苯-甲苯连续精馏装置工艺设计.doc

《苯-甲苯连续精馏装置工艺设计.doc》由会员分享，可在线阅读，更多相关《苯-甲苯连续精馏装置工艺设计.doc（27页珍藏版）》请在沃文网上搜索。

1、目 录一、序言4二、设计任务书52.1设计题目52.2 设计任务52 .3操作条件5三、工艺设计计算53.1设计方案的确定53.2 精馏塔的物料衡算83.3 塔板数的确定83.3.1理论板层数NT的求取83.3.2 实际板数的求取113.4精馏塔的工艺条件及有关物性数据的计算113.4.1 操作压力计算113.4.2 操作温度计算113.4.3 平均摩尔质量计算123.4.4 平均密度计算133.4.5 液体平均表面张力计算143.5气液负荷计算153.6精馏塔的塔体工艺尺寸计算163.6.1 塔径的计算163.6.2 有效高度的计算173.7塔板主要工艺尺寸的计算173.7.1 溢流装置计算

2、173.7.2 塔板布置193.8 筛板的流体力学验算203.8.1 精馏段203.8.2 提馏段223.9塔板负荷性能图233.9.1精馏段233.9.2 提馏段253.10附属设备设计273.10.1 泵的计算与选型273.10.2 冷凝器283.10.3 再沸器29四、课程设计总结29 4.1 设计结果一览表294.2 个人总结30五、参考文献31六、附录（符号说明）31七、工程图纸291 序 言 化工原理课程设计是综合运用化工原理课程和有关先修课程（物理化学，化工制图等）所学知识，完成一个单元设备设计为主的一次性实践教学，是理论联系实际的桥梁，在整个教学中起着培养学生能力的重要作用。通

3、过课程设计，要求更加熟悉工程设计的基本内容，掌握化工单元操作设计的主要程序及方法，锻炼和提高学生综合运用理论知识和技能的能力，问题分析能力，思考问题能力，计算能力等。 精馏是分离液体混合物（含可液化的气体混合物）最常用的一种单元操作，在化工，炼油，石油化工等工业中得到广泛应用。精馏过程在能量剂驱动下（有时加质量剂），使气液两相多次直接接触和分离，利用液相混合物中各组分的挥发度的不同，使易挥发组分由液相向气相转移，难挥发组分由气相向液相转移，实现原料混合液中各组分的分离。根据生产上的不同要求，精馏操作可以是连续的或间歇的，有些特殊的物系还可采用衡沸精馏或萃取精馏等特殊方法进行分离。本设计的题目是

4、苯-甲苯连续精馏筛板塔的设计，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，需设计一板式塔将其分离。2 连续精馏塔设计任务书2.1设计题目：苯-甲苯连续精馏塔的设计。2.2 设计任务：物料处理量：7.1万吨年进料组成 ： 41 苯，苯-甲苯常温混合溶液 （质量分率，下同）分离要求： 塔顶产品组成苯 96；塔底产品组成苯 1% 2.3 操作条件： 操作压力 ：4 kPa （塔顶表压） 进料温度：30进料热状况：沸点进料回流比： 自选 单板压降： 0.7kPa冷凝体系：冷却水进口温度25 冷却水出口温度45塔板类型：筛板（浮阀）塔工时： 每年工作日为330天（一年中有一天

5、检修）建厂地址：巢湖3 工艺设计计算3.1 设计方案的确定 本设计任务为分离苯一甲苯混合物。对于二元混合物的分离，应采用连续精馏流程。设计中采用泡点进料，将原料液通过预热器加热至泡点后送人精馏塔内。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，其余部分经产品冷却器冷却后送至储罐。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2倍。塔釜采用间接蒸汽加热，塔底产品经冷却后送至储罐。板式塔的简略图如图一所示：图一板式精馏塔简图实验数据：表1 苯和甲苯的物理性质项目分子式分子量M沸点（）临界温度tC（）临界压强PC（kPa）苯A甲苯BC6H6C6H5-CH378.1192

