程设计 苯—甲苯分离板式精馏塔

课程设计任务书学生姓名_专业班级应用化学_指导老师_工作部门_1课程设计题目设计一台苯甲苯分离板式精馏塔2设计要求1、设计一座苯甲苯连续精馏塔，具体工艺参数如下原料苯含量M/M（2505）原料处理量2万T/A产品要求（M/M）XD098，XW0022、操作条件塔顶压力常压进料热状况泡点进料回流比自选单板压降07KPA加热方式间接蒸气加热冷凝方式全凝器，泡点回流年操作时数8000H3、塔板类型浮阀塔板（F1重阀）三课程设计内容1、精馏塔的物料衡算及塔板数的确定2、精馏塔的工艺条件及有关物性数据的计3、精馏塔的塔体及塔板工艺尺寸计算4、塔板的流体力学验算5、塔板的负荷性能图的绘制6、精馏塔接管尺寸计算7、绘制带控制点的生产工艺流程图A3图纸8、绘制主体设备图A2图纸4进度安排1课程设计准备阶段收集查阅资料，并借阅相关工程设计书；2设计分析讨论阶段确定设计思路，正确选用设计参数，树立工程观点，小组分工协作，较好完成设计任务；3计算设计阶段物料衡算，热量衡算，主要设备工艺尺寸计算，塔盘工艺尺寸计算及流体力学计算4课程设计说明书编写阶段整理文字资料计算数据，用简洁的文字和适当的图表表达自己的设计思想及设计成果。1课程设计的目的化工原理课程设计是一个综合性和实践性较强的教学环节，也是培养学生独立工作的有益实践，更是理论联系实际的有效手段。通过课程设计达到如下目的1巩固化工原理课程学习的有关内容，并使它扩大化和系统化；2培养学生计算技能及应用所学理论知识分析问题和解决问题的能力；3熟悉化工工艺设计的基本步骤和方法；4学习绘制简单的工艺流程图和主体设备工艺尺寸图；5训练查阅参考资料及使用图表、手册的能力；6通过对“适宜条件”的选择及对自己设计成果的评价，初步建立正确的设计思想，培养从工程技术观点出发考虑和处理工程实际问题的能力；7学会编写设计说明书。课程设计题目描述和要求本设计的题目是苯甲苯浮阀式连续精馏塔的设计，即需设计一个精馏塔用来分离易挥发的苯和不易挥发的甲苯，采用连续操作方式，需设计一板式塔，板空上安装浮阀，具体工艺参数如下生产能力2万吨/年料液原料组成25苯，60甲苯（摩尔分数，下同）产品组成馏出液98苯，釜液2苯操作压力塔顶压强为常压进料温度泡点进料状况泡点加热方式间接蒸汽加热回流比R（122）RMIN3课程设计报告内容31流程示意图冷凝器塔顶产品冷却器苯的储罐苯回流原料原料罐原料预热器精馏塔回流再沸器塔底产品冷却器甲苯的储罐甲苯32流程和方案的说明及论证321流程的说明首先，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，完成苯与氯苯的分离。322方案的说明和论证浮阀塔之所以广泛应用，是由于它具有下列特点1生产能力大，由于塔板上浮阀安排比较紧凑，其开孔面积大于泡罩塔板，生产能力比泡罩塔板大2040，与筛板塔接近。2操作弹性大，由于阀片可以自由升降以适应气量的变化，因此维持正常操作而允许的负荷波动范围比筛板塔，泡罩塔都大。3塔板效率高，由于上升气体从水平方向吹入液层，故气液接触时间较长，而雾沫夹带量小，塔板效率高。4气体压降及液面落差小，因气液流过浮阀塔板时阻力较小，使气体压降及液面落差比泡罩塔小。5塔的造价较低，浮阀塔的造价是同等生产能力的泡罩塔的5080，但是比筛板塔高2030。浮阀塔盘的操作原理和发展浮阀塔的塔板上，按一定中心距开阀孔，阀孔里装有可以升降的阀片，阀孔的排列方式，应使绝大部分液体内有气泡透过，并使相邻两阀容易吹开，鼓泡均匀。为此常采用对液流方向成错排的三角形的排列方式。蒸汽自阀孔上升，顶开阀片，穿过环形缝隙，以水平方向吹入液层，形成泡沫，浮阀能随着气速的增减在相当宽的气速范围内自由升降，以保持稳定的操作。但是，浮阀塔的抗腐蚀性较高（防止浮阀锈死在塔板上），所以一般采用不锈钢作成，致使浮阀造价昂贵，推广受到一定限制。随着科学技术的不断发展，各种新型填料，高效率塔板的不断被研制出来，浮阀塔的推广并不是越来越广。近几十年来，人们对浮阀塔的研究越来越深入，生产经验越来越丰富，积累的设计数据比较完整，因此设计浮阀塔比较合适。323设计方案的确定1操作压力精馏操作可在常压，加压，减压下进行。应该根据处理物料的性能和设计总原则来确定操作压力。例如对于热敏感物料，可采用减压操作。本次设计苯和甲苯为一般物料因此，采用常压操作。2进料状况进料状态有五种过冷液，饱和液，气液混合物，饱和气，过热气。但在实际操作中一般将物料预热到泡点或近泡点，才送入塔内。这样塔的操作比较容易控制。