甲苯-乙苯的精馏课程设计.doc

甲苯-乙苯的精馏工艺设计 化工原理课程设计 学生姓名： 学 号：09062101 年 级：09级1班 专 业：化学工程与工艺 设计题目：甲苯-乙苯的精馏工艺 2012年 6月 1 日第一部分 设计说明 一、设计名称： 甲苯-乙苯分离过程筛板精馏塔设计 二、设计条件： 1、处理量： 28000 （吨/年）。 2、进料组成：甲苯、乙苯的混合溶液，含甲苯的质量分数为30%。 3、进料状态： 冷液进料 4、料液初温 ： 20 5、冷却水的温度： 30 6、饱和蒸汽压强：2.5Kgf/cm2(1Kgf/cm2=98.066)KPa 7、精馏塔塔顶压强: 4 KPa(表压) 8、单板压降不大于 0.7 kPa 9、总塔效率为 0.6 10、分离要求：塔顶的甲苯含量不小于99%(质量分数),塔底的 甲苯含量不大于1%(质量分数)。 11、塔底加热方式：再沸器 12、年开工时间： 7200 （小时） 13、完成日期： 2012年 6 月 1 日 三、设计说明书内容（一）、设计任务： 完成精馏塔的工艺设计；精馏塔设备设计；有关附属设备的设 计和选用；绘制工艺流程图；塔板结构简图和塔板负荷性能图； 编制设计说明书。 （二）、塔的工艺计算 1、精馏塔的物料衡算 a、原料液及塔顶、塔底产品的摩尔分率 b、原料液及塔顶、塔底产品的平均摩尔质量 c、物料衡算 2、塔板数的确定 a、理论板层数的求取 b、实际塔板数的求取103、塔的操作工艺条件及相关物性数据的计算 a、操作压力计算 b、操作温度计算 c、平均摩尔质量计算 d、平均密度计算 e、液体平均表面张力计算f、液体平均粘度计算 4、精馏塔的气、液相负荷计算a、精馏段气、液相负荷计算 b、提馏段气、液相负荷计算1（三）塔的结构计算1、精馏塔的塔体工艺尺寸计算 a、塔径的计算 b、精馏塔有效高度的计算2、塔板主要工艺尺寸的计算 a、溢流装置计算 b、塔板布置 （四）、塔板的流体力学验算 1 、塔板压降 25 2 、液面落差 3 、液沫夹带 4、漏液 5 、液泛 （五）、塔板布置、塔板负荷性能图 1、精馏段塔板负荷性能图 2、提馏段塔板负荷性能图 3、塔板布置 （六）、附属设备的设计 1 、冷凝器的设计 a、确定设计方案 39 b、确定物性数据 39 c、计算热负荷 40 、壳程液流量 、壳程流体的汽化潜热 、热负荷 d、逆流平均温差 e、冷却水用量 41 f、估算传热面积 42 g、换热器的工艺结构尺寸 h、换热器核算 43 i、换热器主要结构尺寸和计算结果 2、再沸器的设计 a、有关物性的确定 b、估算传热面积、初选换热器型号 c、传热能力核算 3、接管规格：a进料管b回流管c塔釜出料管d 塔顶蒸汽出料管 e塔釜进气（七）、设计结果汇总一览表（八）、工艺流程图及精馏塔工艺条件图（九）、绘制精馏塔或冷凝器的设备图（十）设计感想、设计评价（十一）参考文献第二部分1、精馏塔的物料衡算 a、原料液及塔顶、塔底产品的摩尔分率 甲苯的摩尔质量MA=92.13 kg/kmol 乙苯的摩尔质量MB=106.16 kg/kmol b、原料液及塔顶、塔底产品的平均摩尔质量 MF=0.330692.13(10.3306)106.16=101.5217 /kmol MD=0.991392.13(10.9913)106.16=92.2521 kg/kmol MW=0.011592.13(10.0115)106.16=105.9987 kg/kmolc、物料衡算 对于甲苯-乙苯双组分的连续精馏塔，根据总物料衡算及甲苯的物料衡算可求得馏出液流率D及残液流率W。 进料流量F= 联立解得D=12.475 kmol/h , W=25.831 kmol/h2、塔板数的确定 a、理论板层数NT的求取 、甲苯、乙苯的温度-组成根据（A、B、C为Antoine方程常数由手册已查得 如表1）求得一系列温度下甲苯和乙苯的蒸气压、。 