6、.1380.1110.6288.5318.576833.44107.7表2 纯组分的表面张力温度8090100110120苯，mN/m甲苯，mN/m21.221.72020.618.819.517.518.416.217.3表3 组分的液相密度温度()8090100110120苯，kg/m3甲苯，kg/m3814809805801791791778780763768表4 常压下苯甲苯的气液平衡数据温度t液相中苯的摩尔分率x气相中苯的摩尔分率y110.560.000.00109.911.002.50108.793.007.11107.615.0011.2105.0510.020.8102.791

7、5.029.4100.7520.037.298.8425.044.297.1330.050.795.5835.056.694.0940.061.992.6945.066.791.4050.071.390.1155.075.580.8060.079.187.6365.082.586.5270.085.785.4475.088.584.4080.091.283.3385.093.682.2590.095.981.1195.098.080.6697.098.880.2199.099.6180.01100.0100.0表5 液体粘度温度()8090100110120苯（）甲苯（）0.3080.3110

8、.2790.2860.2550.2640.2330.2540.2150.2283.2 精馏塔的物料衡算原料液及塔顶、塔底产品的摩尔分率 原料液及塔顶、塔底产品的平均摩尔质量物料衡算 原料处理量 F总物料衡算 102.31=D + W苯物料衡算 102.310.41=0.96D0.01W联立解得 D42.99 kmol/h W59.32kmol/ h式中 F：原料液流量 D：塔顶产品量 W：塔底产品量3.3 塔板数的确定3.3.1理论板层数NT的求取苯一甲苯属理想物系，可采用作图法求理论板层数求最小回流比及操作回流比。 采用恩特伍德方程求最小回流比。 求精馏塔的气、液相负荷 取泡点进料：=1求操

9、作线方程精馏段操作线方程为提馏段操作线方程为逐板法求理论板数又根据 可解得=2.475 则相平衡方程 用图解法求理论塔板数精馏段操作线方程经过点（0.966,0.966）；（0,0.318）提馏段操作线方程经过点（0.012,0.012）；Q线方程：x=0.45图解法求理论塔板数由图可知，求解结果为：总理论板层数 其中,进料板在第7块板3.3.2 实际板层数的确定全塔效率的计算:根据塔顶、塔底和进料温度，查表得：，则：， 精馏段实际板层数：块提馏段实际板层数：块进料板在第13块板3.4 精馏塔的工艺条件及有关物性数据的计算3.4.1 操作压力计算 塔顶操作压力 101.3+4105.3 kP

10、每层塔板压降 P0.7 kPa 进料板压力105.30.710113.7kPa 精馏段平均压力 P m（105.3113.7）2109.5kPa塔底操作压力PW 105.30.720 119.3kPa提馏段平均压力P m（119.3113.7）2116.5kPa3.4.2操作温度计算 依据操作压力，由泡点方程通过试差法计算出泡点温度，其中苯、甲苯的饱和蒸气压由安托尼方程计算。计算过程如下：泡点方程 苯一甲苯溶液可作为理想溶液，纯组分的蒸汽压为：苯 ；甲苯 式中P0的单位是kPa；温度t的单位是。根据塔顶、塔底和进料的压力，迭代得：塔顶温度 进料板温度 85.53 塔底温度 =105.0精馏段平

11、均温度 83.24提馏段平均温度 95.273.4.3平均摩尔质量计算 塔顶平均摩尔质量计算： 由=0.966,代入相平衡方程得x1 = 0.901 MVDm0.96678.11(1-0.96)92.1378.67kg/kmol MLDm0.90178.11(1-0.901)92.1378.81kg/kmol 进料板平均摩尔质量计算: 0.450 由相平衡方程， 得0.632， =0.63278.11(1-0.632) 92.1386.38 kg/kmol=0.45078.11(1-0.450)92.1390.08 kg/kmol 塔底平均摩尔质量计算：由= 0.012,由相平衡方程，得yw

12、=0.1570.15778.11+(1-0.157)92.13=86.60 kg/kmol=0.01278.11(1-0.012)92.13=91.98 kg/kmol精馏段平均摩尔质量：(78.67+86.38) / 2 =82.53 kg/kmol(78.81+90.08) / 2 =84.45 kg/kmol提馏段平均摩尔质量：(86.60+86.38) / 2 =86.49 kg/kmol(90.08+91.98) / 2 =91.03 kg/kmol3.4.4平均密度计算 气相平均密度计算 由理想气体状态方程计算：精馏段的平均气相密度即 提馏段的平均气相密度 液相平均密度计算 液相平