不受季节气温的影响，此外泡点进料精馏段与提馏段的塔径相同，在设计和制造上也叫方便。本次设计采用泡点进料，即Q1。3加热方式精馏釜的加热方式一般采用间接加热方式，若塔底产物基本上就是水，而且在浓度极稀时溶液的相对挥发度较大。便可以直接采用直接接加热。直接蒸汽加热的优点是可以利用压力较低的蒸汽加热，在釜内只需安装鼓泡管，不需安装庞大的传热面，这样，操作费用和设备费用均可节省一些，然而，直接蒸汽加热，由于蒸汽的不断涌入，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。塔釜中易于挥发组分的浓度应较低，因而塔板数稍微有增加。但对有些物系。当残液中易挥发组分浓度低时，溶液的相对挥发度大，容易分离故所增加的塔板数并不多，此时采用间接蒸汽加热是合适的。4冷却方式塔顶的冷却方式通常水冷却，应尽量使用循环水。如果要求的冷却温度较低。可考虑使用冷却盐水来冷却。5热能利用精馏过程的特性是重复进行气化和冷凝。因此，热效率很低，可采用一些改进措施来提高热效率。因此，根据上叙设计方案的讨论及设计任务书的要求，本设计采用常压操作，泡点进料，间接蒸汽加热以及水冷的冷却方式，适当考虑热能利用。4精馏塔的工艺计算41精馏塔的物料衡算411物料衡算1原料液及塔顶、塔底产品的摩尔分率苯的摩尔质量；甲苯的摩尔质量OL781KG/MAMOL9214KG/MBM；250FX90D02WX（2）原料液及塔顶、塔底产品的平均摩尔质量原料液的平均摩尔质量KG/OL6382501495178FKG/MOL39014298017DM6W（3）物料衡算原料处理量1728638012FHKMOL总物料衡算WD苯的物料衡算282025098D002W联立解得；17HKOL142HKOL412相对挥发度的计算气液相平衡数据T/8018590951001051106AAKP/10133116913551557179220422400B40046054063374386010133X/摩尔分数1000078005810412025801300Y/摩尔分数1000090007770633045602620因此有塔顶用T8010时，A103KPAAKP04B542BADP塔底用T10163时，AKP042AAKP310B372BADP平均相对挥发度462WD42塔板数的确定421理论板层数的求算4211逐板法求塔板数1平衡线方程的求算汽液相平衡方程式YYYX461212Q线方程进料状态由五种，即过冷液体进料（Q1,饱和液体进料（Q1），气液混合进料0Q1和过热蒸汽进料Q0，本设计选用的为泡点进料，故Q1。则XFXQ3最小回流比；250FPXPPYX461由以上两式可得；41PY32MINPDXYR由于02IN4精馏段操作线方程精馏段液相质量流量1208LRDKMOLH精馏段气相质量流量V74V精馏段操作方程07524YX提馏段液相质量流程108248LQFKMOLH提段气相质量流程117VKOLH270416VRW提馏段操作线方程901WXRY由以上精馏段操作方程和提馏段操作线方程可得两操作线交点的横坐标为024FX5理论塔板数的确定先交替使用相平衡方程和精馏段操作线方程计算如下；11980952DYXX相平衡；2205443；337YX；4480689；55079YX；663；771049YX；880522；9945YX；101043252024FYXX以下交替使用提馏线操作线方程语相平衡方程得；121204035；33794YX；141576X；627；17179YX；880903；1919452YX；2020356711802WYXX故理论板为21块，精馏板为10块，第11块为进料板4212逐板法求塔板数由此算得于逐板法得一致422精馏塔塔效率的计算在T954时，此时查得苯和甲苯黏度，0268苯0295甲苯则02685029758L时,此时的相对挥发度为1/4T162437ABP则028756409L查奥康内尔精馏塔全塔板效率图得052E43塔的工艺条件及物性数据计算431混合液的平均摩尔质量计算进料板苯的摩尔分数在塔板数计算中得进料板的苯的摩尔分数为（94）Y0649X0428064978106499282914KG/KMOLVFMM042878104289286008KG/MOLL塔底摩尔分数（11063）X0024Y0024KMOLKGVWM/6491204178024ML平均摩尔质量8291491664/287289KG/KMOLVM8600891664/288836KG/KMOLL432平