再根据泡点方程和露点方程得到各组t-x(y)数据 、确定操作的回流比R 由图查的泡点温度为110.8 CM甲 =186.66kJ/(kmol r甲=33179.1kJ/(kmol) CM乙=217.47kJ/(kmol) r乙=37485.1kJ/(kmol) Cm平=Cm甲x甲+Cm乙x乙=207.28kJ/(kmoloc) 同理r平=36061.5kJ/(kmoloc)q=1+Cmpr（T-t）得 q=1.522又=PAOPBO=101.8448.35=2.106 有yq = q（q-1）xq-xf(q-1) y=x1+(-1)得xe=0.4265 ye=0.6104 而一般情况下R=(1.12)Rm ,考虑到精馏段操作线离平衡线较近，故取实际操作的回流比为最小回流比的2倍。 即：R=2Rm=4.1425 c、逐板计算法求理论板层数 精馏段操作线方程为： 提馏段操作线方程 相平衡方程xn= q线为yq=由得xq=0.39142第一块板上升的气相组成 y1=xD=0.9918第一块板下降的液体组成x1=同理y2=0.9837 x2=0.9663 y3=0.9712 x3=0.9412 y4=0.951 x4=0.902 y5=0.9194 x5=0.8442 y6=0.8728 x6=0.7651 y7=0.809 x7=0.667 y8=0.7309 x8=0.5633 y9=0.6465 x9=0.464 y10=0.5672 x10=0.3836 x10xq 则第10块为加板，第11块上升气相组成由提馏段 计算 y11=0.4978 x11=0.3200 y12=0.4148 x12=0.2518 y13=0.3257 x13=0.1867 y14=0.2403 x14=0.1306 y15=0.1672 x15=0.087 y16=0.1102 x16=0.0556 y17=0.069 x17=0.03405 y18=0.041 x18=0.0199 y19=0.0225 x19=0.01086 mm故降液管底隙高度设计合理。 选用凹形受液盘，深度取=50mm。 、提馏段溢流装置计算 因塔径D1 m，可选用单溢流弓形降液管平直堰，采用凹形液盘。各项计算如下： 、堰长： 取 、溢流堰高度hw2 由；，根据液流收缩系数图可查得液流收缩系数E2=1.081，对于平直堰，堰上液层高度hOW2由Francis经验公式计算： hOW应大于6mm，本设计满足要求 ，板上清液层高度 60mm ，故、弓形降液管宽度Wd2和截面积Af2 因=，塔径D相同故Wd2=Wd1=0.11 m，Af2=Af1=0.07065 m2 液体在降液管中停留时间：故降液管设计合理。 、降液管底隙高度ho2 取降液管底隙的流速则 (满足要求） 故降液管底隙高度设计合理。 选用凹形受液盘，深度取=50mm。 b、塔板布置 、精馏段塔板布置 、塔板的分块 因D1800mm，故塔板采用分块式。塔板分为3块。 表7 塔板分块数与塔径的关系塔径D/mm8001200140016001800200022002400塔板分块数 3 4 5 6 、破沫区(安定区)宽度、无效边缘区确定 取破沫区宽度：=0.06 m ；取无效边缘区：Wc1=0.05 m。 、开孔区面积计算 开孔区面积Aa按计算 其中x1=D/2-(Wd1Ws1 )= 0.5-(0.11+0.06)=0.33 m r1 = D/2-Wc1 =0.5-0.05=0.45 m 故 、筛孔计算及其排列 本设计所处理的物系无腐蚀性，可选用3 mm（一般的厚度为34mm）碳钢板，取筛孔直径 d015 mm（工业生产中孔径一般在310mm之间，45mm居多），筛孔按正三角形排列，取孔中心距t为 t13d013 515mm（通常采用2.55倍孔直径的中心距） 。 筛数目： 开孔率为：（开孔率一般在515%之间,满足要求） 每层塔板开孔面积： 气体通过筛孔的气速： b、提馏段塔板布置 、塔板的分块 因D2800mm，故塔板采用分块式。塔板分为3块。 