13、均密度依下式计算，即 塔顶液相平均密度的计算:由tD80.94，查手册得 塔顶液相的质量分率A0.96进料板液相平均密度的计算: 由tF85.53，查手册得 进料板液相的质量分率A0.41塔底液相平均密度的计算: 由tw105.0，查手册得 塔底液相的质量分率A0.01精馏段液相平均密度为： 提馏段液相平均密度为：3.4.5 液体平均表面张力计算 液相平均表面张力依下式计算，即 塔顶液相平均表面张力的计算： 由 tD80.94，查手册得 进料板液相平均表面张力的计算：由tF85.53，查手册得 塔底液相平均表面张力的计算： 由 tW105.0，查手册得 精馏段液相平均表面张力为： 提馏段液相平

14、均表面张力为：3.5 气液负荷计算精馏段：L=RD=1.3142.99=56.32 kmol/hV=(R+1)D=2.3142.99= 99.31kmol/h提馏段：泡点进料：q=13.6 精馏塔的塔体工艺尺寸计算3.6.1 塔径的计算精馏段塔板间距HT的选定很重要，它与塔高、塔径、物系性质、分离效率、塔的操作弹性，以及塔的安装、检修等都有关。可参照下表所示经验关系选取。表6 板间距与塔径关系塔径D，m0.30.50.50.80.81.61.62.42.44.0板间距HT，mm200300250350300450350600400600精馏段：初选板间距，取板上液层高度故，查筛板塔的泛点关联图

15、得 C20=0.071 物系表面张力为时，取安全系数为0.7（安全系数0.60.8），则：空塔气速为故提馏段：初选板间距，取板上液层高度故，查筛板塔的泛点关联图得 C20=0.067物系表面张力为时，取安全系数为0.7（安全系数0.60.8），则：空塔气速为故根据以上数据，按标准,塔径圆整为D=1.6m，塔截面积为 实际空塔气速：精馏段 提馏段 初选板间距，取板上液层高度3.6.2 精馏塔有效高度的计算 精馏段有效高度为 Z精（N精-1）HT(12-1)0.454.95 提馏段有效高度为 Z提（N提-1）HT(13-1)0.455.4m 在进料板上方开一人孔，其高度为0.8m 故精馏塔的有效高

16、度为 ZZ精Z提0.811.15 m 3.7 塔板主要工艺尺寸的计算 3.7.1 溢流装置计算 因塔径D1.6m，可选用单溢流弓形降液管，采用凹形受液盘。精馏段： 溢流堰长单溢流=（0.60.8）D，取堰长为0.66D=0.661.6=1.056m出口堰高：选用平直堰，查表，知E=1.042，故降液管的宽度与降液管的面积由，查图得， 计算液体在降液管中停留时间以检验降液管面积（大于5s，符合要求）降液管底隙高度取液体通过降液管底隙的流速（0.07-0.25） 受液盘采用凹形受液盘，不设进堰口，深度为50mm。提馏段：溢流堰长单溢流=（0.60.8）D，取堰长为0.8D=1.28m出口堰高：查表

17、得E=1.02, 故降液管的宽度与降液管的面积：由，查图得 ，计算液体在降液管中停留时间以检验降液管面积（大于5s，符合要求）降液管底隙高度取液体通过降液管底隙的流速（0.07-0.25）依公式： 3.7.2 塔板布置 塔板的分块 因D800mm，故塔板采用分块式。查表得，塔板分为4块。精馏段：取边缘区宽度Wc=0.035m(3050mm),安定区宽度依公式 计算开孔区面积Aa，筛孔数与开孔率：取筛孔的孔径为，正三角形排列，一般碳质的板厚为,取，故孔中心距筛孔数 ，故筛孔数为5657个开孔率 （在515范围内）每层筛板上的开孔面积 气体通过筛孔的气速为 提馏段：取边缘区宽度Wc=0.035m(

