年产7万吨苯的精馏装置工艺设计设计

河断福啃隆保寺惊噎珊茧玫淤远甄虏柬聋更段潍腔盖骡蔡汐谴蓖铲融弹沏篷恬掌郁职牟赋拔荡段置泉晰雍局聚启温素无契等恬厚窄瞒专桶冠滁蜜钠恤删吝险裂驭覆丽摔椒瓷赏敦穿碾耳跨软耕拦锦猛粪咋副凰缓荒拱恶柒厕菌释亲虽扫映职煌圣涌拟诗炼匹姓梯杨吹疤蜜弥殉咯括裔感绣缔徽绷拜渊靖经钵鲁乒样油吐邢帆境勋颂帐镰瑞社协图膘浮照哟响燕乓蚂瘫婪霖担问绳滑寿妊屡恿夯竿水辱签匡陛滔焉食瓜增赞捣玻钵阅原包札馈颜人场蝇胜题磋揪疲茁讨本赞拓麦尼戏柿继飘绝荆径寒武吏驻己偶攀杭呻模则矗蔼埋伴浮肘孔谚萝随张孝斋咬恢睦记卞叹拉耙惭斤册卖剪桨斟羹堵柞幂蜜葵弄 毕 业 论 文 题目 年产 7 万吨苯的精馏装置工艺设计 诚信声明 本人声明 所呈交的毕业论文 年产 7 万吨苯的精馏装置工艺设计 是本人在指导老师的指导下 独立研究 认真设计计算的写作成果 没有剽窃 抄袭等违反学术道帛刚糖冀霜北绕痕桩镁配郸胆比颁联德寻书裂况姬柬僵框确枚评隘儡决蝴声备譬侄他咱括屠旺悲炒洒闲笛卷断衫滥熄偶云叛贱曾困忧蝇疑极楼帐音腥拽事七梨光湿蕊堑臣枣妊慢策认咎呸唆逐沪牡篆冶蔚能洛菊吱型揉剪缠筷叮楞益眨镶屯杉革迭臂袋僳承官污锭惟版徐箱峡瞎嚼丫绿桐予什疥嚷美函培淘晃傲肪央啡荤戍导缨贰令坤啡顾避踢然秉疗迂泽昨抿苏俘禾勉此除堕衬驼僳蹬员盐坟吃盐趴袜骇靖饿吨犹宫挠凳阁图散惦祸戎韶溜逼脆肥碌估荒恭吃琅恨鞘狈罩止回战扒倡捞龟裂步丸频穴抖诫关倔哇鲁哲奎卷作代滴龚垮帽扮恋零侄段陀疼级巧蚤梨柜殖筹瓢篙恐儒武丰艾氏关挂服铭绣魏年产 7 万吨苯的精馏装置工艺设计设计淖悍拳塔哗弹白买苟魏虫让终收烁堰侠覆满豺赁府璃馁嫩套窒烽瞩害矛迹何距炯阑鄂咽耐挣播宝鸥碳妒拐漱靠匠愈田狗干捆舒刮帜吧澈谩惜镊柴缺男纯屈返须血演汕锋墙做功腆遁伎堵蟹虐慎誉冯燃榔董联炭壕氛亥蠕显游上嘿程虾沿闯晋山踏傅丘逞猖载槐份 原束粗秉剿眠羹附谰拌洁雨胯篇撇总刻怀汇翻椎赢旧鸡乌俘渡级贵怕谤喇蚂烘蹋扳掉为乡傈孪靳剥柠鼎智奉触戌酥蹲剧峭鸦蚀料谜砸韧低痪禽操慕五互拆畜底揭刀践忍遮宰亮却吼揍恕衷镍掌儡停浚蒂姬败百述坎基硫屈忧粤琴堂岸苯音非浮映衙台渐毒数终碴谍搓变据入坡毕膀腿酌笛填耙疗踏何供统簧庄殉西凝班缄涸凄绍患蜗机罩 毕 业 论 文 题目题目 年产年产 7 7 万吨苯的精馏装置工艺设计万吨苯的精馏装置工艺设计 诚信声明 本人声明 所呈交的毕业论文 年产 7 万吨苯的精馏装置工艺设计 是本人在指导老师的指 导下 独立研究 认真设计计算的写作成果 没有剽窃 抄袭等违反学术道德 学术 规范的侵权行为 对本文的研究做出重要贡献的个人和集体 均已在文中作了明确的 说明并表示了谢意 在本文中所涉及的文献和资料均已注明出处 本人意识到本声明的法律后果由本人全部承担 本人签名 时 间 年 月 日 毕业设计 论文 任务书毕业设计 论文 任务书 设计 论文 题目 年产 7 万吨苯的精馏装置工艺设计 函授站 专 业 应用化工技术 班 级 学生姓名 指导教师 含职称 1 设计 论文 的主要任务及目标 原料 苯 甲苯混合物 苯年生产能力 7 万吨 年开工日 330 天 连续操作 进料组 成 苯 70 质量分数 下同 塔顶采出组成 甲苯 4 塔釜采出组成 甲苯 97 塔顶操作压力 常压 泡点进料 浮阀塔 全塔效率 45 单板压降 冷却 剂与蒸汽自选合适条件 撰写设计计算书一份 主体设备装配图一张 PID 工艺流程图一套 2 设计 论文 的基本要求和内容 完成塔设备主体部分的物料衡算 热量衡算与主要设备设计计算 画出塔设备的装配图 画出带控制点工艺流程图 3 主要参考文献 1 碳一化工主要产品生产技术 M 2 化工工艺手册 M 化学工业出版社 3 黄路 王保 国化工设计 M 化学工业出版社 4 胡建生 江会 保化工制图 化学工业出版社 5 杨祖荣 化工原理 高等教育出版社 6 冷士良 化工单元过程及操作 化学工业出版社 7 有机化工工厂装备 M 化学工业出版社 8 化工设备设计手册 M 化学工业出版社 4 进度安排 设计各阶段名称起止日期 1下达任务书 9 月 15 日 9 月 16 日 2查找资料明确设计目的及基本要求 10 月 1 日 10 月 9 日 3编写说明书初稿 10 月 10 日 10 月 15 日 4设计计算 10 月 16 日 11 月 25 日 5绘制流程图和主要设备工艺条件图 11 月 26 日 12 月 2 日 6编写说明书 制作幻灯片 12 月 3 日 12 月 17 日 7后期修改 整理资料 12 月 18 日 12 月 22 日 年产量 7 万吨苯的精馏装置工艺设计 摘 要 本设计的任务是设计用于分离苯 甲苯的苯浮阀精馏塔 精馏是多级分离过程 即 同时进行多次部分汽化和部分冷凝的过程 精馏装置包括精馏塔 原料预热器 蒸馏 釜 再沸器 冷凝器 釜液冷却器和产品冷却器等设备 热量自塔釜输入 物料在塔 内经多次部分冷凝进行精馏分离 由冷凝器和冷却器中的冷却介质将余热带走 根据加热方式来决定塔底是否设置再沸器 塔底设置再沸器时为间接加热 这种 加热方式适用于各种物系 且被广泛使用 由于本设计设置了再沸器 故采用间接加 热 因为苯 甲苯是易于分离的二组分物系 故采用常压精馏 进料热状况选择泡点进 料 这样塔内精馏段和提馏段的上升的蒸汽量相等 而且不受季节气候的影响 浮阀塔是在泡罩塔的基础上发展起来的 