均密度计算进料板平均密度T94时，7893,789,039苯KG/M甲苯3KG/苯参考化工原理P361某些有机液体的相对密度图（下同）798LFM79861033/塔底平均密度T11063,780,775,002苯3KG/M甲苯3KG/苯3/1759802KOLMLW故7751798/278655KG/M3102315MEVM283KG/M3_MVRTMP1527103488433液体的平均张力T11063时,172,178苯1MN甲苯1MNT94时，198，199，由化工原理第三版苯甲苯甲苯P379查得T10163时，0024172（10024）178177859LW1MT94时，0428198（10428）199198572FN提馏段平均张力1882_27856191M434提馏段气液相的体积流量LH2602M3/HMM5786320VH50445M3/H94144塔体工艺尺寸计算441精馏段塔径计算由FLV及（HTHL）查SMITH图（化工单元过程及课程设计P161）气流动参数FLV0086VLHHQ832576504取塔盘清夜层高度HL007MHT045M液滴沉降高度HTHL045M007M038M当1882时的负荷因子C20等于0028由工艺条件得CC20（02008120液乏气速UFC0081135M/SVL832576取泛点率为075，故空塔气速U0750751351013M/SFU气相通过的塔截面积A138M2013654UQSV取70/DLW00877/1SIN21DLLAWWTD由计算DTD2513087MATDDMT314故取D14M2254DAT24051MATDTSQUSV9704136/设计点的泛点率35FU442精馏塔高度计算1精馏段有效高度计算Z精N精1HT1003535M2提馏段有效高度计算Z提N提1HT17104572M如进料板上面开一人孔，其高度为06M3精馏塔的有效高度为Z有Z精Z提08357206113M4精馏塔的实际高度为塔两端空间，上封头留15M下封头留15MZ实Z有1521133143M443溢流装置的计算由化工单元过程及设备课程设计P166流液收缩图降管液的尺寸21350451MATD降液管宽度DLBW2/选取HB004M溢流堰尺寸LW980741堰上液头高HOW,取E1MLQEHOWVLH253108423堰高OLW0407溢流强度/6983HUWVLH降液管底隙流体速度SMHLQUBWVLS板负荷性能451浮阀计算及其排列（1）浮阀数选取F1型浮阀，阀孔直径D00039M根据表54选择单流型初取F011,则SMVU/5468321/0浮阀数1093654402DQNVS（2）排列方式取塔板上液体进，出口安定区宽度BS75取边缘区宽度BC005MMBDSDX4250107521CR6/422122SINRXXRXAA20020976SIN4TDTAMAA8/0根据估算提供孔心距进行布孔，按T75MM进行布孔，实排阀数N163阀孔气速SDNQUVS/27400动能因子183270F塔板开孔率126054/6/20AT46塔板的流体性能的校核461泡沫夹带量校核为控制液沫夹带量EV过大，应使泛点F108082浮阀塔板泛点率计算如下BFLVSVWSAKCZQLQF3611由塔板上气相密度及板间距HT045M查图526（泛点荷3/82MKGV因数）得系数GF0128,根据表511（物性系数）所提供的数据，取K1塔板液流道长ZLD2BD14220210M液流面积2713041ADTB故得80572718060563/504_H故不会产生过量的液沫夹带462塔板阻力计算由化工单元过程及设备课程设计P171泛点负荷因数图（1）干板阻力0H临界孔速2079573821UUVC阀孔大于其临界孔阀气速,故应在浮阀全开状态计算干板阻力。00C51892756342350MGUHLV（2）塔板清液层阻力1HM03705LLH3克服表面张力所造成阻力1046203981576414303MGDHL由以上三阻力之和求得塔板阻力FH086240HHLF463降液管液面校对流体流过降液管底隙的阻力0521082MHLQHBWVLD浮阀塔板上液面落差较小可以忽略，则降液管内清液层高度1640520862504MHOWHHDFD取降液管中泡沫层相对密度，则可求降液管中泡沫层高度269D而，故不会发生降液管液泛。450450DWTHHH464液体在降液管内停留时间校核应保证液体在降液管内的停留时间大于3S5S，才能保证液体所夹带的气体的释放。