18、3050mm),安定区宽度依公式 计算开孔区面积Aa，筛孔数与开孔率：取筛孔的孔径为，正三角形排列，一般碳质的板厚为，取故孔中心距筛孔数 ，故筛孔数为5729个开孔率 （在515范围内）则每层板上的开孔面积 气体通过筛孔的气速为 3.8 筛板的流体力学验算 塔板的流体力学验算，目的在于核验工艺尺寸已定的塔板，在设计任务规定的气、液负荷下能否正常操作。3.8.1 精馏段 气体通过筛板的压降，相当的液柱高度a)干板压降相当的液柱高度依据，查干筛孔的流量系数图，得 C0=0.772b)气体穿过板上液层压降相当的液柱高度，由与关联图，查得板上液层充气系数=0.624c)克服液体表面张力压降相当的液柱高

19、度，综上：则单板压降：液面落差 对于筛板塔，液面落差很小，且本例的塔径和液流量均不大，故可忽略液面落差的影响。 液沫夹带故在设计负荷下不会发生过量液沫夹带漏液筛板的稳定性系数，故在设计负荷下不会产生过量漏液。液泛为防止降液管液泛的发生，应使降液管中清液层高度取，则：，故，在设计负荷下不会发生液泛。根据以上塔板各项流体力学验算，可认为精馏段塔径及各项工艺尺寸是适合的。3.8.2 提馏段 气体通过筛板的压降，相当的液柱高度a)干板压降相当的液柱高度依据，查干筛孔的流量系数图得，C0=0.772b)气体穿过板上液层压降相当的液柱高度，由与关联图，查得板上液层充气系数c)克服液体表面张力压降相当的液柱

20、高度：综上：则单板压降： 液面落差 对于筛板塔，液面落差很小，且本例的塔径和液流量均不大，故可忽略液面落差的影响。液沫夹带 故在设计负荷下不会发生过量液沫夹带 漏液筛板的稳定性系数，故在设计负荷下不会产生过量漏液。 液泛为防止降液管液泛的发生，应使降液管中清液层高度取，则：，故，在设计负荷下不会发生液泛。根据以上塔板各项流体力学验算，可认为提馏段塔径及各项工艺尺寸是适合的。3.9 塔板负荷性能图3.9.1 精馏段漏液线： 得：在操作范围内，任取几个值，依上式计算出值，计算结果列于下表。 /(m3/s)0.0050.0120.0200.025/(m3/s)0.6790.7900.8790.926

21、由上表数据即可作出漏液线液沫夹带线 以eV0.1kg液体/kg干气为限，求得VS-LS关系如下：，联立以上几式，整理得：在操作范围内，任取几个值，依上式计算出值，计算结果列于下表。 /(m3/s)0.0050.0120.0200.025/(m3/s)14.6714.2113.7913.55由上表数据即可作出液沫夹带线液相负荷下限线 对于平直堰，取堰上液层高度0.006m作为最小液体负荷标准。据此可作出与气体流量无关的垂直液相负荷下限线。液相负荷上限线 以作为液体在降液管中停留时间的下限 据此可作出与气体流量元关的垂直液相负荷上限线液泛线令 由，联立得：忽略，将与，与，与的关系式代人上式，整理得

22、：在操作范围内，任取几个值，依上式计算出值，计算结果列于下表。 /(m3/s)0.0050.0120.0200.025/(m3/s)2.962.531.881.26由上表数据即可作出液泛线根据以上各线方程，可作出筛板塔的精馏段负荷性能图，如下所示。 图2 精馏段负荷性能图在负荷性能图上，作出操作点P，连接OP，即作出操作线。由图可看出，该筛板的操作上限为液泛控制，下限为漏液控制。由上图查得：，故操作弹性为：3.9.2 提馏段漏液线 ，得：在操作范围内，任取几个值，依上式计算出值，计算结果列于下表。 /(m3/s)0.0050.0120.030.035/(m3/s)0.6640.72230.78

23、50.802由上表数据即可作出漏液线液沫夹带线 以 0.1kg液体/kg干气为限，求关系如下： ，联立以上几式，整理得：在操作范围内，任取几个值，依上式计算出值，计算结果列于下表。 /(m3/s)0.0050.0120.030.035/(m3/s)2.9272.4421.8951.734由上表数据即可作出液沫夹带线液相负荷下限线 对于平直堰，取堰上液层高度0.006m作为最小液体负荷标准。据此可作出与气体流量无关的垂直液相负荷下限线液相负荷上限线 以作为液体在降液管中停留时间的下限 据此可作出与气体流量元关的垂直液相负荷上限线 液泛线 令 由，联立得：忽略，将与，与，与的关系式代人上式，整理得