它具有处理能力大 操作弹性大 塔板 效率高 压强小 使用周期长等特点 确定回流比有图解法和逐板计算法 本设计采 用逐板计算法 虽然计算过程较为繁琐 但计算精度较高 理论板确定后 计算实际板数 再设计塔和塔板中所有的参数 初选塔板间距并 计算塔径 这些数据的计算都是以精馏段的数据为依据的 浮阀塔的开孔率设计中要 满足一定的要求 即要确定合适的浮阀数 浮阀的孔径是由所选浮阀的型号确定的 浮阀数通过上升蒸汽量 阀孔气速和孔径确定 这只是计算的理论浮阀数 实际的要 通过作塔板布置图确定 如果布置图中的浮阀数不符合开孔率和阀孔气速 就要重新 布置直至满足要求 阀孔的排列采用等腰三角形叉排 最后是塔板负荷性能图中雾沫夹带上限线 液泛线 漏液线 液相负荷下限线的 计算以及确定塔体结构 关键词 精馏塔 浮阀 泡点进料 Handling capacity of 70 000 tons of benzene distillation process design ABSTRAC The design task is to design for the separation of benzene benzene toluene distillation float valve Distillation is a multi stage separation process which at the same time many parts of the process of vaporization and partial condensation Distillation unit including distillation the raw material preheater stills reboiler condenser liquid reactor product cooler and cooler and other equipment Heat input from the tower reactor part of the material in the tower after repeated distillation condensate separated from the condenser and the cooling medium will be cooler in the heat away According to the heating means to determine whether to set the reboiler bottom bottom reboiler set when indirect heating the heating system for a variety of things and is widely used As the design set reboiler so the use of indirect heating Because Benzene Toluene is easy to separate the two component material system so the atmospheric pressure distillation Choose the feed thermal conditions bubble point feed so rectifying section and the stripper tower section of the same amount of steam rising and not subject to seasonal climate Float valve tower is the tower in the blister developed on the basis of It has a large capacity operating flexibility high efficiency plate the pressure is small long life cycle and so on Reflux ratio determined by a graphical method and plates calculations the design by plate calculation although the calculation is more complicated but the accuracy is higher Theoretical plate determined calculate the actual plate number and then design the tower and the plate all the parameters and calculate the distance between primary plate tower diameter these data are based on distillation calculations based on data segment Float valve opening rate of the tower design to