548026/451306/SQHAVLSTD故所夹带气体可以释出465严重漏液校核当阀孔的动能因子F05的相应孔流气速/9728350SMVU稳定系数故不会发生严重漏液025140UK466塔板负荷性能图由化工单元过程及设备课程设计P187塔板负荷性能图（1）过量液沫夹带线关系式根据前面液沫夹带的校核选择F108则有12807/368257680VLSWSQQHMQHMQVHLVH/567/0/333时，当时，当由此两点作过量液夹带线（A2液相下限线关系式对于平直堰，其堰上液头高度HOW必须大于0006M。取HOW0006M，即可以确定液相流量的下限线06108423/23WVLHLQEHOW取E10，代人LW098/0398703HMQVLH该线为垂直轴的直线，记为（B3严重漏液线关系式因动能因子F05时，会发生严重漏液，故取F05,计算相应气体流量VHQ972/5/3600VVVHUUA/8720/5436432002HMDNDNQVVH该线为平行轴的直线，为漏液线，也称为气相下限线，记（CL4液相上限线关系式降液的最大流量为S5HMHAQTDTDVLH/7435017205/360该线为平行轴的直线，记为（DVH5降液管液泛关系式根据降液管液泛的条件，得以下将液管液泛工况下的关系28504506OWHTD或HOHTDFW即25322710710341053290VLHVLHVQQQ102030405060/3HMQVL613375907556625383506064681操作弹性5638720/741/MINAXVHVHQ适宜裕度469HHHIN47换热器的计算471原料预热器16517KKGJCHP甲苯苯40FXHKGQHM/104723/0869517KKJCP设加热原料温度由10加热到104则HTCCPHM/104046472塔顶冷凝器R苯390KJ/KGSKJRQMH/93360581苯473塔底再沸器KGJ/3甲苯SKJRQMB/612730654817474贮罐的体积计算由化工单元过程及设备课程设计查得在011MPA下，塔顶采量D7394KMOL/H3/8MKG故HDRQVH213/810KGL设冷凝液停留20MIN，补充系数7则36/08/MLVH贮罐容积估算结果表475进料罐线管径选择原液流速U05M/S管线直径MUVDL0961514379860144选取管材，其内径为0121M613位号名称停留时间容积/M3V101原料中间罐20MIN13V102回流罐10MIN7V103塔顶产品罐24H937V104塔底产品罐24H937其实际流速为U10471/3600798078500916205M/S5设计结果汇总表表一设备一览表序号位号设备名称形式主要结构参数或性能1T101循环苯精馏塔筛板塔D1400NP27H185002E101原料预热器固定管板式24M23E102塔T101顶冷凝器固定管板式151M24E103塔T101再沸器固定管板式166M25E104塔顶产品冷却器固定管板式55M26E105塔底产品冷却器固定管板式62M27P101进料泵2号离心泵QV14M3/HH10M8P102釜液泵2号离心泵QV8M3/HH4M9P103回流泵2号离心泵QV11M3/HH19M10P104塔顶产品泵2号离心泵QV6M3/HH19M11P105塔底产品泵2号离心泵QV8M3/HH4M12V101原料罐卧式V13M313V102回流罐卧式V7M314V103塔顶产品罐立式937M215V104塔底产品罐立式937M216V105不合格产品罐立式937M2表二提留段塔板设计结果汇总表塔板主要结构参数数据塔板主要流动参数数据塔径M塔板间距TH堰长LW堰宽DB堰高HW入口堰高W底隙HBTDA/塔截面积AT降液管面积D有效传质区AA开孔面积0气相流通面积阀孔直径0D阀孔数N开孔率TA/0孔心距T边缘区宽CB塔板厚S安定区宽S排列方式14M06M098M02001M0045M无004M00877M1513M0135M1020M0215M1405M0039M163012600809M0050M0075M错排流动方式液体流量VLHQ气体流量QVVH液泛气速FU空塔气速UF/降液管内流速UD底隙流速B泛点率F1溢流强度LU堰上头液高度HOW塔板阻力F降液管内液体层高度HD降液管内液沫层高度HD/降液管液体停留时间阀孔气速0U阀孔动能因子F0漏液点气速稳定系数K最大气相流量MAXVBQ最大气相流量（QVVHMIN单流型262M3/H50445M3/H135M/S099709370053M/S018