化工原理课程设计 苯-甲苯

1、武汉工程大学化工原理课程设计课 程 设 计 说 明 书 武 汉 工 程 大 学 化工与制药学院课程设计说明书课题名称 苯-甲苯溶液连续精馏塔设计 专业班级 过程装备与控制工程01班 学生学号 学生姓名 学生成绩 指导教师 课题工作时间 11过控1班 化工原理课程设计任务书一、 课程设计题目苯-甲苯溶液连续精馏塔设计二、 课程设计的内容1 设计方案的确定2 带控制点的工艺流程图的确定3 操作条件的选择（包括操作压强、进料状态、回流比等）4 塔的工艺计算（1） 全塔物料衡算（2） 最佳回流比的确定（3） 理论板及实际板的确定（4） 塔径的计算（5） 降液管及溢流堰尺寸的确定（6） 浮阀数及排列方式

2、（筛板孔径及排列方式）的确定（7） 塔板流动性能的校核（8） 塔板负荷性能图的绘制（9） 塔板设计结果汇总表5 辅助设备工艺计算（1）换热器的面积计算及选型（2）各种接管管径的计算及选型（3）泵的扬程计算及选型6塔设备的结构设计：（包括塔盘、裙座、进出口料管）三、 课程设计的要求1、 撰写课程设计说明书一份2、 工艺流程图一张3、 设备总装图一张四、 课程设计所需的主要技术参数原料： 苯-甲苯溶液原料温度： 30处理量： 9万吨/年原料组成（苯的质量分数）：40%产品要求：塔顶产品中苯的质量分数：94%塔顶产品中苯的回收率：99%生产时间： 300天（7200 h）冷却水进口温度：30加热介质

3、： 0.6Mpa（表压）饱和水蒸汽五、 课程设计的进度安排1、 查找资料，初步确定设计方案及设计内容，1-2天2、 根据设计要求进行设计，确定设计说明书初稿，2-3天3、 撰写设计说明书，总装图，答辩，4-5天六、 课程设计考核方式与评分方法指导教师根据学生的平时表现、设计说明书、绘图质量及答辩情况评定成绩，采用百分制。其中： 平时表现 20%设计说明书 40%绘图质量 20%答辩 20%指导教师：吕仁亮 学科部负责人：杜治平 2014年 9月 1 日摘要本次设计是针对苯-甲苯的精馏问题进行分析、选取、计算、核算、绘图等，是较完整的精馏设计过程。我们对此塔进行了工艺设计，包括它的进出口管路的计

4、算，画出了塔板负荷性能图，并对设计结果进行了汇总。此设计的精馏装置包括精馏塔，再沸器，冷凝器等设备，热量自塔釜输入，物料在塔内经多次部分气化与部分冷凝进行精馏分离，由塔顶产品冷凝器中的冷却介质将余热带走。本文是精馏塔及其进料预热的设计，分离摩尔分数为0.42的苯甲苯溶液，使塔顶产品苯的摩尔含量达到98%，塔底釜液摩尔分数为3.5%。综合工艺操作方便、经济及安全等多方面考虑，本设计采用了筛板塔对苯-甲苯进行分离提纯，塔板为碳钢材料，按照逐板计算求得理论板数为14。根据经验式算得全塔效率为53.72%。塔顶使用全凝器，部分回流。精馏段实际板数为14，提馏段实际板数为14。实际加料位置在第15块板。

5、精馏段弹性操作为3.02,提馏段操作弹性为3.12。全塔塔径为1.4m。通过板压降、漏液、液泛、液沫夹带的流体力学验算，均在安全操作范围内。确定了操作点符合操作要求。关键词：苯-甲苯、精馏、热量衡算、精馏塔设计、全塔效率、操作弹性目录摘要第一章绪论11.1精馏流程设计方案的确定11.2设计思路11.2.1精馏方式的选定11.2.2加热方式21.2.3操作压力的选取21.2.4回流比的选择21.2.5塔顶冷凝器的冷凝方式与冷却介质的选择21.2.6板式塔的选择2第二章精馏塔工艺设计计算32.1物料衡算32.1.1塔的物料衡算32.2物系常数的求解32.2.1温度的求解32.2.2气相组成的求解4

6、2.2.3平均分子式量的求解42.2.4物系中苯的质量分数的求解42.2.5物系密度的求解52.2.6物系表面张力的求解62.2.7相对挥发度的求解72.3板数的确定72.3.1最小回流比及操作回流比的求解72.3.2理论板数的求解82.3.3物系黏度的求解92.3.4实际板数的求解102.4.塔气液相负荷的求解102.4.1气相密度的求解102.4.2塔气液负荷的求解11第三章热量衡算123.1物系热量常数的求解123.1.1物系汽化潜热的求解123.1.2物系热容的求解123.2热量衡算133.2.1原料预热温度的求解133.2.2热量的求解14第四章精馏塔的初步设计154.1塔径的计算与

