化工原理课程设计-苯－甲苯二元混合物分离操作的精馏塔设计.doc

专业课程设计题目： 苯甲苯二元混合物分离操作的精馏塔设计姓 名： 学 号： 班级： 指导教师： 完成日期： 一、化工原理课程设计任务书31.1、设计名称31.2、设计要求31.3、设计任务31.4、设计说明书的内容41.5、设计进度41.7、设计图要求4二、文献综述4三、实验方案的确定63.1、操作条件的确定63.1.1操作压力73.1.2进料状态73.1.3加热方式73.2确定设计方案的原则73.2.1满足工艺和操作的要求83.2.2满足经济上的要求8四、塔体计算94.1设计方案的确定94.2 精馏塔的物料衡算94.2.1原料液级塔顶、塔底产品的摩尔分率94.2.2 原料液及塔顶、塔底产品的平均摩尔质量94.2.3物料衡算9五、塔板计算105.1 塔板数的确定105.1.1理论板数的求取105.1.2实际板数的求取115.2 精馏段的计算125.2.1精馏塔的工艺条件及有关物性数据的计算125.2.2精馏段气液负荷计算145.2.3.塔板主要工艺尺寸的计算155.2.4.筛板的流体力学验算185.2.5.精馏段塔板负荷性能图205.2.6.精馏段筛板塔设计计算结果汇总23六、塔附件设计256.1 附件的计算256.1.1接管256.1.2.筒体与封头286.2 附属设备计算286.2.1 泵的计算及选型286.2.2冷凝器296.2.3 再沸器30七、设计小结31八、参考文献32一、化工原理课程设计任务书1.1、设计名称苯甲苯二元混合物分离操作的精馏塔设计1.2、设计要求在一常压操作的连续精馏塔内分离苯甲苯混合物。已知原料液的处理量为（4.0 ）万吨年（生产时间300天年，每天24小时运行），原料中含苯（40% ）（质量分数，下同），要求塔顶馏出液中苯含量为（96% ），塔底釜液中苯含量为（1% ）。已知参数：原料液温度为20，泡点进料，塔顶压强为4kpa（表压），单板压降不大于0.7kpa，全塔效率为52，塔板型式采用浮阀塔，苏州地区建厂。其余参数自定。1.3、设计任务完成精馏塔的工艺设计，有关附属设备的设计和选型，绘制精馏塔系统工艺流程图和精馏塔结构图，编写设计说明书。1.4、设计说明书的内容1、目录；2、设计题目及原始数据(任务书)；3、精馏过程有关计算(物料衡算、热量衡算、理论塔板数、回流比、塔高、塔径塔板设计等)；4、主体设备设计计算及说明设计；5、结果概要(主要设备尺寸、衡算结果等)；6、主要进出管径的计算；7、参考文献；1.5、设计进度(1) 设计动员，下达设计任务书 0.5天；(2) 搜集资料，阅读教材，拟定设计进度 1.0天；(3) 设计计算（包括电算，编写说明书草稿） 4.0天；(4) 整理，抄写说明书 1.0天；(5) 绘工艺流程图和精馏塔结构图 1.5天；1.6、设计成绩评分体系成绩分为五档：优秀、良好、中等、及格、不及格评定方法：图纸45% 说明书45% 平时10%1.7、设计图要求1、用a2(420594)图纸绘制装置图一张含接管表设备部件明细表、标题栏；2、用a2(420594)图纸绘制设备流程图一张；3、用坐标纸绘制苯甲苯溶液的y-x图，并用图解法求理论塔板数。 二、文献综述塔设备是炼油、化工、石油化工等生产中广泛应用的气液传质设备。根据塔内气液接触部件的结构型式，可分为板式塔和填料塔。板式塔内设置一定数目的塔板，气体以鼓泡或喷射形式穿过板上液层进行质热传递，气液相组成呈阶梯变化，属逐级接触逆流操作过程。填料塔内装有一定高度的填料层，液体自塔顶沿填料表面下流，气体逆流向上（也有并流向下者）与液相接触进行质热传递，气液相组成沿塔高连续变化，属微分接触操作过程。工业上对塔设备的主要要求是：（1）生产能力大；（2）传热、传质效率高；（3）气流的摩擦阻力小；（4）操作稳定，适应性强，操作弹性大；（5）结构简单，材料耗用量少；（6）制造安装容易，操作维修方便。