板间距与塔径的关系 塔径D/mm300500500800800160016002400板间距HT/mm200300250350300450350600那么分离空间，初选板间距，取板上液层高度。查上图smith关联图，得，依式校正到物系表面张力为22.15mN/m时的C取安全系数为0.7，则调整塔径为1.0m;提馏段塔径的计算提馏段的汽，液相平均密度为：查上图smith关联图，得，依式校正到物系表面张力为19.22mN/m时的C调整塔径为1.2m。塔截面积：精溜段：AT=D2 =0.785 m2 提溜段：AT=D2 =1.131 m2精馏段实际空塔气速为:提馏段实际空塔气速为:6.6.2溢流装置采用单溢流，弓形降液管，平行受液盘及平行溢流堰，不设进口堰。1 溢流堰长lw取堰长为0.7D,则：lw=0.71=0.7 m lw=0.71.2=0.84m2 出口堰高hw由,选用平直堰,堰上液层高度式中 how堰上液流高度，m； ls塔内平均液流量，m3/h； lw 堰长，m； E 液流收缩系数。如右图一般情况下可取E=1，对计算结果影响不大。近似取E=1,则精馏段:提馏段:6.6.3弓形降液管宽度Wd和截面Af由查右图得：、则有精馏段：提馏段：计算液体在降液管中停留时间，以检验降液管面积故符合要求。6.6.4降液管底隙高度 式中 u0 降液管底隙处液体流速，m/s；(根据经验一般) u0 =0.070.25m/s取降液管底隙处液体流速为0.08m/s，则6.6.5 塔板布置取（安定区宽度） （无效区宽度）开孔区（鼓泡区）面积计算开孔区面积按计算精馏段：提馏段：筛孔计算及其排列选用碳钢板,取筛孔直径,筛孔按正三角形排列,取孔中心距计算塔板上的筛孔数，即精馏段：提馏段：计算塔板上开孔区开孔率精馏段提馏段气体通过筛孔的气速塔有效高度精馏段提馏段总的有效高度为七 筛板的流体力学计算气体通过塔板的压力降直接影响到塔低的操作压力，故此压力降数据是决定蒸馏塔塔底温度的主要依据。气体通过每层塔板的压降为上式中液柱高度可按下式计算式中-塔板本身的干板阻力PC -板上充气液层的静压力PL -液体的表面张力P干板阻力hc计算干板阻力由如下公式计算： 由查干筛孔的流量系数图得气体通过液层的阻力计算根据右图查的为0.56查的为0.60液体表面张力的阻力计算有公式计算：气体通过每层塔板的压降用公式计算单板压强降符合设计要求。液面落差对于筛板塔液面落差很小,塔径和液流量均不大，故可忽略液面落差的影响。液沫夹带是指板上液体被上升气流带入上一层塔板的现象。液沫夹带由下式计算,即式中故在本设计中液沫夹带量在允许范围内，设计合理。漏液对于筛板塔，漏液点气速 可由式计算筛板稳定系数故在本设计中无明显漏夜。液泛汽液量相中之一的流量增大到某一数值，上、下两层板间的压力降便会增大到使降液管内的液体不能畅顺地下流。当降液管内的液体满到上一层塔板溢流堰顶之后，便漫但上层塔板上去，这种现象，称为液泛（淹塔）如气速过大，便有大量液滴从泡沫层中喷出，被气体带到上一层塔板，或有大量泡沫生成。如当液体流量过大时，降液管的截面便不足以使液体及时通过，于是管内液面即行升高。为防止塔内发生液泛，降液管内液层高Hd应服从式而由于板上不设进口堰，可由式 计算即：故在本设计中不发生液泛现象八 塔板负荷性能图塔板结构参数确定后，该塔板在不同的气液负荷内有一稳定的操作范围。越出稳定区，塔的效率显著下降，甚至不能正常操作。将出现各种不正常的流体力学的界限用曲线表示出来，便为操作负荷性能图。它由气相负荷下限线（又称漏液线）、过量雾沫夹带线、液相负荷下限线、液相负荷上限线和液泛线五条线组成。8.1漏液线漏液线，又称气相负荷下限线。气相负荷低于此线将发生严重的漏液现象，气、液不能充分接触，使塔板效率下降。精馏段：由 得整理得m3/s提馏段：由 、 得整理得 m3/s8.2雾沫夹带线精馏段：当气相负荷超过此线时，雾沫夹带量过大，使塔板效率大为降低。对于精馏，一般控制eV0.1kg液/kg气。以ev=0.1kg液/kg气为限,求Vs-Ls关系如下:故 整理得提馏段：当气相负荷超过此线时，雾沫夹带量过大，使塔板效率大为降低。对于精馏，一般控制eV0.1kg液/kg气。