7、选择的求解154.2溢流装置164.3塔板布置16第五章筛板流体力学验算185.1塔板压降185.2.液面落差195.3.雾沫夹带195.4.漏液195.5.漏液20第六章塔板负荷性能图216.1.漏液线216.2.液沫夹带线226.3.液相负荷下限236.4.液相负荷上限线236.5.液泛线236.6.负荷性能图及操作弹性24第七章 塔总高度的计算267.1.塔顶封头267.2.塔顶空间267.3.塔底空间267.4.人孔267.5.进料板间距267.6.群座267.7.全塔总高26第八章塔的接管278.1.进料管的计算与选择278.2.回流管的计算与选择278.3.塔底液相出塔管的计算与选

8、择278.4. 塔顶蒸汽出料管的计算与选择278.5.塔底蒸汽出料管的计算与选择28计算结果汇总29符号说明30结束语32参考文献33第一章绪论筛板精馏塔是炼油、化工、石油化工等生产中广泛应用的气液传质设备。它的出现仅迟于泡罩塔20年左右，当初它长期被认为操作不易稳定，在本世纪50年代以前，它的使用远不如泡罩塔普遍。其后因急于寻找一种简单而价廉的塔型，对其性能的研究不断深入，已能作出比较有把握的设计，使得筛板塔又成为应用最广的一种类型。1.1精馏流程设计方案的确定本设计任务为分离苯-甲苯混合物。对于二元混合物的分离，应采用连续精馏流程。设计中采用气液混合物进料，将原料液通过预热器加热至温度后送

9、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回流至塔内，其余部分作为塔顶产品冷却后送至储罐。该物系属易分离物系，最小回流比较小，故操作回流比取最小回流比的1.45倍。塔釜采用间接蒸汽加热，塔底产品经冷却后送至储罐。流程参见附图。1.2设计思路在本次设计中，我们进行的是苯和甲苯二元物系的精馏分离，简单蒸馏和平衡蒸馏只能达到组分的部分增浓，如何利用两组分的挥发度的差异实现高纯度分离，是精馏塔的基本原理。实际上，蒸馏装置包括精馏塔、原料预热器、蒸馏釜、冷凝器、釜液冷却器和产品冷却器等设备。蒸馏过程按操作方式不同，分为连续蒸馏和间歇蒸馏，我们这次所用的就是筛板式连续精馏塔。蒸馏是物料在

10、塔内的多次部分汽化与多次部分冷凝所实现分离的。热量自塔釜输入，由冷凝器和冷却器中的冷却介质将余热带走。在此过程中，热能利用率很低，有时后可以考虑将余热再利用，在此就不叙述。要保持塔的稳定性，流程中除用 泵直接送入塔原料外也可以采用高位槽。回流比是精馏操作的重要工艺条件。选择的原则是使设备和操作费用之和最低。在设计时要根据实际需要选定回流比。1.2.1精馏方式的选定本设计采用连续精馏操作方式，其特点是：连续精馏过程是一个连续定态过程，能小于间歇精馏过程，易得纯度高的产品。1.2.2加热方式 本设计采用间接蒸汽加热，加热设备为再沸器。本设计不易利用直接蒸汽加热，因为直接蒸汽的加入，对釜内溶液起一定

11、稀释作用，在进料条件和产品纯度，轻组分收率一定前提下，釜液浓度相应降低，故需在提馏段增加塔板以达到生产要求，从而又增加了生产的费用，但也增加了间接加热设备。1.2.3操作压力的选取本设计采用常压操作，一般，除了热敏性物料以外，凡通过常压蒸馏不难实现分离要求，循环水将馏出物冷凝下来的系统都应采用常压蒸馏。在化工设计中有很多加料状态，这次设计中采用气液混合物进料q=0.96。1.2.4回流比的选择对于一般体系最小回流比的确定可按常规方法处理，但对于某些特殊体系，如乙醇水体系则要特殊处理，该体系最小回流比Rmin的求取应通过精馏段操作线与平衡线相切得到。而适宜回流比R的确定，应体现最佳回流比选定原则