、破沫区(安定区)宽度、无效边缘区确定 取破沫区宽度：=0.06 m 取无效边缘区：Wc2=Wc1=0.05 m 、开孔区面积计算 开孔区面积Aa2=Aa1=0.5353 m2 、筛孔计算及其排列 同样选用3 mm碳钢板，筛孔直径 d02=d015 mm，按正三角形排列，孔中心距t为 t2=t13d013 515mm。 筛孔数目：n2=n1=2755个 开孔率为： （满足要求） 每层塔板开孔面积： 气体通过筛孔的气速：（四）筛板的流体力学验算 1 、塔板压降 a、精馏段的塔板压降 、干板阻力hc1计算 干板阻力hc1由 计算 d01/5/31.6667，由孔流系数图查得孔流系数C010.8011 故 、气体通过板上液层的压降 气体通过有效流通截面积的气速，对单流型塔板有： 动能因子： 查充气系数图得充气系数：（一般可近似取）。 故 、液体表面张力的阻力计算 液体表面张力所产生的阻力由计算 、气体通过每层塔板的液柱高度hp可按下式计算，即 气体通过每层塔板的压降为 ： （满足工艺要求）。 b、提馏段的塔板压降 、干板阻力hc2计算 干板阻力hc2由 计算 d02531.6667，查得孔流系数C020.8011 故 、气体通过板上液层的压降 气体通过有效流通截面积的气速，对单流型塔板有： 动能因子： 查图得充气系数：（一般可近似取）。 故 、液体表面张力的阻力计算 液体表面张力所产生的阻力由计算 、气体通过每层塔板的液柱高度hp可按下式计算，即 气体通过每层塔板的压降为 ： （满足工艺要求）。 2、 液面落差 对于筛板塔，液面落差很小，且本设计的塔径和液流量均不大，故可忽略液面落差的影响。 3、 液沫夹带 液沫夹带量可用式计算： 精馏段液沫夹带量 提馏段液沫夹带量: （验算结果表明产生的雾沫夹带量在本设计范围内允许） 4 、漏液 对筛板塔，漏液点气速(下限气速)uOM可由下式计算，即 精馏段： 实际孔速uo112.4337 m/suOM1 稳定系数为K1=uo1/uOM1=12.4337/5.82693=2.1341.5 提馏段： 实际孔速uo211.41613 m/suOM2 稳定系数为K2=uo2/uOM2=11.41613/5.4372=2.11.5 （故在本设计中无明显漏液）。 5 、液泛 为防止塔内发生液泛，降液管内液层高Hd应服从Hd(HT+hW) 苯一甲苯物系属一般物系，取0.5，则 (HT+hW)=0.5(0.50+0.04394)=0.27197 m 而Hd=hP+hL+hd，板上不设进口堰，本设计采用平直堰=0，hd可由计算，即 精馏段： 故Hd1=0.08953+0.06+0.001527=0.1511 m液柱 。 提馏段： 故Hd2=0.08805+0.06+0.00612=0.1542 m液柱 （五）、塔板负荷性能图1、精馏段塔板负荷性能图 、液相负荷上限线 、液相负荷下限线 取平堰堰上液层高度m，。 、雾沫夹带线式中 代入数据得简化得： 在操作范围内，任取几个值，依上式算出对应的值列于下表：1045.70420.167734.631749.095770.651.621.531.471.411.34依据表中数据作出雾沫夹带线 、液泛线 在操作范围内，任取几个值，依上式算出对应的值列于下表：1045.70420.167734.631749.095770.651.291.241.201.151.09 依据表中数据作出液泛线 、漏液线（气相负荷下限线）漏液点气速 ，整理得： 在操作范围内，任取几个值，依上式算出对应的值列于下表：，m3/s1045.70420.167734.631749.095770.65Vs了，min，m3/s0.2960.3110.3210.3300.342依据表中数据作出漏液线 、操作弹性 操作气液比 操作弹性定义为操作线与界限曲线交点的气相最大负荷与气相允许最小负荷之比，即：操作弹性=将所得上述五个方程绘制成精馏段塔板负荷性能图（如图6）2、提馏段塔板负荷性能图 、液相负荷上限线 、液相负荷下限线取平堰堰上液层高度m，。 