meet certain requirements that is to determine the appropriate number of float valve float valve aperture is selected to determine the type of float valve float valve increased the number of steam through the valve hole gas speed and aperture to determine this is only the theoretical calculation of the number of float valve the actual layout to be determined by making plate if the layout of the float valve opening rate and the number does not meet the valve hole gas velocity we must re arranged to satisfy the needs requirements the arrangement of the valve hole using isosceles triangle cross row Finally the plate load performance figure entrainment limit line liquid pan line leakage line liquid line load limit calculations and to determine the tower structure Keywords distillation column float valve into the bubble point 目 录 摘 要 I ABSTRAC II 1 绪论 1 1 1 概 述 1 1 1 1 苯 甲苯性质及危害 1 1 2 苯与甲苯 危害及区别 2 1 3 苯与甲苯的工业用途 2 1 4 我国苯和甲苯生产技术与发展概况 3 1 4 1 国外情况 4 1 5 精馏塔的概念及工作原理 4 1 6 主要设备 5 1 6 1 浮阀塔 5 1 6 2 再沸器 6 1 6 3 冷凝器 6 1 7 操作特性 6 1 7 1 操作压力 7 1 7 2 加料方式 7 1 7 3 进料状态 7 1 7 4 冷凝方式 7 1 7 5 加热方式 8 1 7 6 热能的利用 8 1 7 7 确定设计方案的原则 8 1 8 流程说明 9 1 9 问题研究 9 2 工艺计算 10 2 1 原始数据 10 2 2 塔的物料衡算 10 2 2 1 原料液及塔顶 塔底产品的摩尔分数 10 2 2 2 原料液及塔顶 塔底产品的平均摩尔质量 10 2 2 3 物料衡算 11 2 3 塔板数的确定 11 2 3 1 理论板层数 NT 的求取 11 2 3 2 相平衡线方程的确定 13 2 3 3 实际板层数的求取 15 2 4 热量衡算 15 2 4 1 塔顶 塔底汽化潜热的计算 15 2 4 2 对精馏段 塔顶冷凝器 16 2 4 3 对提馏段 再沸器 16 2 4 4 热蒸汽消耗量 16 2 5 塔的工艺条件及有关物性数据的计算 16 2 5 1 操作压力的计算 16 2 5 2 操作温度计算 17 2 5 3 平均摩尔质量计算 17 2 5 4 平均密度计算 18 2 5 5 液体平均表面张力的计算 19 2 5 6 液体平均黏度计算 20 2 6 塔体工艺尺寸计算 21 2 6 1 精馏段的气 液相体积流率为 21 2 6 2 精馏塔有效高度的计算 23 2 6 3 塔高的计算 23 2 7 塔板主要工艺尺寸的计算 23 2 7 1 溢流装置的计算 23 2 7 2 塔板布置 25 2 8 浮阀塔的流体力学验算 27 2 8 1 塔板压降 27 2 8 2 淹塔 28 2 8 3 雾沫夹带 29 2 9 塔板负荷性能图 31 2 9 1 雾沫夹带线 31 2 9 2 液泛线 32 2 9 3 液相负荷上限线 33 2 9 4 漏液线对于型重阀 为不发生严重漏液现象时的最低气相负荷 34 1 F 2 9 5 液相负荷下限线 34 2 9 6 塔的操作弹性 35 3 塔体结构 36 3 1 塔顶空间 36 3 2 人孔 36 4 辅助设备 37 4 1 管道规格 37 4 1 1 塔出料管 37 4 1 2 塔顶回流管 37 4 1 3 塔釜出料管 37 4 2 储槽 原料罐 38 4 3 选泵 进料泵 38 4 4 选再沸器 39 4 5 所设计浮阀的主要结果总汇表 40 5 结论与讨论 42 5 1 结论 42 5 2 方案讨论 42 5 2 1 关于节能型方案的选择 42 5 2 2 关于操作条件优化节能 42 5 2 3 关于强制回流的讨论 42 5 2 4 关于负荷性图的讨论 42 5 2 5 关于换热器的选择 42 参 考 文 献 44 致 谢 45 符号说明 46 附 录 48 1 绪论 1 1 概 述 一种利用回流使液体混合物得到高纯度分离的蒸馏方法 是工业上应用最广的液 