年产量万吨苯的精馏装置工艺装置设计模板.doc

酒 泉 职 业 技 术 学 院 毕 业 论 文 级 应用化工技术 专业 题 目： 年产6万吨苯精馏工艺设计 专 业： 应用化工技术 毕业时间： 6月 学生姓名： 关召强 学 号： 11165 指导老师： 朱淑艳 班 级： 应化（1）班 二一三年六月二十酒泉职业技术学院 届各专业毕业论文（设计）成绩评定表 姓名 关召强班级级应化（1）班专业应用化工技术指导老师第一次指导意见没有确定思绪，应列出提要，要有一个清楚条理，利用搜集资料文件完成设计，而且注意相关格式要求。 5 月 3 日指导老师第二次指导意见设计结构不完整，继续查阅资料，理清设计思绪；有些资料反复利用，使设计显反复烦琐，不清楚，删减无须要内容。 5 月 17 日指导老师第三次指导意见内容编排混乱；出现部分语句和文字上错误；部分内容格式没有符合要求，需要反复修改。 5 月 28 日指导老师评语及评分成绩： 及格 签字（盖章） 年 月 日答辩小组评价意见及评分成绩： 签字（盖章） 年 月 日教学系毕业实践步骤指导小组意见签字（盖章） 年 月 日学院毕业实践步骤指导委员会审核意见签字（盖章） 年 月 日说明：1、以上各栏必需按要求逐项填写.。2、此表附于毕业论文 (设计)封面以后。年产6万吨苯精馏工艺设计摘 要:此次设计是用于分离苯-甲苯精馏工艺。精馏是多级分离过程，即同时进行数次部分汽化和部分冷凝过程。精馏装置包含精馏塔、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。精馏是热量自塔釜输入，物料在塔内经冷凝器和冷却器数次冷凝并由冷却介质将余热带走过程。筛板塔是在泡罩塔基础上发展起来。它含有处理能力大，操作弹性大，塔板效率高，压强小，使用周期长等特点。确定理论塔板数有图解法和逐板计算法，图解法计算简单，不过正确度不高；逐板计算法即使计算过程较为繁琐，但计算精度较高。所以本设计采取逐板计算法。最终是塔板负荷性能图中液沫夹带上限线、液泛线、漏液线、液相负荷下限线计算和确定塔体结构。关键词：精馏塔，筛板，泡点进料，逐板计算法 一、概述因为多年来中国纯苯无法满足需求量，进口愈来愈大，中国纯苯进口量达30万吨，纯苯进口量为24.9万吨，估计，中国纯苯供给量达成703万吨，所以国际金融危机对中国石油化工行业影响开始显现，从全行业处于上升周期首次开始进入下行轨道，产量，产值也增速减缓，部分产品出现负增加，对于纯苯而言，油价一场大幅涨跌，造成亚洲地域包含中国市场整体开工率不高。即使开工率不高，但中国纯苯产量仍然保持着稳定增加。中国甲苯产量已从195.2万吨提升到414.7万吨，自给率高达90.2%，这些数据表明在过去几年，中国甲苯生产能提升发展异常快速，能够说中国甲苯生产能力又有大幅度增加、从宏观环境来看，在目前金融和危机局势掌握方向，相信不管是对中国甲苯行业长远发展，还是对甲苯行业有具体工作突破全部含有主动指导作用。 (一)苯、甲苯性质1.苯性质(1)物理性质苯是最简单芳香烃，分子式为C6H6，无色、易燃、有芳香气味透明液体，沸点为80.1度，熔点为5.5度，易挥发。苯密度为0.88g/ml，比水密度小,但其分子质量比水重。苯难溶于水，1升水中最多溶解1.7 g苯。苯是一个良好有机溶剂，溶解有机分子和部分非极性分子能力很强。（2）化学性质 苯能发生三种化学反应:其基团和苯环上氢原子之间发生替换反应；是发生在苯环上加成反应；是普遍燃绕反应。2.甲苯性质（1）物理性质 甲苯是有机化合物，属芳香烃，结构简式C6H5CH3在常温下呈液体状、无色、易燃。它沸点为110.8度，密度为0.668/ml。