12、即装置设备费与操作费之和最低,一般经验值为R=(1.1-2.0)Rmin.1.2.5塔顶冷凝器的冷凝方式与冷却介质的选择塔顶选用全凝器，塔顶冷却介质采用自来水，方便、实惠、经济。1.2.6板式塔的选择板式塔工艺尺寸设计计算的主要内容包括：板间距、塔径、塔板型式、溢流装置、塔板布置、流体力学性能校核、负荷性能图以及塔高等。其设计计算方法可查阅有关资料。塔板设计的任务是:以流经塔内气液的物流量、操作条件和系统物性为依据，确定具有良好性能（压降小、弹性大、效率高）的塔板结构与尺寸。塔板设计的基本思路是：以通过某一块板的气液处理量和板上气液组成，温度、压力等条件为依据，首先参考设计手册上推荐数据初步确

13、定有关的独立变量，然后进行流体力学计算，校核其是否符合所规定的范围，如不符合要求就必须修改结构参数，重复上述设计步骤直到满意为止。最后给制出负荷性能图，以确定适宜操作区和操作弹性。塔高的确定还与塔顶空间、塔底空间、进料段高度以及开人孔数目的取值有关，可查资料。第二章精馏塔工艺设计计算2.1 精馏塔全塔物料衡算F：进料量（kmol/s） ：原料组成（摩尔分数，下同）D：塔顶产品流量（kmol/s） ：塔顶组成W：塔底残液流量（kmol/s） ：塔底组成 苯的摩尔质量：甲苯的摩尔质量：2.1.1原料液、塔顶及产品的摩尔分数2.1.2原料液、塔顶产品的平均摩尔质量 2.1.3物料衡算进料处理量2.1

14、.4物料衡算总物料衡算(间接蒸汽加热）：轻组分(苯）衡算：求解得到：D=65.61kmol/h W=79.81kmol/h 2.2物系常数的求解2.2.1温度的求解表2-1苯甲苯平衡数据1（p=101.325kPa）温度t/液相中苯的摩尔分数x%气相中苯的摩尔分数y%温度t/液相中苯的摩尔分数x%气相中苯的摩尔分数y%109.911.002.590.1155.075.5108.793.007.1180.8060.079.1107.615.0011.287.6365.082.5105.0510.020.886.5270.085.7102.7915.029.485.4475.088.5100.75

15、20.037.284.4080.091.298.8425.044.283.3385.093.697.1330.050.782.2590.095.995.5835.056.681.1195.098.094.0940.061.980.6697.098.892.6945.066.780.2199.099.6191.4050.071.380.10100.0100.0利用上表中的数据，用数值插值法确定。2.2.2气相组成的求解根据所求温度，利用表2-1，采用插值法求得各气相组成：塔顶气相组成：利用表2-1直接查得进料板处气相组成：塔底气相组成2.2.3平均分子式量的求解物料相对平均分子量：2.2.4物系

16、中苯的质量分数的求解塔体主要部位液相组成中苯的质量分数的计算：设苯的质量分数为m%,其相应液相的摩尔分率为x，分别把带入求得：液相中苯的质量分数为2.2.5物系密度的求解表2-2 苯-甲苯密度18090100110120815803.9792.5780.3768.9810800.2790.3780.3770.0利用上表中数据利用数值差值法确定进料温度，塔顶温度，塔底温度下的苯与乙醇的密度：12.2.6物系表面张力的求解表2-3 苯-甲苯的表面张力1809010011012021.2720.0618.8517.6616.4921.6920.5919.9418.4117.31利用上表采用插值法求得

17、：2.2.7相对挥发度的求解 2.3板数的确定 2.3.1最小回流比及操作回流比的求解气液相平衡方程为： 进料线方程为：联立两方程求得交点e的坐标为: 分析一定板数下的最小回流比可得：表2-4NTR122.855132.463142.188152.029161.869171.782181.710191.652201.609作图可得： R=1.9Rmin=1.9×0.8854=1.682.3.2理论板数的求解精馏段操作线方程为：提馏段操作线方程为：气液平衡线方程为：采用逐板法求解得：表2-5 塔板气液相组成板上液相组成板上气相组成X10.9518 Y10.9800 X20.9084 Y

18、20.9609 X30.8457 Y30.9315 X40.7635 Y40.8890 X50.6685 Y50.8333 X60.5730 Y60.7689 X70.4898 Y70.7042 X80.4259 Y80.6479 X90.3689 Y90.5917 X100.2960 Y100.5105 X110.2166 Y110.4067 X120.1435 Y120.2936 X130.0862 Y130.1896 X140.0465 Y140.1079 X150.0214 Y150.0514 精馏段理论板数为七，第八块板为加料板，全塔板数为十五（包括塔底再沸器）2.3.3物系黏度的求