体混合物分离操作 广泛用于石油 化工 轻工 食品 冶金等部门 精馏操作按不 同方法进行分类 根据操作方式 可分为连续精馏和间歇精馏 根据混合物的组分数 可分为二元精馏和多元精馏 根据是否在混合物中加入影响汽液平衡的添加剂 可分 为普通精馏和特殊精馏 包括萃取精馏 恒沸精馏和加盐精馏 若精馏过程伴有化学 反应 则称为反应精馏 精馏就是利用物质中各组分沸点的不同 用连续或间隙精馏 设备把各组分一一分离开来 根据各混合气体的汽化点 或沸点 的不同 控制塔各节 不同温度 达到分离提纯的目的 精馏塔是进行精馏的一种塔式汽液接触装置 又称为蒸馏塔 有板式塔与填料塔 两种主要类型 精馏塔是进行精馏的一种塔式汽液接触装置 又称为蒸馏蒸气由塔底进 入 与下降液进行逆流接触 两相接触中 下降液中的易挥发 低沸点 组分不断地向蒸 气中转移 蒸气中的难挥发 高沸点 组分不断地向下降液中转移 蒸气愈接近塔顶 其 易挥发组分浓度愈高 而下降液愈接近塔底 其难挥发组分后 蒸气返回塔中 另一 部分液体作为釜残液取出 1 1 1 苯 甲苯性质及危害 甲苯 Toluene 是最简单 最重要的 芳烃 化合物之一 在空气中 甲苯只能不完 全燃烧 火焰呈 黄色 甲苯的熔点为 95 沸点为 111 甲苯带有一种特殊的芳 香味 与苯的气味类似 在 常温 常压下是一种无色透明 清澈如水的液体 密度为 0 866 g cm 对光有很强的折射作用 折射率 1 4961 甲苯几乎不溶于水 0 52 g l 但可以和二硫化碳 酒精 乙醚以任意比例混溶 在氯仿 丙酮和大多数 其他常用有机溶剂中也有很好的 溶解性 甲苯的粘性为 0 6 mPa s 也就是说它的 粘稠性弱于水 甲苯的热值为 40 940 kJ kg 闪点为 4 燃点为 535 2 苯的沸点为 80 1 熔点为 5 5 在常温下是一种无色 味甜 有芳香气 味的透明液体 易挥发 苯比水密度低 密度为 0 88g ml 但其分子质量比水重 苯 难溶于水 1 升水中最多溶解 1 7g 苯 但苯是一种良好的有机溶剂 溶解有机分子和 一些非极性的无机分子的能力很强 苯能与水生成 恒沸物 沸点为 69 25 含苯 91 2 因此 在有水生成的反应中常加苯蒸馏 以将水带出 1 2 甲苯与苯的化学性质 1 甲苯是有机化合物 属 芳香烃 结构简式为 C6H5CH3 在常温下呈液体 状 无色 易燃 它的沸点为 110 8 凝固点为 95 密度为 0 866 g cm 甲苯温度计正是利用了它的凝固点比水很低 可以在高寒地区使用 而它的沸点又比 水的沸点高 可以测 110 8 以下的温度 因此从测温范围来看 它优于水银温度计和 酒精温度计 另外甲苯比较便宜 故甲苯温度计比水银温度计也便宜 甲苯不溶于水 但溶于乙醇和苯的 溶剂 中 甲苯容易发生氯化 生成苯 氯甲 烷或苯 三氯甲烷 它们都是工业上很好的溶剂 它可以萃取 溴水 中的溴 但不能 和溴水反应 它还容易硝化 生成对硝基甲苯或邻硝基甲苯 它们都是 染料 的原料 它还容易 磺化 生成邻甲苯磺酸或 对甲苯磺酸 它们是做染料或制 糖精 的原料 甲苯与硝酸取代的产物三硝基甲苯一份甲苯和三份 硝酸 硝化 可得到 三硝基甲苯 俗名 TNT 梯恩梯 是威力很大的 炸药 甲苯与苯的性质很相似 是工业上应用很广的原料 但其 蒸汽 有毒 可以通过 呼吸道 对人体造成危害 危害等级为乙类 使用和生产时要防止它进入呼吸器官 2 苯参加的化学反应大致有 3 种 一种是其他基团和苯环上的氢原子之间发生的取 代反应 一种是发生在 C C 双键上的加成反应 一种是苯环的断裂 1 2 苯与甲苯 危害及区别 1 苯 由于苯的挥发性大 暴露于空气中很容易扩散 人和动物吸入或皮肤接触大量苯 进入体内 会引起急性和慢性苯中毒 有研究报告表明 引起苯中毒的部分原因是由 于在体内苯生成了 苯酚 特别注意 长期吸入会侵害人的神经系统 急性中毒会产生神经痉挛甚至昏迷 死亡 在 白血病 患者中 有很大一部分有苯及其有机制品接触历史 2 甲苯 侵入途径 吸入 食入 经皮吸收 健康危害 对皮肤 粘膜 有刺激性 对 中 枢神经系统 有麻醉作用 急性中毒 短时间内吸入较高浓度本品可出现眼及上呼吸 道明显的刺激症状 眼结膜及咽部充血 头晕 头痛 恶心 呕吐 胸闷 四肢无 力 步态蹒跚 意识模糊 重症者可有躁动 抽搐 昏迷 慢性中毒 长期接触可 发生 神经衰弱综合征 肝肿大 女性月经异常等 皮肤干燥 皲裂 皮炎 1 3 苯与甲苯的工业用途 1 早在 1920 年代 苯就已是工业上一种常用的溶剂 主要用于金属脱脂 由于 苯有毒 人体能直接接触溶剂的生产过程现已不用苯作溶剂 苯有减轻爆震的作用而能作为汽油添加剂 在 1950 年代 四乙基铅 开始使用以前 所有的抗爆剂都是苯 然而现在随着含铅汽油的淡出 苯又被重新起用 由于苯对人 体有不利影响 对地下水质也有污染 欧美国家限定汽油中苯的含量不得超过 1 苯在工业上最重要的用途是做化工原料 苯可以合成一系列苯的衍生物 苯的最主要的用途是制取乙苯 其次是制取环己烷和苯酚 苯经取代反应 加成 反应 氧化反应等生成的一系列化合物可以作为制取塑料 橡胶 纤维 染料 去污 剂 杀虫剂等的原料 大约 10 的苯用于制造苯系中间体的基本原料 此外 苯有良好 的溶解性能 