、雾沫夹带线式中 代入数据得简化得： 在操作范围内，任取几个值，依上式算出对应的值列于下表：1045.312619.830634.348648.866670.651.681.591.521.461.38依据表中数据作出雾沫夹带线 、液泛线 在操作范围内，任取几个值，依上式算出对应的值列于下表：1045.312619.830634.348648.866670.651.221.181.131.091.01 依据表中数据作出液泛线 、漏液线（气相负荷下限线）漏液点气速 ，整理得： 在操作范围内，任取几个值，依上式算出对应的值列于下表：1045.312619.830634.348648.866670.65Vs了，min，m3/s0.2630.2780.2890.2980.310依据表中数据作出漏液线 将所得上述五个方程绘制成提馏段塔板负荷性能图（如图7） 6、操作弹性 操作气液比 操作弹性定义为操作线与界限曲线交点的气相最大负荷与气相允许最小负荷之比，即：操作弹性= 图 6九、精馏塔的设计计算结果汇总一览表项 目符 号单 位计 算 结 果精馏段提馏段平均压强PkPa110.55120.7平均温度T117.67130.225平均密度气相kg/m33.25373.6861液相773.4455764.775平均流量气相Vsm3/s0.53370.6495液相Lsm3/s0.002440.00414实际塔板数31块1514板间距HTm0.50.5塔段的有效高度Em76.5塔径Dm11空塔气速m/s0.950320.84471塔板液流型式单流型单流型溢流装置溢流管型式堰长m0.70.7堰高hWm0.04400.0368溢流堰宽度hom底隙高度m0.034860.02957板上清液层高度hLm0.060.06孔径d0mm4.54.5孔间距tmm13.513.5孔数n个34823482开孔面积Aam20.53530.5353筛孔气速uom/s9.707112.0389塔板压降PpkPa0.679950.65833液体在降液管中的停留时间s14.48938.744降液管内清液层高度Hdm0.15110.1542液(雾)沫夹带量kg液/kg气0.007340.005847漏液点气速uOMm/s6.80855.4492负荷上限Ls.maxm3/s0.0070655.7065E-4负荷下限Ls.minm3/s0.0070345.3126E-4气相最大负荷m3/s1.173471.0235气相最小负荷m3/s0.302460.2771操作弹性3.883.70第三部分冷凝器的设计一、确定物性数据 1、定性温度：可取流体进、出口温度的平均值。 壳程流体的定性温度为 ： 管程水的定性温度为 ： 根据定性温度，分别查取壳程和管程流体的有关物性数据。 2、壳程流体在110.783下的有关物性数据如下： 密 度 ： 1= 778.561 kg/m3 定压比热容 ： cp1= 2.02345 kJ/(kg) 导热系数 ： 1= 0.113119 W/(m) 粘 度 ： 1=Dm=0.0002393 Pas 3、循环冷却水在50下的物性数据： 密 度 ：=988.1 kg/m3 定压比热容 ：cp=4.174 kJ/(kg) 导热系数 ：=0.648 W/(m) 粘 度 ：=0.000549 Pas三、热计算负荷 1、壳程液流量 由精馏塔的设计计算可知： 汽相摩尔流率：V=82.0307 kmol/h 塔顶汽相平均摩尔质量：MVDM=92.25 kg/kmol 壳程液流量 ：ms1=VMVDM=7567.504 kg/h =2.1021 kg/s 2、壳程流体的汽化潜热 根据已查得的汽相甲苯、乙苯在某些温度下的汽化潜热（如表），将其以T为x轴、r为y轴绘制出温度-汽化潜热两条曲线（如图）。 