19、解表2-6 苯-甲苯的黏度180901001101200.3080.2790.2550.2330.2150.3110.2860.2640.2450.228塔顶液相的黏度：加料板出液相的黏度：塔底液相的黏度：精馏段液相平均黏度：提馏段液相平均黏度：全塔液相平均黏度：2.3.4实际板数的求解精馏段效率：提馏段效率：全塔效率：精馏段实际板数：提馏段实际板数：全塔实际板数：有上述计算可知：精馏段实际板数取14，提馏段实际板数为14（包括塔底再沸器），全塔板数为28（包括塔底再沸器）2.4.塔气液相负荷的求解2.4.1气相密度的求解气相密度的计算：取单板压降为0.7kpa精馏段平均操作压强为：提馏段平均

20、操作压强为：精馏段气体平均密度：提馏段气体平均密度：2.4.2塔气液负荷的求解第三章热量衡算3.1物系热量常数的求解3.1.1物系汽化潜热的求解表3-1苯-甲苯汽化潜热18090100110120394.1386.9379.3371.5363.2379.9373.8367.6361.2354.6利用上表采用插值法求解：塔顶温度加料板处：3.1.2物系热容的求解表3-2 苯-甲苯的热容2温度t/708090100110CPA/卡/（克分子·）31.53035.09835.76936.44137.292CPB/卡/（克分子·）41.11841.86642.61543.36344

21、.4971卡/克分子·=4.18585J/(mol·)=4.18585kJ/(kmol·)塔顶温度3.2热量衡算3.2.1原料预热温度的求解采用试差法求得原料的预热温度为：100.31表3-3 苯-甲苯汽化潜热2温度t/708090100110A/卡/克分子74827353721870776930B/卡/克分子84798349821680807939该温度下通过试差法求得：以上数据参与热量的计算。3.2.2热量的求解第四章精馏塔的初步设计4.1塔径的计算与选择的求解（1）精馏段：插图10-423可得：（2）提馏段：插图10-423可得：4.2溢流装置 插图10-4

22、03可得：4.3塔板布置（1）取塔板分布数为：4（2）边缘区宽度的确定： (3)开孔区面积计算故(4)筛孔数n与开孔率： 第五章筛板流体力学验算5.1塔板压降（1）干板阻力计算干板阻力由式计算由，查干筛孔的流量系数图得（2）气体通过液层的阻力计算由式 ： 计算查10-47【10】液层充气系数关联图得查充气系数关联图得（3）液体表面张力的阻力计算气体通过每层塔板的液柱高度 可按下式计算，即气体通过每层塔板的压降为 5.2.液面落差对于的筛板塔，液面落差很小，可忽略液面落差的影响。本设计的,故液面落差可忽略不计。5.3.雾沫夹带液沫夹带量由式计算故本设计液沫夹带量在允许范围内5.4.漏液对于筛板,

23、漏液点气速 可由式：计算 故在设计负荷内不会产生过量漏液5.5.漏液为防止塔内发生液泛,降液管内液层高度 应服从式 的关系苯-甲苯物系属一般物系,取 则精馏段：提馏段：故在本设计中不会发生液泛现象.第六章塔板负荷性能图6.1.漏液线由 得 ： 整理得 在操作范围内,任取几个值,依上式计算值结果列于表中0.00100.00250.0040.00550.0070.00850.67320.69710.71570.73170.74600.7591整理得 0.00100.00250.0040.00550.0070.00850.60590.62890.64680.66210.67570.6882由上表数据

24、即可作出漏液线6.2.液沫夹带线取 为极限,由 整理得：在操作范围内,任取几个 值, 依上式计算 值结果列于表中0.00100.00250.0040.00550.0070.00852.36412.23082.12342.02901.94301.8629整理得：0.00100.00250.0040.00550.0070.00852.44992.31912.21392.12142.03701.9585由上表数据即可作出液沫夹带线 6.3.液相负荷下限对于平直堰,取堰上液层高度作为最小液体负荷标准.由式取E=1,则由此可做出与气体流量无关的垂直液相负荷下限.6.4.液相负荷上限线以作为液体在降液管中

25、停留时间,由式 故由此可做出与气体流量无关的垂直液相负荷上限6.5.液泛线由; 在操作范围内,任取几个值,依上式计算结果列于表中0.00100.00250.0040.00550.0070.00852.38612.27342.15122.00771.83401.6183由上表数据即可作出液泛线在操作范围内,任取几个值,依上式计算结果列于表中0.00100.00250.0040.00550.0070.00852.27562.18622.10172.01421.91971.81576.6.负荷性能图及操作弹性（1）根据以上各线方程,可做出筛板塔精馏段的负荷性能图如图所示：在负荷性能图上,作出操作点,