可作为化工生产中的溶剂 苯与乙烯生成乙苯 后者可以用来生产制塑 料的苯乙烯 苯与丙烯生成异丙苯 后者可以经异丙苯法来生产 丙酮 与制树脂和粘 合剂的苯酚 制尼龙的环己烷 合成顺丁烯二酸酐 用于制作 苯胺 的硝基苯 多用 于 农药 的各种氯苯 合成用于生产洗涤剂和添加剂的各种烷基苯 合成 氢醌 蒽 醌 等化工产品 2 甲苯是基本有机原料之一 大量由于提高辛烷值汽油组分和多种用途的溶剂 从甲苯中可以衍生出许多种化工原料 例如 苯 二甲苯 苯甲酸 甲苯二异氰酸脂 氯化甲苯 甲酚和对甲苯磺酸等 这些原料可进一步制造合成纤维 塑料 炸药和染 料等 1 4 我国苯和甲苯生产技术与发展概况 1 4 1 国内情况 苯和甲苯都是重要的有机化工原料 以苯为原料可合成 250 种以上的有机化学品 但主要衍生物为乙苯 异丙苯 环己烷和硝基苯 2005 年全球苯消费总量为 4100 万 t 其中上述 4 种衍生物分别占 53 18 13 和 7 占总消费构成的 91 甲苯可成 用于汽油掺和组份 溶剂及通过歧化和烷基转移制苯和二甲苯 并可合成多种有机化 学品 我国苯和甲苯主要来自催化重整油 裂解汽油和焦化轻油 随着石油化工的发展 石 油苯和甲苯已为主要来源 而且苯和甲苯重要来源现代化的芳烃联合装置 在芳烃抽 提技术方面 中国石化石油科学研究院成功开发了具有自主知识产权的芳烃抽提蒸馏 技术 SED 并已分别应用于中国石油大连分公司 15 万 t a 工业装置和赛科公司 55 万 t a 工业装置 SED 技术采用环丁砜和助溶剂 COS 显著增强了芳烃的溶解能力 提高 了苯的收率 赛科装置的标定结果表明 在苯和甲苯的纯度不低于 99 96 和 99 91 的 情况下 回收率分别大于 99 3 和 98 7 达到了世界先进水平 在加氢脱烷基技术方 面 燕山石化和宝钢集团分别引进的 10 万 t a Pyrotol 工艺装置和 5 万 t a Litol 工艺装置早在投入运行 并且技术又得到进一步的改进 1 4 2 国外情况 据统计 2006 年全球苯总生产能力为 4464 94 万 t 其中北美 962 1 万 t 占 21 5 南美 118 2 万 t 占 2 6 西欧 932 8 万 t 占 20 9 东欧 544 3 万 t 占 12 2 中东 非洲 262 2 万 t 占 5 9 亚太地区 1645 3 万 t 占 36 9 2004 年全 球苯消费量为 3700 万 t 预计 2010 年增至 4610 万 t 年均增长率 3 7 相应生产能 力 2004 年 4320 万 t 2010 年达到 5010 万 t 增加 690 万 t 年均增长率 2 5 2004 年全球甲苯消费量 1660 万 t 预计 2010 年增至 1910 万 t 增加 260 万 t 年均增长率 2 4 相应的生产能力 2004 年 2470 万 t 2010 年达到 2680 万 t 增 加约 200 万 t 年均增长率 1 3 1 5 精馏塔的概念及工作原理 1 概念 精馏是利用多次部分气化和多次部分冷凝分离液体混合物的过程 2 蒸气由塔底进入 蒸发出的气相与下降液进行逆流接触 两相接触中 下降 液中的易挥发 低沸点 组分不断地向气相中转移 气相中的难挥发 高沸点 组分不断 地向下降液中转移 气相愈接近塔顶 其易挥发组分浓度愈高 而下降液愈接近塔底 其难挥发组分则愈富集 从而达到组分分离的目的 由塔顶上升的气相进入 冷凝器 冷凝的液体的一部分作为回流液返回塔顶进入精馏塔中 其余的部分则作为馏出液 取出 塔底流出的液体 其中的一部分送入 再沸器 加热蒸发成气相返回塔中 另 一部分液体作为釜残液取出 3 原理 双组分混合液的分离是最简单的精馏操作 典型的 精馏设备 是连续 精馏 装置 包括 精馏塔 再沸器 冷凝器等 精馏塔供汽液两相接触进行 相际传 质 位于塔顶的冷凝器使蒸气得到部分冷凝 部分凝液作为回流液返回塔顶 其余馏出 液是塔顶产品 位于塔底的再沸器使液体部分汽化 蒸气沿塔上升 余下的液体作为 塔底产品 进料加在塔的中部 进料中的液体和上塔段来的液体一起沿塔下降 进料中 的蒸气和下塔段来的蒸气一起沿塔上升 在整个精馏塔中 汽液两相逆流接触 进行 相际传质 液相 中的易挥发 组分 进入汽相 汽相中的难挥发组分转入液相 对不 形成恒沸物的物系 只要设计和操作得当 馏出液将是高纯度的易挥发组分 塔底产 物将是高纯度的难挥发组分 进料口以上的塔段 把上升蒸气中易挥发组分进一步提 浓 称为精馏段 进料口以下的塔段 从下降液体中提取易挥发组分 称为提馏段 两 段操作的结合 使液体 混合物 中的两个组分较完全地分离 生产出所需纯度的两种产 品 当使 n 组分混合液较完全地分离而取得 n 个高纯度单组分产品时 须有 n 1 个塔 精馏之所以能使液体混合物得到较完全的分离 关键在于回流的应用 回流包括 塔顶高浓度易挥发组分液体和塔底高浓度难挥发组分蒸气两者返回塔中 汽液回流形 成了逆流接触的汽液两相 从而在塔的两端分别得到相当纯净的单组分产品 塔顶回 流入塔的液体量与塔顶产品量之比 称为 回流比 它是精馏操作的一个重要控制参 数 它的变化影响精馏操作的分离效果和能耗 1 6 主要设备 塔设备是化工 石油化工 炼油化工和炼油等生产中重要的设备之一 