此外，还要求不易堵塞、耐腐蚀等。板式塔大致可分为两类：（1）有降液管的塔板，如泡罩、浮阀、筛板、导向筛板、新型垂直筛板、蛇形、s型、多降液管塔板；（2）无降液管的塔板，如穿流式筛板（栅板）、穿流式波纹板等。工业应用较多的是有降液管的塔板，如浮阀、筛板、泡罩塔板等。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。甲苯是最简单，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0866克厘米3，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 。分离苯和甲苯，可以利用二者沸点的不同，采用塔式设备改变其温度，使其分离并分别进行回收和储存。板式精馏塔、浮法塔都是常用的塔类型，可以根据不同塔各自特点选择所需要的塔。筛板是在塔板上钻有均布的筛孔，呈正三角形排列。上升气流经筛孔分散、鼓泡通过板上液层，形成气液密切接触的泡沫层（或喷射的液滴群）。筛板塔是1932年提出的，当时主要用于酿造，其优点是结构简单，制造维修方便，造价低，气体压降小，板上液面落差较小，相同条件下生产能力高于浮阀塔，塔板效率接近浮阀塔。其缺点是稳定操作范围窄，小孔径筛板易堵塞，不适宜处理粘性大的、脏的和带固体粒子的料液。但设计良好的筛板塔仍具有足够的操作弹性，对易引起堵塞的物系可采用大孔径筛板，故近年我国对筛板的应用日益增多，所以在本设计中设计该种塔型。三、实验方案的确定3.1、操作条件的确定确定设计方案是指确定整个精馏装置的流程、各种设备的结构型式和某些操作指标。例如组分的分离顺序、塔设备的型式、操作压力、进料热状态、塔顶蒸汽的冷凝方式等。下面结合课程设计的需要，对某些问题作些阐述。3.1.1操作压力蒸馏操作通常可在常压、加压和减压下进行。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。例如，采用减压操作有利于分离相对挥发度较大组分及热敏性的物料，但压力降低将导致塔径增加，同时还需要使用抽真空的设备。对于沸点低、在常压下为气态的物料，则应在加压下进行蒸馏。当物性无特殊要求时，一般是在稍高于大气压下操作。但在塔径相同的情况下，适当地提高操作压力可以提高塔的处理能力。有时应用加压蒸馏的原因，则在于提高平衡温度后，便于利用蒸汽冷凝时的热量，或可用较低品位的冷却剂使蒸汽冷凝，从而减少蒸馏的能量消耗。3.1.2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。在实际的生产中进料状态有多种，但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，在泡点进料时，精馏段与提馏段的塔径相同，为设计和制造上提供了方便。3.1.3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较低，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。对于苯-甲苯溶液，一般采用1.12.0kpa（表压）。3.2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，必须具体考虑如下几点：3.2.1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，以便采取相应措施。3.2.2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。3.2.3保证安全生产例如苯属有毒物料，不能让其蒸汽弥漫车间。又如，塔是指定在常压下操作的，塔内压力过大或塔骤冷而产生真空，都会使塔受到破坏，因而需要安全装置。以上三项原则在生产中都是同样重要的。