甲苯不溶于水（0.52g/l),但能够和二氧化碳，酒精，乙醚以任意比混溶，在氯仿，丙酮和大多数其它常见有机溶剂中也有很好溶解性。甲苯温度计正是利用了它凝固点比水很低，能够在高寒地域使用，而它沸点比水高，能够测118.8度以下温度。从测量范围来比较，它因为水银温度计，而且其比较廉价。（2）化学性质甲苯轻易发生氧化，生成苯-一氯甲烷或三氯甲烷；易硝化，生成对硝基甲苯邻硝基甲苯； 还易磺化，生成对甲苯磺酸或邻甲苯磺酸。(二）发展前景 为加强工业技术竞争力，长久以来，各国全部在加大塔研究力度。现在中国常见板式塔中关键为泡罩塔、浮阀塔和蛇型塔等。填料种类除拉西环、鲍尔环外，阶梯环和波纹填料、金属丝网填料等规模填料也常采取。多年来中国加强了对筛板塔研究，提出了斜空塔和浮动喷射等新塔形，同时还进口了部分新型塔设备，这些设备引进也带动了中国自己塔设备科研，设计工作，加速了中国塔技术开发。国外相关塔研究现在已放慢了脚步，因为其已经研究出塔盘效率不是取决于塔盘结构，而关键取决于物系性质，如：挥发度、黏度、混合物组分等。国外已经转向研究“ 在提升处理能力和简化结构前提下，保持合适操作弹性和压力降，并尽可能提升塔盘效率。”在新型填料方面则在努力研究发展有利于汽液分布均匀、高效和制造方便填料。 （三）精馏工艺步骤精馏塔以进料板为界，上部为精馏段，下部为提馏段。一定温度和压力进料进入精馏塔后，轻组分在精馏段逐步离开塔顶后全部冷凝进入回流罐，一部分作为塔顶产品，另一部分被送入回流罐，回流目标是补充塔板上轻组分，使塔板上液体组成保持稳定，确保精馏操作连续稳定进行。而重组分在提馏段则经再沸器加热后送回塔顶，为精馏操作提供一定量连续上升蒸汽气流。蒸汽再由塔底进入，和下降液进行逆流接触，两相接触中，下降液中易挥发组分，不停地向蒸汽中转移，蒸汽中难挥发组分不停向下降液中转移，蒸汽愈靠近塔顶，其易挥发组分浓度愈高，而下降液中愈靠近塔底，其难挥发组分则愈富集，达成组分分离目标，由塔顶上升蒸汽进入冷凝器，冷凝液体一部分作为回流液返回塔顶进入精馏塔中，其它部分则作为馏出液取出，塔底流出液体其中一部分进入再沸器，热蒸发后蒸汽返回塔中，另一部分液体作为塔釜残液取出。 附图3 苯-甲苯工艺步骤图（四）精馏过程中关键设备 塔设备是化工、石油化工、炼油化工等生产中关键设备之一，它能够使汽-汽或液-液相紧密接触，达成相际传热及传质目标。塔设备中常见塔设备为板式塔和填料塔两大类。作为关键传质过程塔设备，首先必需使汽（气）液两相能充足接触，以取得高传质效率。另外，为满足工业生产需要，塔设备还必需满足以下要求：生产能力大；操作稳定，弹性大；流体流动阻力小；结构简单，材料耗用少，制造和安装轻易；耐腐蚀和不易阻塞，操作方便，调整和检修轻易。因为板式塔处理量大，效率高，清洗检修方便且造价低，故工业上多采取板式塔。 1.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：将塔内最下面一块塔板流下液体进行加热，使其中一部分液体发生汽化变成蒸汽而重新回流入塔内以提供塔内上升气流，从而确保塔板上气液两相稳定传质。 2.冷凝器作用：将塔顶上升蒸汽进行冷凝使其成为液体以后，将一部分冷凝液从塔顶回流进入塔内以提供塔内下降液流，使其和上升气流进行逆流传质接触。二、工艺计算（一）原始数据表2-1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72%98%4%甲苯28%2%96%（二）塔物料衡算 1原料液及塔顶、塔底产品摩尔分数表2-2各组分相对分子质量物料名称分子式摩尔质量苯78.11甲苯92.13 （2-1）物料液 Error! No bookmark name given.