以ev=0.1kg液/kg气为限,求Vs-Ls关系如下:故 整理得8.3液相负荷下限线精馏段:液相负荷低于此线，就不能保证塔板上液流的均匀分布，将导致塔板效率下降。对于平直堰,取上液层高度作为最小液体负荷标准由下式得取E=1,则据此可作出与气体流量无关的垂直负荷下限线。提馏段：取上液层高度作为最小液体负荷标准由下式得取E=1,则据此可作出与气体流量无关的垂直负荷下限线。8.4 液相负荷上限线精馏段：该线又称降液管超负荷线。液体流量超过此线，表明液体流量过大，液体在降液管内停留时间过短，进入降液管的气泡来不及与液相分离而被带入下层塔板，造成气相返混，降低塔板效率。以t=5s作为液体在降液管中停留时间的下限,由式5-9得故据此可作出与气体流量无关的垂直负荷上限线。提馏段：以t=5s作为液体在降液管中停留时间的下限,得故据此可作出与气体流量无关的垂直负荷上限线。8.5液泛线精馏段：若操作的气液负荷超过此线时，塔内将发生液泛现象，使塔不能正常操作。液泛可分为降液管液泛和液沫夹带液泛两种情况，在浮阀塔板的流体力学验算中通常对降液管液泛进行验算。为使液体能由上层塔板顺利地流入下层塔板，降液管内须维持一定的液层高度Hd。令将代入得： 提馏段：将代入得： 蓝色为雾沫夹带线，红色的为液泛线。蓝色为雾沫夹带线，红色的为液泛线。筛板塔工艺设计计算结果汇总序号项目符号单位计算数据(精馏段/提馏段）1平均温度tm98.42平均压力PmkPm111.63空塔气速um/s0.62/0.454实际塔板数Nt-185有效高度Zm7.656塔径Dm1.0/1.27板间距HTm0.458溢流形式（降液管）-单溢流弓形9堰长lwm0.7/0.8410堰高hwm0.0487/0.035211板上液层高度hlm0.0612堰上液层高度howm0.0113/0.024813底隙高度hom0.0295/0.089614安定区高度Wdm0.06515开孔区面积Aom20.495/0.74616筛孔直径dom0.00517筛孔数目N-2541/382920孔中心距tm0.01521开孔率-10.08%22稳定系数K-1.9623停留时间S19.33/7.6224负荷上限-m3 /s液泛夹带25负荷下限-m3 /s漏液控制26液沫夹带evKg液/kg气0.006/0.006九 辅助设备选型9.1塔顶蒸汽出口管的直径D1因为塔顶压力不大，蒸汽导管中常用流速为1220m/s而、Vs=0.488m3/s、取u=20m/s代入得D1=0.176m经圆整选取热轧无缝钢管，根据GB8163-87选用3257.5mm规格的管子。9.2回流管直径D2由于本设计为回流液靠重力流入塔内，故u可取0.5m/s则D2=0.065m根据国标GB8163-87，选用833.5mm规格的管子9.3进料管直径D3设计为泵输入，取u为1.6m/s则D3计算得0.063m经圆整选取热轧无缝钢管(GB8163-87)，选用703mm规格的管子9.4塔底出料管直径D4U一般取0.5-1.5m/s，此处取1.0m/s则计算得D4=0.10m根据GB8163-87，选用1084mm规格的管子9.5 法兰由于在常压下操作,所有法兰均采用标准管法兰平焊法兰。由公称压力PN=0.25MPa，选择如下参数： 法兰参数公称直径DNmm法兰/mm螺柱连接尺寸法兰厚度质量Kg规格数量DD1D2D3D4d甲型400515480450440437183018.50M16209.6 群座裙座参数公称直径DNmm每根支腿允许载荷kN支腿数量支承最大高度Hmaxmm尺寸/mm焊缝长度hf垫板地脚螺栓宽度A长度Ax厚度n1孔径db规格4006380060120902.2124M20裙座高度： 十 对本次设计的评述或有关问题的分析讨论（一）精馏方案的确定精馏方案的确定包括流程的安排、设备结构类型的选择和操作条件的确定等。下面就有关内容加以分析。 1操作压力的选择塔内操作压力的选择不仅涉及到分离问题，而且与塔顶和塔底的温度有关。应根据所处理的物料性质，并兼顾技术上的可行性和经济上的合理性来综合考虑。加压蒸馏可提高设备的处理能力，但会增加塔壁的厚度，使设备费用增加。另外，压力增加使溶液的泡点和露点温度均增加，物系的相对挥发度减小，使物系分离困难。减压蒸馏不仅需要增加真空设备的投资和操