但在化工原理课程设计中，对第一个原则应作较多的考虑，对第二个原则只作定性的考虑，而对第三个原则只要求作一般的考虑。 四、塔体计算4.1设计方案的确定本设计采用连续精馏流程，饱和液体进料。塔顶上升蒸汽采用全凝器冷凝，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。该物系属于易分离物系，最小回流比比较小，故操作回流比取最小回流比的2倍。塔釜采用饱和蒸汽间接加热，塔底产品冷却后送至储罐。4.2 精馏塔的物料衡算4.2.1原料液级塔顶、塔底产品的摩尔分率苯的摩尔质量 甲苯的摩尔质量 4.2.2 原料液及塔顶、塔底产品的平均摩尔质量 4.2.3物料衡算总物料衡算 易挥发组分物料衡算 联立以上二式得： 五、塔板计算5.1 塔板数的确定5.1.1理论板数的求取(1)相对挥发度的求取苯的沸点为80.1，甲苯额沸点为110.61 当温度为80.1时 解得，2 当温度为110.6时 解得，则有 苯、甲苯属理想物系，可采用m.t.图解法求(1) 根据苯、甲苯的气液平衡数据作y-x图及t-x-y图，见图纸（图-1）（图-2）。(2)求最小回流比 及操作回流比 。因泡点进料，在图-1中对角线上自点e（0.44,0.44）作垂线即为进料线（q线），该线与平衡线的交点坐标为，此及最小回流比时操作线与平衡线的交点坐标。依最小回流比计算式：回流比为最小回流比的2倍，即(3)求理论板。精馏段操作线方程 提馏段操作线方程 由图-1作图法解得：=13层（不包括再沸器），精馏段理论板数为5，提馏段为8层，第6块板为进料板。5.1.2实际板数的求取取全塔效率为0.52，则有 5.2 精馏段的计算5.2.1精馏塔的工艺条件及有关物性数据的计算(1)操作压力的计算塔顶的操作压力 每层塔板的压降 进料板压力 精馏段平均压力 (2)操作温度的计算依据操作压强，依下式试差计算操作温度： 试差计算结果，塔顶温度 进料板温度 精馏段平均温度 (3)平均摩尔质量计算塔顶平均摩尔质量的计算，进料板平均摩尔质量的计算由理图-1可知，精馏段的平均摩尔质量为(4)平均密度计算 气相平均密度计算由理想气体状态方程式计算，即 液相平均密度计算液相平均密度计算依下式计算，即：塔顶液相平均密度的计算。由，查液体在不同温度下的密度表得： 进料板液相平均密度的计算。由，查液体在不同温度下的密度表得： 精馏段的平均密度为：(5)液体平均表面张力的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。进料板液相平均表面张力的计算。 精馏段平均表面张力为：(6)液体平均黏度计算液相平均黏度依下式计算，即：塔顶液相平均黏度的计算： 精馏段液相平均黏度为：5.2.2精馏段气液负荷计算(1)塔径的计算精馏段的气、液相体积流率为： 5.2.3.塔板主要工艺尺寸的计算塔径d取板间距，板上液层高度，则由，式中c由求取，其中由筛板塔汽液负荷因子曲线图查取，取安全系数为0.7，则空塔气速为：按标准塔径圆整后为。塔截面积为：(1)溢流装置计算选用单溢流、弓形降液管，采用平形受液盘及平行溢流堰，不设进口堰。各项计算如下：1 溢流堰长取 2 出口堰高，由, 查图知e为1.02则取板上清液层高度故3 弓形降液管宽度和截面积：由，查弓形降液管参数图得： 则：，验算液体在降液管中停留时间，即：故降液管设计合理。4 降液管底隙的流速，则：故降液管底隙高度设计合理。 (2)塔板布置 边缘区宽度确定：取安定区宽度，边缘区宽度 开孔区面积计算。开孔区面积计算为：其中 故 筛孔数与开孔率由于苯和甲苯没有腐蚀性，可选用碳钢板，取筛孔直径。筛孔按正三角形排列，取孔中心距t为：筛孔数目n为：开孔率为：（在5%-15%范围内）每层塔板上的开孔面积为 气体通过筛孔的气速为：(2)精馏塔有效高度的计算精馏段有效高度为：提馏段有效高度为：在进料板上方开一人孔，其高度为0.8m，故精馏塔的有效高度为：5.2.4.