塔顶 塔釡 2原料液及塔顶、塔底产品平均摩尔质量 （2-2） 3物料衡算由物料衡算方程式得 （2-3） （2-4） 即 由式解得 （三）塔板数确实定1理论板层数NT求取(1) 温度由内差法计算出进料、塔顶、塔底温度表2-3 苯和甲苯Antoine参数ABC苯15.90082788.51-52.36甲苯16.01733096.51-53.67用安托尼方程 （2-5）苯 即甲苯 即将取七段，则 表2-4 不一样温度下苯和甲苯物性参数计算结果T80.1859095100105110.6101.33116.9135.5155.7179.2204.2240.040.046.054.063.374.386.0101.332.53332.54132.50932.45972.41182.37442.36851.0000.7800.5810.4110.2580.130001.0000.9000.7770.6320.4560.2620塔顶温度确定 又因为 列内差法 得 塔釡温度 又因为 列内差法 得 又因为 列内差法 得 结果以下 用安托尼方程 计算， 得故 进料 同理得 塔顶 塔釡 (2) 计算进料、塔顶、塔底相对挥发度 （2-6） 所以全塔相对挥发度 （2-7）2相平衡线方程（1）相平衡线方程确实定 因为是泡点进料 即 由相平衡方程式得 由式 （2-8） 取回流比 （2-9）（2）求精馏塔汽液相负荷 （2-10） （2-11） （2-12） （2-13）故 精馏段方程为 （2-14） 提馏段 （2-15） 即 精馏塔属连续精馏，可采取逐板计算法求取理论塔板层数。 逐板法求理论板层数 精馏段相平衡方程式 （2-17） 即 和精馏段操作线方程计算计算过程略，结果以下： 因为,所以第7层理论板为进料板,则此精馏段理论板层数为6层提馏段 用相平衡方程和提馏段方程计算过程略，结果以下： 因为,所以提馏段理论板层数为8层故总理论板层数（不包含再沸器）（3） 实际板层数求取 取故实际板层 （2-18） （2-19） （四）热量衡算1.塔顶、塔底汽化潜热计算表2-5苯-甲苯汽化潜热表温度20406080100120苯KJ/kg431.1420.0407.7394.1379.3363.2甲苯KJ/kg412.7402.1391.0379.4367.1354.2 （内差法）苯甲苯塔顶、塔底温度分别为 由内差法得 则 （2-20） = =30826.4003KJ/kmol （2-21） = =1828802.257KJ/kmol （热量损失忽略）2.对精馏段（塔顶冷凝器） （2-22）冷却水消耗量为 （2-23）3. 对提馏段（再沸器） （2-24） （2-25） 热损失量为0.05 （2-26）4. 热蒸汽消耗量 （五）塔工艺条件及相关物性数据计算1操作压力P计算 操作压力：常压 101.33kpa 单板压降： 进料板压力： （2-27） 塔釜压力： （2-28）故精馏段平均操作压力为： 提留段平均操作压力为： 2.操作温度计算前面已用泡点温度经过内插法计算出泡点温度进料板温度 塔顶温度 塔底温度 故 精馏段平均温度： 提馏段平均温度：3.平均摩尔质量计算（1）塔顶摩尔质量计算由逐板计算理论塔板数得 则 （2）进料板平均摩尔质量计算 由 则 （3）塔底平均摩尔质量计算由 提馏段进料板平均摩尔质量和精馏段进料板平均摩尔质量相同，故精馏段平均摩尔质量 提馏段平均摩尔质量 4.