故甲苯、乙苯纯组分在本设计所涉及的温度范围内的汽化潜热可用下式算得：汽化潜热与温度的关系温度 T406080100120140160180甲苯KJ/kg402.1391379367.1354.2340.3325.5309.4乙苯390.1380.3370359.3347.9335.9323.2309.5 甲苯 ：r=-0.001T20.4373T420.92 乙苯 ：r=0.0008T20.3999T407.22 由T=110.783 可计算出相应的汽化潜热： 3、热负荷 热负荷：Q=ms1rm=2.1021360.1399=757.0501 KW（忽略热损失）4、 逆流平均温差 五、冷却水用量 六、估算传热面积 由于管程走水，壳程走冷凝液，总传热系数K=467814 W/（m2），现取K=600 W/（m2） 传热面积： 考虑 15的面积裕度，S=1.15S=1.1521.5346=24.7942 m2。7、 换热器的工艺结构尺寸 1、换热管及管内流速的选择 根据我国目前的系列标准，本设计固定管板式式换热器选用管径为25mm2.5mm的碳钢管，管内流速取u=0.5 m/s。 2、管程数和传热管数 依据传热管内径和流速确定单程传热管数 根 按单程管计算，所需的传热管长度为 （do为管外径）。显然传热管过长，宜采用多管程结构，现取传热管长L=6 m，则该换热器管程数为，传热管总根数 N=302=60(根) 3、传热管排列和分程方法 采用组合排列法，即每程内均按正三角形排列，隔板两侧采用正方形排列。取管心距t=1.25 do，则t=1.2525=31.2532(mm) 横过管束中心线的管数 4、壳体内径 采用单管程结构，取管板利用率0.7，则壳体内径为 圆整可取D400 mm 5、折流板 采用弓形折流板，取弓形折流板圆缺高度为壳体内径的25，则切去的圆缺高度为h0.25400100 mm；取折流板间距B0.3D，则B0.3400120 mm，可取板间距B=150 mm；折流板数，折流板圆缺面水平装配。 6、接管 壳程流体进出口接管：取接管内流体流速为 u2 m/s，则接管内径为：取标准管径为 45 mm。 管程流体进出口接管：取接管内循环水流速 u2 m/s，则接管内径为：取标准管径为 800 mm八、换热器核算 1、热量核算 壳程对流传热系数 对圆缺形折流板，可采用凯恩公式 因是正三角形排列所以当量直径： 壳程流通截面积： 壳程流体流速及其雷诺数分别： 普兰特准数： 粘度校正： 管程对流传热系数 管程流通截面积 管程流体流速及其雷诺数分别 普兰特准数 传热系数K 污垢热阻Rs=0.000344 m2/W , Rs1=0.000172 m2/W；管壁的导热系数=48 W/(m)；。 传热面积S 该换热器的实际传热面积Sp ,因SpS所以此串联一个壳程，因此Sp=46.62 m2 该换热器的面积裕度为：故传热面积裕度合适，该换热器能够完成生产任务。 2、换热器内流体的流动阻力 管程流动阻力管程总压力降，其中污垢校正系数取Ft=1.4；管程数Np=2；串联壳程数Ns=2。 由Re13278.571，传热管相对粗糙度0.01/200.005，查莫狄图得0.032 W/m。直管阻力局部阻力管程流动阻力在允许范围之内。 壳程阻力 流体流经管束的阻力用计算：F=0.5，nc=10，NB=40，u1=0.2057摩擦系数 流体流过折流板缺口的阻力B=0.15，D=0.4，Fs=1.15 ，壳程流动阻力也能接受。9、 换热器主要结构尺寸和计算结果 换热器形式：固定管板式 工艺参数 名称 管程 壳程 物料名称 循环水 甲苯 定压比热容4.174kJ/(kg)2.02345kJ/(kg)操作温度，30/70110.783流量，kg/h16323.487567.504流体密度，kg/m3988.1778.561流速，m/s0.10.2057传热量，kW757.0501总传热系数，W/m2K363.872传热系数，W/m2K2744.765612.3945污垢系数，m2K/W0.0003440.000172阻力降，MP