24、：在操作范围内，任取几个值，依上式计算出值，计算结果列于下表。 /(m3/s)0.0050.0120.030.035/(m3/s)2.2071.8751.2150.846由上表数据即可作出液泛线根据以上各线方程，可作出筛板塔的提馏段负荷性能图，如下所示。图3 提馏段负荷性能图在负荷性能图上，作出操作点P，连接OP，即作出操作线。由图可看出，该筛板的操作上限为液泛控制，下限为漏液控制。由上图查得：，故操作弹性为 ：3.10 附属设备设计3.10.1泵的计算与选型进料温度 85.55 ，进料量 F=102.31 kmol/h， 取管内流速 ，则：故可采用油泵80Y-60B，实际管径 d=70mm，

25、实际流速 雷诺数 ，取绝对粗糙度 则相对粗糙度 时，摩擦系数可用下式计算：则：摩擦系数进料口位置高度 ，扬程 所以可选择油泵 80Y-60B3.10.2 冷凝器塔顶温度 tD80.90 ，冷凝水t1=25，t2=45 ，由tD80.90 ，查液体汽化潜热热共线图得：气体摩尔体积 蒸汽体积流量 ，塔顶蒸汽冷凝量 冷凝器热负荷 ，取传热系数 传热面积 ，水的比热容 冷凝水的质量流量 3.10.3 再沸器塔底温度tW105.0，用的蒸汽加热，釜液出口温度， 由105.0，查液体汽化潜热热共线图得：气体摩尔体积 气体流量 ，塔底液体汽化量 再沸器热负荷 ，取传热系数 传热面积 ，甲苯的比热容 加热蒸汽

26、的质量流量 4 课程设计总结4.1 设计结果一览表项目符号单位计算数据精馏段提馏段实际塔板数N块1215各段平均温度气相平均摩尔质量液相平均摩尔质量气相平均密度液相平均密度液体平均表面张力tmMV,mML,mV,mL,mL,mg/molg/molkg/m3kg/m3mN/m83.2482.5384.452.727810.620.9995.2786.4991.033.268796.1521.11气相流量Vsm3/s1.6061.37液相流量Lsm3/s0.00370.0075板间距板上液层高度HThLmm0.450.090.450.09塔径Dm1.61.6空塔气速um/s0.7140.646塔板

27、液流形式单流型单流型溢流管型式受液盘弓形凹形弓形凹形溢流堰长出口堰高lwm1.0561.28hwm0.06550.053溢流堰宽度降液管面积停留时间管底与受液盘间距边缘区宽度安定区宽度WdAfmm2s0.1980.1459.130.320.3028.39hoWcWsmmm0.04840.0350.100.05060.0350.10开孔区面积孔径Aadom2mm1.10251.1135孔中心距tmm15.015.0筛孔数n个56575729开孔面积筛孔气速Aouom2m/s0.11112.940.11211.61液沫夹带eVkg液体/kg干气0.01380.0142漏液uowm/s7.2006.

28、518降液管中清液层高度Hdm0.11650.14053液相负荷下限液相负荷上限气相负荷下限气相负荷上限操作弹性Ls,minLs,maxVs,minVs,maxm3/sm3/sm3/sm3/s0.0008470.01630.602.534.220.001060.03400.721.732.404.2 个人总结通过历时一周的化工原理课程设计，使我们初步掌握化工设计的基础知识和设计原则及方法；学会各种手册的使用方法及物理性质、化学性质的查找方法和技巧；掌握了各种结果的校核，能画出工艺流程、塔板结构等图形。并且在设计过程中我们不仅要考虑理论上的可行性，还要考虑生产上的安全性和经济合理性。 在这短短的