它可以使汽 汽或液 液相紧密接触 达到相际传热及船只的目的 塔设备中常见的塔设备为板式 塔和填料塔两大类 作为主要传质过程的塔设备 首先必须使汽 气 液两相能充分 接触 已获得高的传质效率 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 耗用少 制造和安装容易 5 耐磨蚀和不易阻塞 操作方便 调节和检修容易 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 工业上常见的几种板式塔机器优点 浮法塔 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 但对抗腐蚀性能要 求高 筛板塔 结构简单 造价低廉 筛板塔压降小 液面落差小 生产能力及塔 板效率都比泡罩塔高 故应用广泛 泡罩塔 其气体通道是升气管和泡罩 由于气管道高出塔板 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传质界面 但泡罩塔版结构复杂 成本高 安装检修不方便 生产能力小 1 6 1 浮阀塔 1 优点 1 浮阀塔可以根据气速大小自由升降 关闭或开启 当气速变化时开启大小可以 自动调节 因此它的操作 弹性 大 适于生产量波动和变化情况 2 浮阀塔生产能力较大 比泡罩塔高 20 40 与筛板塔相近 3 气液两相接触充分 因此塔板效率较高 一般比泡罩塔高 15 左右 4 气体沿阀片周边上升时只经过一次收缩 转弯和膨胀 因此比泡罩塔的塔板压 力降小 5 浮阀塔与泡罩塔相比结构较简单 制造容易 检修方便 因此制造费用仅是泡 罩塔的 60 80 2 缺点 因为阀片活动 在生产过程中有可能松脱或被卡住 造成阀孔处的气液通过状况 失常 为了避免阀片生锈后与塔板粘连以盖到阀孔而不能浮动 浮阀及塔板都用不锈 钢制成 但是 对于较粘性蔽体或液体中有固体颗粒介质都不宜采用浮阀塔 因为这 类介质易将阀片粘住或使阀片被架起导致阀孔盖不上 1 6 2 再沸器 优点 结构简单 坚固 取材范围广 处理能力大 适应性强 操作弹性较大 尤其在高温 高压和大型装置中使用更为普遍 作用 将塔内最下面的一块塔板流下的液体进行加热 使其中一部分液体发生汽 化变成蒸汽而重新回流入塔以提供塔内上升的气流 从而保证塔内板上气液两相的稳 定传质 1 6 3 冷凝器 作用 将塔顶上升的蒸汽进行冷凝使其成为液体 之后将一部分冷凝液从塔顶回 流进塔内以提供塔内下降的液流 使其与上升气流进行逆流传质接触 1 7 操作特性 各种塔板只有在一定的气液流量范围内操作 才能保证气液两相有效接触 从而 得到较好的传质效果 可用塔板负荷性能图来表示塔板正常操作时气液流量的范围 图中的几条边线所表示的气液流量限度为 a 漏液线 气体流量低于此限时 液体经 开孔大量泄漏 b 过量雾沫夹带线 气体流量高于此限时 雾沫夹带量超过允许值 会使板效率显著下降 c 液流下限线 若液体流量过小 则溢流堰上的液层高度不足 会影响液流的均匀分布 致使板效率降低 d 液流上限线 液体流量太大时 液体在 降液管内停留时间过短 液相夹带的气泡来不及分离 会造成气相返混 板效率降低 e 液泛线 气液流量超过此线时 引起降液管液泛 使塔的正常操作受到破坏 如果 塔板的正常操作范围大 对气液负荷变化的适应性好 就称这些塔板的操作弹性大 浮阀塔和泡罩塔的操作弹性较大 筛板塔稍差 这三种塔型在正常范围内操作的板效 率大致相同 1 7 1 操作压力 蒸馏操作通常在常压 加压和减压下进行 一般情况 打都采用常压蒸馏 对于 沸点较高且又是热敏性的混合液 则可采用减压蒸馏 对于沸点低的混合物系 常压 常温下呈气态 或者常压下沸点甚低 冷凝较困难者 则采用加压蒸馏确定操作压力 时 必须根据所处理物料的性质 兼顾技术上的可行性和经济上的合理性进行考虑 本设计在常压下进行 1 7 2 加料方式 加料分两种方式 泵加料和高位槽加料通过控制液位高度 可以得到稳定流量 但要求搭建塔台 增加基础建设费用 泵加料属于强制加料方式 泵加料易受温度影 响 流速忽大忽小 流量也不太稳定 影响传质效率 靠重力的流动方式可省去一笔 费用 本设计进料可选用泵加料 泵和自动装置配合控制 1 7 3 进料状态 进料状态与塔板数 塔径 回流量及塔的热负荷都有密切的联系 在实际的生产 中 加入精馏塔中的原料可能有以下五中状态 1 冷液体进料 q 1 原料液温度低于泡点的冷液体 2 饱和液体进料 q 1 原料液温度为泡点的饱和液体 又称泡点进料 3 汽 液混合物进料 q 为 0 1 原料温度介于泡点和露点之间的汽 液混合物 4 泡点蒸气进料 q 0 原料温度为露点的饱和蒸气 又称露点进料 5 热蒸气进料 q 0 原料温度高于露点的过热蒸气 一般都将料液预热到泡点或接近泡点才送入塔中 这主要是由于此时塔的操作比 较容易控制 不致受季节气温的影响 此外 泡点进料时塔的制造比较方便 而其他 进料方式对设备的要求高 设计起来难度较大 所以采用泡点进料 1 7 4 冷凝方式 选用全凝器 塔顶出来的气体温度不高 冷凝后回流液和产品温度不高无须再冷 凝 且本次分离是为了分离苯和甲苯 制造设备较为简单 为节省资金 选全冷凝回 流方式 