筛板的流体力学验算(一)气体通过筛板压强降相当的液柱高度依式： 干板压强将相当的液柱高度计算由，查筛板塔汽液负荷因子曲线图得故 气体穿过板上液层压强降相当的液柱高度计算 查充气系数关联图得。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下式计算，即：气体通过每层塔板的液柱高度按下式计算：气体通过每层塔板的压降为： (3) 雾沫夹带量的验算液沫夹带按下式计算：故在本设计中雾沫夹带量在允许的范围内。(4) 漏液验算漏液点气速按下式计算：稳定系数为故在本设计中无漏液。(5) 液泛为防止塔内发生液泛，降液管内液层高应服从下式所表示的关系，即：苯甲苯物系属一般物系，取，则：而 板上不设进口堰，按下式计算：，故本设计中不会发生液泛现象。5.2.5.精馏段塔板负荷性能图 (1)雾沫夹带线以为限，求关系如下：由整理得在操作范围内，任取几个值，依上式计算出值，计算结果列于下表表4-2 雾沫夹带线计算结果 0.0006 0.0015 0.0030 0.0045 2.418 2.324 2.202 2.101 由上表数据即可作出雾沫夹带线1 (2)液泛线 (1) 近似取e为1.0，由此可知由 将为0.4，为0.047，及上式代入关系式：整理得在操作范围内，任取几个值，依上式计算出值，计算结果列于下表表4-3液泛线计算表 0.0006 0.0015 0.0030 0.0045 3.583 3.394 3.130 2.883 由上表即可作出液泛线2(3)液相负荷上限线以作为液体在降液管中停留时间 据此可作出与气体流量无关的垂直液相负荷上限线3。(4)漏液线由 代入漏点气速式：得：在操作范围内，任取几个值，依上式计算出值，计算结果列于下表表4-1 漏液线计算结果 0.0006 0.0015 0.0030 0.0045 0.518 0.532 0.549 0.563 由上表数据即可作出漏液线4(5)液相负荷下限线对于平直堰，取堰上液层高度=0.006m作为液相负荷下限条件取e为1.0则据此可作出与气体流量无关的垂直液相负荷下限线（5）根据以上各线方程，可作出筛板塔的负荷性能图，如图纸（3）精馏段负荷性能图在负荷性能图上，作出操作点p(0.86,0.0024)，连接op，即作出操作线。由上图可看出，该操作上限为液泛控制，下限为漏液控制。由图查得： = 0.502 = 2.01 故操作弹性为：/=4.005.2.6.精馏段筛板塔设计计算结果汇总序号项目数值1234567891011121314151617181920212223242526272829平均温度平均压力气相流量液相流量塔的有效高度实际塔板数塔径/m板间距m溢流形式降液管形式堰长/m堰高/m溢流堰宽度/m管底与受液盘距离/m板上清液层高度/m孔径/mm孔间距/mm孔数开孔区面积/筛孔气速/(m/s)塔板压降/kpa液体在降液管中停留时间/s降液管内清夜层高度/m雾沫夹带量/(kg液/kg气)负荷上限负荷下限气相最大负荷/气相最小负荷/ 操作弹性90.8108.80.860.002410.4101.40.40单溢流弓形0.9240.0470.17360.0320.065.015.042460.00510.320.52913.340.1270.0047雾沫夹带控制漏液控制2.010.5024.00 六、塔附件设计6.1 附件的计算6.1.1接管(1)进料管进料管的结构类型很多，有直管进料管、弯管进料管、t形进料管。本设计采用直管进料管。