29、一周里，通过跟同学的讨论，到进行整个流程的计算，再到对工业材料上的选取论证和后期的程序的编写以及装置图的绘制等过程的培养，我体会到了利用所学的有限的理论知识去解决实际中各种问题的总总不易。在我们所查找到的很多参考书中，很多的知识是我们从来没有接触到的，让我们意识到我们对设计对象的理解还仅限于书本上，对实际当中事物考虑的还很不够完善。 在实际计算过程中，由于在一些应用问题上，我们直接套用书上的公式或过程，并没有彻底了解各个公式的出处及用途，对于一些工业数据的选取，也只是根据范围自己简单的选择，并不一定符合现实应用。因此，一些计算数据有时并不是十分准确的，只是拥有一个正确的范围及趋势，因而可能存在

30、一定的误差，影响后面具体设备的选型。假如我们有更充分的时间，我想可以进一步再完善我们的结果。 在本次课程设计的训练中，让我对自己的专业有了更加全面的认识，这对我们以后的继续学习是一个很好的指导方向，我们了解了工程设计的基本内容，掌握了化工设计的主要程序和方法，增强了分析和解决工程实际问题的能力。 由于我们的水平有限，设计中难免有不足之处，恳请老师批评指正。5 参考文献1谭天恩.化工原理(第二版)下册.北京：化学工业出版社，19982何潮洪，冯霄.化工原理.北京：科学出版社，20013柴诚敬，刘国维.化工原理课程设计.天津：天津科学技术出版社，19944贾绍义，柴敬诚.化工原理课程设计.天津：天

31、津大学出版社，20025王明辉. 化工单元过程课程设计.北京：化学工业出版社，20026冷士良，陆清.化工单元操作及设备.北京：化学工业出版社，20077任晓光，宋永吉，李翠清.化工原理课程设计指导. 北京：化学工业出版20088张新战，化工单元过程及操作北京：化学工业出版社，19989陈均志，李雷化工原理实验及课程设计北京：化学工业出版社，200810马江权，冷一欣化工原理课程设计北京：中国石化出版社，200911匡国柱，史启才主编 化工单元过程及设备课程教材，化学工业出版社，2005.1 12天津大学华工学院柴诚敬主编化工原理下册，高等教育出版社，2006.1 13大连理工大学主编化工原理

32、下册，高等教育出版社，2002.12 14谭天恩，李伟等编著过程工程原理，化学工业出版社，2004.8 15大连理工大学化工原理教研室主编化工原理课程设计。 16汤金石等著化工原理课程设计，化学工业出版社，1990.6 17化学工业物性数据手册，有机卷6 附录（符号说明）Aa 塔板开孔区面积，m2 Af 降液管面积，m2Ao 开孔面积，m2 AT 塔截面积，m2 板上液层充气系数，无因次C 计算umax时的负荷系数，无因次Co 流量系数，无因次 do 筛孔直径，mD 塔顶馏出液流量，kmol/h D 塔径，m eV 液沫夹带量，kg液体/kg干气 E 液流收缩系数，无因次 ET 全塔效率，无因

33、次 F 进料流量，kmol/hFa 气相动能因数，ms-1(kgm-3)1/2g 重力加速度，m/s2hc 与干板压降相当的液柱高度，mhd 与液体流经降液管的压降相当的液柱高度，mhf 板上鼓泡层高度，mhl 与气流穿过板上液层的压降相当的液柱高度，m hL 板上液层高度，mho 降液管底隙高度，m how 堰上液层高度，m h 与克服液体表面张力的压降相当的液柱高度，mhp 与单板压降相当的液层高度，m hw 溢流堰高度，m H 塔高，mHT 板间距，m；K 筛板的稳定系数，无因次 L 液相流量，kmol/h Ls 液相流量，kmol/s lw 溢流堰长度，m n 筛孔数 N 实际塔板数NT 理论塔板数P 操作压强，kPa P 压降，kPaq 进料热状态参数R 回流比t 筛孔中心距，mmu 空塔气速，m/suo 筛孔气速，m/suow 漏液点气速，m/sV 气相流量，kmol/hVs 气相流量，m3/sW 釜残液流量，kmol/hWc 边缘区宽度，mWd 弓形降液管宽度，mWs 安定区宽度，mx 液相中易挥发组分的摩尔分数y 气相中易挥发组分的摩尔分数- 27 -