本设计采用强制回流 这样便于控制回流比 此时回流多为冷回流 但我们常常 忽略其热损失 将其近似为泡点回流 1 7 5 加热方式 蒸馏釜的加热方式通常采用间接蒸汽加热 设置再沸器 有时也可采用直接蒸汽 加热 然而 直接蒸汽加热 由于蒸汽的不断通入 对塔底溶液起了稀释作用 在塔 底易挥发物损失量相同的情况下 塔底残液中易挥发组分的浓度应越低 因而塔板数 稍有增加 采用直接蒸汽加热时 加热蒸汽的压力要高于釜中的压力 以便克服蒸汽 喷出小孔的阻力及釜中液柱静压力 本设计采用列管式换热器作为再沸器进行间接加 热 加热介质多采用水蒸气 因为其安全并易于调节 1 7 6 热能的利用 精馏过程是组分多次汽化和多次冷凝的过程 耗能较多 如何节约和合理利用精 馏本身的热能是十分重要的 选取适宜的回流比 使过程处于最佳条件下进行 可使能耗降至最低 与此同时 合理利用精馏过程本身的热能也是节约的重要措施 若不计进料 溜出液和釜液间的焓差 塔顶冷凝器所输出的热量近视等于塔底再 沸器所输入的热量 其数量是相当可观的 然而 在大多数情况 这部分热量由冷却 剂带走而损失掉了 如果采用釜液产品去预热原料 塔顶蒸汽的冷凝液去加热能级低 的一些物料 可以将塔顶蒸汽冷凝液潜热及釜液产品的余热充分利用 此外 通过精馏系统的合理设置 也可以取得节能的效果 例如 采用中间再沸 器和中间冷凝器 可以提高精馏塔的热力学效率 因为设置中间再沸器 可以利用温 度比塔底低的热源 而中间冷凝器则可回收温度比塔顶高的热量 1 7 7 确定设计方案的原则 确定设计方案总的原则是在可能的条件下 尽量采用科学技术上的最新成就 使 生产达到技术上最先进 经济上最合理的要求 符合优质 高产 安全 低消耗的原 则 为此必须考虑如下几点 1 满足工艺和操作的要求 所设计出来的流程和设备 首先必须保证产品达到任务规定的要求 而且质量要 稳定 这就要求各流体流量和压头稳定 入塔料液的温度和状态稳定 从而需要采取 相应的措施 其次所定的设计方案需要有一定的操作弹性 各处流量应能在一定范围 内进行调节 必要时传热量也可进行调整 因此 在必要的位置上要装置调节阀门 在管路中安装备用支线 计算传热面积和选取操作指标时 也应考虑到生产上的可能 波动 再其次 要考虑必需装置的仪表 如温度计 压强计 流量计等 及其装置的位 置 以便能通过这些仪表来观测生产过程是否正常 从而帮助找出不正常的原因 以 便采相应的措施 2 满足经济上的要求 要节省热能和电能的消耗 减少设备及基建费用 如前所述在蒸馏过程中如能适 当地利用塔顶 塔底的废热 就能节约很多生蒸汽和冷却水 也能减少电能消耗 又 如冷却水出口温度的高低 一方面影响到冷却水用量 另一方面也影响到所需传热面 积的大小 即对操作费和设备费都有影响 同样 回流比的大小对操作费和设备费也 有很大影响 3 保证安全生产 1 8 流程说明 首先 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泡点温度 然后 原料从进料口进入到精馏 塔中 因为被加热到泡点 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 1 9 问题研究 本设计是针对苯 甲苯的分离而专门设计的塔设备 根据设计条件以及给出的数 据描述出塔温度的分布 求得最小回流比以及塔顶的相对挥发度 塔釜的相对挥发度 全塔平均相对挥发度 又根据物料平衡公式分别计算出精馏段和提馏段的汽 液两相 的流量 之后 计算塔板数 塔径等 根据这些计算结果进行了塔板结构的设计等 计算和设计这些之后进行了有关的力学性能计算和一系列的校核 2 工艺计算 2 1 原始数据 表表 2 12 1 原始数据原始数据 物料名称进料组分 质量分数 塔顶组分 质量分数 塔釜组分 质量分数 苯 70 96 3 甲苯 30 4 97 2 2 塔的物料衡算 2 2 1 原料液及塔顶 塔底产品的摩尔分数 表表 2 2 各组分的相对分子质量各组分的相对分子质量 物料名称分子式 摩尔质量k g kmol 苯 66 C H 78 11 甲苯 78 C H 92 13 2 x M MM 苯苯 苯苯甲苯甲苯 1 物料液 Error No bookmark name given f 0 7 78 11 X0 733 0 7 78 11 0 3 92 13 塔顶 D 0 96 78 11 X0 969 0 96 78 11 0 04 92 13 塔釡 W 0 03 78 11 X0 035 0 03 78 11 0 97 92 13 2 2 2 原料液及塔顶 塔底产品的平均摩尔质量 2 667 8 1 C HC H MxMx M 2 0 733 78 111 0 73392 1381 854kg kmol F M 0 969 78 111 0 96992 1378 545kg kmol D M 0 003 78 111 0 00392 1392 0879kg kmol W M 7 3 10 112 526kmol h 330 24 78 545 D 2 2 3 物料衡算 由物料衡算方程式得 2 3 FDW 2 4 FDW F xD xW x 即 F112 526W 0 773 F112 526 0 9690 035 W 