26、连接,即作出操作线.由图可知 故精馏段操作弹性为： （2）筛板塔提馏段的负荷性能图如图所示：在负荷性能图上,作出操作点 , 连接 ,即作出操作线.由图可知 故精馏段操作弹性为：第七章 塔总高度的计算7.1.塔顶封头 本设计采用椭圆形封头，公称直径由附录得： 内表面及 容积则封头高度 7.2.塔顶空间 取塔顶空间，考虑到需要安装除沫器，所以取塔顶空间为1.0m.7.3.塔底空间 取釜液停留时间为5min，取塔底页面至最下一层塔板之间的距离为1.0m,则： 所以 7.4.人孔 由于人孔，为安装检修需要，一般每隔68块塔板设置一个人孔，本塔有塔板28块，所以设置4个人孔，每个人孔直径为450mm，设

27、置人孔处塔板间距为。7.5.进料板间距考虑进口处安装防冲设施，取进料板处间距为HF=800mm。7.6.群座塔底常用裙座支撑，本设计采用圆筒形裙座，裙座内径>800mm，故裙座壁厚取16mm基础环内径：基础环外径：圆整后：=1200mm =2000mm 考虑到再沸器：7.7.全塔总高塔体总高度：第八章塔的接管8.1.进料管的计算与选择 取 故： 所以由附录得，输送液体用无缝钢管常用规格品种，选取规格的热轧无缝钢管。8.2.回流管的计算与选择采用直管回流，取 则:选取规格的热轧无缝钢管8.3.塔底液相出塔管的计算与选择采取直管出料，取 则：选取规格的热轧无缝钢管8.4. 塔顶蒸汽出料管的计

28、算与选择采取直管出料，取 则：选取规格的热轧无缝钢管8.5.塔底蒸汽出料管的计算与选择采用直管进气，取 则：选取规格的热轧无缝钢管计算结果汇总项目符 号单 位计算数据备注精馏段提馏段各段平均压力PmkPa106.225115.675各段平均温度tm86.865101.47平均流量气 相Vsm3/s1.4921.272液 相Lsm3/s0.003120.00536实际塔板数N块1414板间距HTm0.340.34塔的有效高度Zm14.85塔的实际高度Hm18.87塔径Dm1.61.6实际空塔气速um/s0.940.81溢流装置堰长lWm1.0561.056单溢流弓形降液管平形受液盘平形溢流堰堰高

29、hWm0.0460.04堰液层高度Howm0.01330.016降液管的宽度Wdm0.1740.174降液管的面积Afm20.1110.111降液管底隙高度h0m0.0220.004板上清液层高度hLm0.060.06孔径d0m0.0050.005正三角形排列孔间距tm0.0150.015孔数n个7844开孔面积A0m20.1540.154筛孔气速u0m/s9.6908.260塔板压降hPkPa0.0670.0622液体在降液管停留时间s64稳定系数K1.7621.60雾沫夹带evkg液/kg气0.10.1液相负荷下限线Ls,minm3/s0.0009080.000908相液负荷上限线Ls,m

30、axm3/s0.01110.0111气相最大负荷Vs，maxm3/s2.031.87气相最小负荷Vs，minm3/s0.60.67操作弹性3.023.12符号说明Aa塔板开孔区面积，m2； Af降液管截面积，m2； A0筛孔总面积，m2； AT塔截面积，m2； C0流量系数，无因次； C计算umax时的负荷系数，m/s；Cs气相负荷因子，m/s； d0筛孔直径，m；D塔径，m；eV液沫夹带量,kg(液)/kg(气)； E液流收缩系数，无因次;F气相动能因子，kg1/2/(s·m1/2)； F0筛孔气相动能因子，kg1/2/(s·m1/2)； hl进口堰与降液管间的水平距离，m； hc与干板压降相当的液柱高度，m液柱； hd与液体流过降液管的压降相当的液柱高度，m： hl与板上液层阻力相当的液柱高度，m； hL板上清液层高度，m； h0降液管的底隙高度，m； how堰上液层高度，m； hw溢流堰高度，m； hw进口堰高度，m； h与克服的压降相当的液柱高度，m； H板式塔高度; Hd降液管内清液层高度，m； HT塔板间距，m； K稳定系数，无因次； lW堰长，m； Lh液体体积流量，m3/h； LS液体体积流量，m3/s； n筛孔数目； NT理论板层数； P操作压力，Pa； P压力降，Pa；