塔体工艺尺寸计算（1）精馏塔有效高度计算精馏段有效高度为 （2-40）提馏段有效高度为在进料板上下方各开设两个人孔，其高度为0.8m，故精馏塔有效高度为： （2-41）（2）塔高计算 (第一块板上空间高度) （最终一块板下至液面之间高度） （2-42）5塔板关键工艺尺寸计算（1）溢流装置计算因塔径精馏段,提馏段,可选择单溢流弓形降液管，采取凹形受液盘,各项计算以下：（1） 堰 馏段取 （2-43）提馏段取 （2） 溢流堰高度由 （2-44）选择平直堰，堰上液层高度由式 计算 （2-45）近似取E=1，则精馏段 取板上清液层高度故提馏段 取板上清液层高度故（3） 弓形降液管宽度和截面积 由，查相关资料得 , 故精馏段 依式验算液体降液管中停留时间，即 （2-46）故降液管设计合理。提馏段 依式验算液体降液管中停留时间，即故降液管设计合理。（4） 降液管底隙高度 由式 计算 （2-47）故精馏段 取 则 故降液管底隙高度设计合理。选择凹形受液盘，深度故提馏段 取 则 故降液管底隙高度设计合理。选择凹形受液盘，深度（2）塔板部署（1） 塔板分块因D800，故塔板采取整块式。查表得，精馏段和提馏段塔板全部分为3块。（2） 边缘区宽度确定取 （3） 开孔区面积计算开孔区面积按式计算 （2-48） （2-49） （2-50）故精馏段 则 提馏段 则 （4） 筛孔计算及其排列本例所处理物系有腐蚀性，可选择碳钢板，取筛孔直径，筛孔按正三角形排列，取孔中心距为故精馏段筛孔数目为 （2-51）开孔率为 （2-52）每层板上开孔面积由式 （2-53） 气体经过阀孔气速为 （2-54） 提馏段筛孔数目为 开孔率为 每层板上开孔面积由式气体经过阀孔气速为6筛板流体力学验算（1）塔板压降（1） 干板阻力计算 （2-55）由 故精馏段提馏段（2） 气体经过液层阻力计算气体经过液层阻力由式计算，即 （2-55）故精馏段 （2-56） （2-57）查冲气系数图得，故提馏段 查冲气系数图得， 故（3） 液体表面张力阻力计算液体表面张力所产生阻力由式计算 （2-58）故精馏段气体经过每层塔板液柱高度可按下式计算，即 （2-59）气体经过每层塔板压降为（设计许可值）提馏段气体经过每层塔板液柱高度可按下式计算，即气体经过每层塔板压降为（设计许可值）（2）液沫夹带液沫夹带量由式计算，即 （2-60）精馏段 =故在本设计中液沫夹带量在许可范围内。提馏段 故在本设计中液沫夹带量在许可范围内。（3）漏液对筛板塔，漏液点气速可由 计算，即 （2-61）精馏段 实际孔速稳定系数为 故在本设计中无显著漏液。提馏段 实际孔速稳定系数为故在本设计中无显著漏液。（4）液泛 为预防塔内发生液泛，降液管内液层高应服从关系式 （2-63）苯甲苯物系属通常物系，取，则故精馏段 （2-64）板上不设进口堰，可由式计算，即故本设计中不会发生液泛现象。板上不设进口堰，可由式计算，即故本设计中不会发生液泛现象。7计筛板关键结果总汇表 表2-15设计筛板关键结果总汇表项目精馏段数据提馏段数据单位平均温度tm83.091197.1438平均压力Pm105.88111.13气相流量Vs1.55231.5398m3/s液相流量Ls0.0030.007m3/s实际塔板数1216有效高度z5.57.5m塔径1.61.6m板间距0.50.5m溢流形式单溢流单溢流降液管形式弓形弓形堰长1.121.12m堰高0.05710.0474m板上液层高度0.070.07m堰上液层高度0.01290.0226m降液管底隙高度0.02690.0313m安定区高度0.070.07m边缘区宽度0.050.05m开孔区面积1.35741.3574m2筛孔直径0.0050.005m筛孔数目69686968孔中心距0.0150.015m开孔率10.0810.08%空塔气速0.77210.7658m/s筛孔气速11.347211.2558m/s稳定系数1.76261.8377每层塔板压降664.1814678.0882Pa荷上线液泛控制液泛控制负荷下线漏液控制漏液控制液沫夹带0.00590.0061Kg/液/ kg气气相负荷上限0.02260.0226M3/s气相负荷下限0.000960.00096M3/s操作弹性3.07692.3六、辅助设备 （一）管道规格1.