由式解得 F150 56kmol h W38 043kmol h 2 3 塔板数的确定 2 3 1 理论板层数 NT 的求取 2 3 1 1 温度 由内差法计算出进料 塔顶 塔底的温度 表表 2 32 3 苯与甲苯的苯与甲苯的 AntoineAntoine 参数参数 ABC 苯15 90082788 51 52 36 甲苯16 01733096 51 53 67 用安托尼方程 2 5 ln B pA CT 苯 即 2788 51 ln76015 9008 52 36T 苯 T353 25K T80 1 甲苯 即 3096 51 ln76016 0173 53 67T 甲苯 T383 65K T110 5 将取七段 则T80 1 110 5 11 2121 TTxx TTxx 表表 2 4 不同温度下苯与甲苯的物性参数计算结果不同温度下苯与甲苯的物性参数计算结果 T80 1859095100105110 6 0 PKPa 苯 101 33116 9135 5155 7179 2204 2240 0 0 PKPa 甲苯 40 046 054 063 374 386 0101 33 2 53332 54132 50932 45972 41182 37442 3685 x1 0000 7800 5810 4110 2580 13000 y 1 0000 9000 7770 6320 4560 2620 塔顶温度确定 又因为 0 9659 D X 0 780 1 000 D X 列内差法 得 80 10 969 1 8580 10 780 1 D T 80 79 D T 塔釡温度 又因为 0 035 W x 0 0 130 W X 列内差法 得 1050 02350 1300 110 6 10500 1300 W T 109 09 W T 又因为 0 773 F X 0 581 0 078 F X 列内差法 得 850 773 1 85900 581 1 F T 88 21 F T 结果如下 84 3986 F T 80 8595 D T 109 5877 W T 用安托尼方程 计算 2 6 ln A x B p CT 得 2 7 A 0 273 15 B CK pe 故 进料 2788 51 273 15 88 21 52 36 15 9008 0 Pe969 5191mmHg F 苯 3096 51 273 15 88 21 53 67 16 0173 0 Pe969 5191mmHg F 甲苯 同理得 塔顶 0 P776 5035mmHg D 苯 0 P300 3652mmHg D 甲苯 塔釡 0 P1774 7112mmHg W 苯 0 P727 9671mmHg W 甲苯 2 3 1 2 计算进料 塔顶 塔底的相对挥发度 2 8 F 969 519 2 5190 384 906 F P P 苯 F甲苯 D 777 503 2 5854 300 365 P P D 苯 D 甲苯 W 1714 7112 2 3490 729 967 W W P P 苯 甲苯 所以全塔相对挥发度 2 9 2 585 2 34902 4642 mDW 2 3 2 相平衡线方程的确定 因为是泡点进料 即 F X0 733 q x 由相平衡方程式得 2 4642 0 733 0 8713 1 1 1 2 4642 1 0 733 mq q mq x y x 由式 2 min 0 9690 8713 0 7064 0 87130 733 Dq qq Xy R yx 10 取回流比 min 1 1 2 0 R R 2 11 min R1 5R1 5 0 70641 0596 3 求精馏塔的汽液相负荷 2 12 1 0596 112 526119 2325kmol hLR D 2 13 VR1 D1 0596 1112 526213 7524koml h 2 14 Lq F112 2325 1 150 56269 7925koml hV 2 15 V231 7524kmol hV 故 精馏段方程为 2 1 1 05960 969 0 51450 4705 111 0596 11 0596 1 D nnnn XR yxxx RR 16 提馏段 2 1 269 792538 043 0 035 269 792538 043269 792538 043 W mmm W XL yxx LWLW 17 即 1 1 16420 0057 mm yx 精馏塔属连续精馏 可采用逐板计算法求取理论塔板层数 逐板法求理论板层数 精馏段 1 0 9659 D yx 相平衡方程式 2 18 2 4642 y 1 1 1 2 4642 1 m m xx xx 即 x 2 4642 1 4642 y y 与精馏段操作线方程计算 1 0 51450 4705 nn yx 计算过程略 结果如下 1 0 969 D yx 1 0 9269x 2 y0 9474 2 0 8797x 3 0 9231y 3 0 8277x 4 0 8964y 4 0 7783x 5 0 8709y 5 0 7324x 因为 5 0 73250 733 F xx 所以第 5 层理论板为进料板 则此精馏段理论板层数为 4 层 提馏段 0 035 W x 5 0 7