f=5600kg/h , =792.6kg/ 则体积流量 管内流速则管径取进料管规格452.5 则管内径d=39mm进料管实际流速(2)回流管采用直管回流管，回流管的回流量塔顶液相平均摩尔质量,平均密度则液体流量取管内流速则回流管直径可取回流管规格322.5 则管内直径d=27mm回流管内实际流速(3)塔顶蒸汽接管塔顶蒸汽密度塔顶汽相平均摩尔质量则整齐体积流量：取管内蒸汽流速则可取回流管规格2197 则实际管径d=205mm塔顶蒸汽接管实际流速(4)釜液排出管塔底w=36.13kmol/h 平均密度平均摩尔质量体积流量：取管内流速则可取回流管规格332.5 则实际管径d=27mm塔顶蒸汽接管实际流速(5)塔釜进气管v=111.28 相平均摩尔质量塔釜蒸汽密度塔顶汽相平均摩尔质量则塔釜蒸汽体积流量：取管内蒸汽流速则可取回流管规格20010 则实际管径d=180mm塔顶蒸汽接管实际流速(6)法兰 由于常压操作，所有法兰均采用标准管法兰，平焊法兰，由不同的公称直径，选用相应法兰。进料管接管法兰：pn6dn70 hg 5010回流管接管法兰：pn6dn50 hg 5010塔釜出料管接法兰：pn6dn80 hg 5010塔顶蒸汽管法兰：pn6dn500 hg 5010塔釜蒸汽进气管法兰：pn6dn500 hg 50106.1.2.筒体与封头(1)筒体 壁厚选6mm 所用材质直径为a3 (2)封头 封头采用椭圆形封头，由公称直径dn=1400mm, 查板式塔曲面高度表得曲面高度 h1=450mm，直边高度h0=40mm，内表面积f封=3.73m2 容积v封=0.866m3选用封头 dn14006，j13-1154(3)裙座由于裙座内径800mm，故裙座壁厚取16mm基础环内径：基础环外径：圆整 基础环厚度，考虑到腐蚀余量取18mm 考虑到再沸器，裙座高度取3m， 地角螺栓直径取m30(4)塔总体高度的设计塔的顶部空间高度为1200m （取除味器到第一块板的距离为600mm）塔底高度h1=htn5150=400(24-1)+50150=9.95mh=h1+h裙+h封+h顶=9.95+3+0.49+1.2=15.58m6.2 附属设备计算6.2.1 泵的计算及选型进料温度tq=99.5 已知进料量f=5600kg/h=1.56kg/s 取管内流速则故可采用gb3091-93 573.5的油泵则内径d=57-3.52=50mm 代入得取绝对粗糙度为则相对粗糙度为摩擦系数 由 =0.034进料口位置高度h=100.4+0.62=5.2扬程可选择泵为is5032-1606.2.2冷凝器塔顶温度td=82.1 冷凝水t1=20 t2=30 则由td=82.1 查液体比汽化热共线图得又气体流量vh=3661.2m3/h塔顶被冷凝量 冷凝的热量取传热系数k=600w/m2k，则传热面积冷凝水流量6.2.3 再沸器塔底温度tw=108.89 用t0=135的蒸汽，釜液出口温度t1=112则 由tw=108.89 查液体比汽化热共线图得又气体流量vh=3567.6m3/h 密度则取传热系数k=600w/m2k，则传热面积加热蒸汽的质量流量 七、设计小结经过一个星期的努力，终于完成了苯甲苯二元混合物分离操作的精馏塔设计的课程设计。总的来说，这次设计的内容复杂繁琐，但只要细心地计算，一步一步的把思路缕清晰，就能够完成课程设计的任务。万事开头难，刚开始着手计算时，思路有点混乱，不知道应该先算哪个储料罐里的物料量。在老师详细地讲解与分析下，终于茅塞顿开。程老师仔细地把计算过程中容易算错的位置给我们指出，并且把工艺流程仔细地讲解了一遍。接下来的计算可以说是游刃有余了。我们这一组的同学趁热打铁，把老师讲解的东西巩固了一遍后就开始认真地计算了。虽然在计算的过程中仍会遇到一些小小的困难，但是通过与同学和组员之间的讨论，问题也很快就解决了。经过一天的认真计算，大概完成计算部分，接下来就是完成电子档部分了。电子档部分的输入比较繁琐，还有公式的输入和排版问题。我们小组分工合作，一部分一部分的完成，经过反复得修改，终于完成了初稿。经过老师的审阅和指正，我们最终完成了本次课程设计的电子说明书部分。最后就只剩下画图部分了。因为本次课程设计的任务要求是需要画一张auto cad的工艺流程图和一张