原料管 （3-1） （3-2） 查表 选 2.塔出料管查资料得在取 查表 选3.塔釜蒸汽管 查资料得在取 查表 选4.塔顶回流管 用泵输送 取 查表选5.塔釜出料管 取 查表选（二）储槽（原料罐） （3-3） 装料系数 取（） （） （3-4） 设， （3-5） 解得 七、结论和讨论（一）结论在此次设计中，我题目是年产量6万吨苯精馏装置工艺设计，任务分离苯甲苯。因为第一次写毕业设计经验不足，设计过程中碰到很多问题，假如设计中出现不妥之处，请老师加以指正。在这次设计中我学到了很多东西，使我思想和知识得到提升。在此我很感谢老师和同学对我帮助。（二）方案讨论1.相关节能型方案选择本步骤中，加热原料液需水蒸汽作为加热介质，而从塔顶出来蒸汽需冷却水作为介质进行冷凝。若采取节能方案，用塔顶蒸汽来加热，原料至一定温度，同时塔顶蒸汽也被部分冷凝，这么既节能了加热介质水蒸气又节省了冷却水。2相关操作条件优化节能精馏塔关键操作条件包含操作压力、操作温度、塔板压降、进料位置及温度、理论板数、回流比和回流温度、塔顶塔底采出量、关键组分清楚分割程度，塔顶塔底热负荷等等，除塔操作压力通常是给定，其它全部能够作为操作变量，经过灵敏度分析、设计要求或优化技术来确定满足分离任务最好值，以取得最小冷凝负荷和再沸器负荷，从而是精馏塔能耗最少。3相关强制回流讨论本方案控制回流中采取了强制回流，这么更便于控制回流比，但此时真正回流为冷凝回流而非泡点回流，因为在管道输出过程中有能量损失，我们只是将它近似泡点回流，但实际这种冷凝回流相当于增大了回流比，能够增大产品纯度。4相关负荷性图讨论对于精馏段负荷性能图，其操作点在区域中间，不易发生漏夜，也不易发生雾沫夹带、其设计后果交好，但对于提溜段负荷性能图，其操作点偏正，虽不易发生漏夜，但较为发生雾沫夹带。附 录附图1 精馏段塔板负荷性能附图2 提精馏段塔板负荷性能附图IV苯-甲苯装备图 参考文件1 杨祖荣. 化工原理.下册.北京：化学工业出版社，2 化工设备设计.北京：清华大学出版社，19963 张桂军，薛雪. 化工计算. 北京：化学工业出版社，4 夏清，陈常贵. 化工原理. 天津：天津大学出版，5 汤金石. 化工原理课程设计. 北京：化学工业出版社，19906 张新战. 化工单元过程及操作. 化学工业出版社，7 顾飞燕. 化工热力学第二版:北京化工工业出版社，8 黄璐，王保国 . 化工设计. 北京：化学工业出版社，9 刘力. 机械制图. 高等教育出版社，10 侯文顺. 化工设计概论. 化学工业出版社，致 谢：首先，感谢酒泉职业技术院全体老师，在校这几年给了我很大帮助，让我学习生活丰富多彩，在欢声笑语中度过，同时也学到很多知识，给我以后步入社会，走向岗位有很关键帮助。在此次毕业设计过程中我也很感谢化学工程系全体老师，给我们传授学了很多相关化工方面知识，试验技能，操作技能等专业知识。本文是在朱淑艳老师精心指导和大力支持下完成。朱老师以其严谨求实治学态度、高度敬业精神、一丝不苟作风和大胆进取精神对我产生关键影响。她渊博知识、开阔视野和不拘一格思绪给了我深深启迪。在此次毕业设计过程中我们也学到了很多相关精馏塔方面知识，试验技能有了大提升。在学习生活中这几年中，肖彩琴老师为我班班主任，这几年里在学习方面和生活方面给了我很大帮助，组织同学参与有趣活动，丰富了大学生活。在这向肖老师说声“老师，您辛劳了，谢谢您！”另外，我还要尤其感谢同学们对我帮助和激励，没有她们帮助和提供资料，就不会再这么短时间做出设计，很感谢她们帮助。最终，再次对关心、帮助我们老师和同学表示衷心地感谢！