苯甲苯混合液精馏塔—课程设计.doc

课程设计任务书 2013 2014学年第一学期一、 课程设计题目 苯-甲苯混合液精馏塔设计二、课程设计内容（含技术指标）1.设计条件生产能力：3万吨/年（每年按300天生产日计算）原料状态：苯含量40（wt%）；温度：25；压力：100kPa；泡点进料；分离要求：塔顶馏出液中苯含量98%（wt%）；塔底釜液甲苯含量不低于98%（wt%）操作压力：4kPa（表压）（塔顶压力）其它条件：塔板类型：浮阀塔板；塔顶采用全凝器；R=1.9Rm2.具体设计内容和要求（1）设计工艺方案的选定（2）精馏塔的工艺计算（3）塔板和塔体的设计（4）水力学验算（5）塔顶全凝器的设计选型（6）塔釜再沸器的设计选型（7）进料泵的选取（8）绘制流程图（9）编写设计说明书（10）答辩三、进度安排时间设计安排11. 1411.21设计动员，下达任务书，查阅资料，拟定设计方案，方案论证，物性数据计算12.2112.28工艺计算（物料衡算、确定回流比、计算理论板层数、实际板层数、实际进料板位置）12.2812.05塔结构设计（物性数据的计算、塔径计算、塔结构尺寸的计算、水力学性能校验、负荷性能图及塔高的计算）12.0512.12热量衡算；附属设备的选型和计算12.12-12.19绘制带控制点的工艺流程图（CAD图）12.1912.26绘制带控制点的工艺流程图，（借图板和丁字尺，手工绘制图）12.261.2编写设计说明书，答辩要求1.10将说明书及图纸装订并提交1.13答辩四、基本要求序号设计内容要求1设计工艺方案的选定精馏方式及设备选型等方案的选定和论证（包括考虑经济性；工艺要求等）绘制简单流程图2精馏塔的工艺计算物料衡算，热量衡算，回流比、全塔效率、实际塔板数、实际进料位置等的确定3塔板和塔体的设计设计塔高、塔径、溢流装置及塔板布置等 4水力学验算绘制塔板负荷性能图5塔顶全凝器的设计选型计算冷凝器的传热面积和冷却介质的用量6塔釜再沸器的设计选型计算再沸器的传热面积和加热介质的用量7进料泵的选取选取进料泵的型号8绘图绘制带控制点的流程图（CAD和手工绘制）9编写设计说明书目录，设计任务书，设计计算结果，流程图，参考资料等10答辩每班数不少于20人答辩 教研室主任签名： 2013年11 月14日苯-甲苯混合液精馏塔设计摘要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，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。本设计任务为精馏塔分离苯-甲苯混合物。对于二元混合物的分离，采用连续精馏过程。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器冷凝，冷凝液在泡点温度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，所以在设计中把操作回流比取最小回流比的1.9倍。塔釜采用间接蒸汽加热，塔底产品经冷却后送至储罐。关键词：分离苯甲苯浮阀精馏塔设计计算目录1方案的选择及相关的物性数据11.1方案选择11.1.1精馏装置流程的确定11.1.2精馏操作条件的确定11.1.3进料状态11.1.4加热方式11.1.5回流比21.1.6塔板选择22 精馏塔的工艺计算62.1 摩尔浓度及平均分子量计算62.2 相对挥发度的计算72.3最小回流比的计算及适宜回流比的选取82.4 全塔物料衡算82.5 精馏段和提馏段操作线方程92.6 逐板法计算理论板数和确定进料板位置92.7 简捷法计算理论塔板数及进料位置确定102.8 全塔的效率计算112.9 实际板数和进料位置113 精馏塔主要尺寸的计算123.1 精馏段和提馏段相关数据的计算123.1.1操作温度123.1.2平均分子量123.1.3平均密度133.1.4 液体平均表面张力153.1.5 液体平均黏度163.1.6体积流率计算173.2精馏塔工艺尺寸的计算183.2.1塔径的计算183.2.2 溢流装置的设计203.2.3塔板设计223.2.4 塔板流体力学计算243.2.5 塔体总高度计算304 附属设备及接管尺寸的选取324.1 原料预热器的设计324.1.1 热负荷与蒸汽用量324.1.2 平均温差324.1.3 估算传热面积和换热器选取324.2 塔顶冷凝器热负荷及冷去水用量334.3 塔底再沸器热负荷及水蒸汽用量334.4 进料泵的选取344.5 主要接管尺寸的选取354.5.1 进料管选取354.5.2 回流管选取364.5.3 塔顶蒸汽管选取364.5.4 塔底进汽管364.5.5 釜液出料管361方案的选择及相关的物性数据1.1方案选择1.1.1精馏装置流程的确定间歇精馏为非定态过程。在精馏过程中，釜液组成不断降低。间歇精馏时全塔均为精馏段，没有提馏段。因此，获得同样的塔顶、塔底组成的产品，间歇精馏的能耗必大于连续精馏。连续精馏操作精度高分离效果好 塔内参数相对稳定平衡 间歇精馏需要根据物料组分的沸点 逐一采出。连续精馏生产能力大 塔的效率高 间歇精馏要相对少些，所以选择连续精馏1.1.2精馏操作条件的确定塔顶压力：100kPa常压下进行精馏，因为笨与甲苯体系沸点很低，常压下，100以内就可以实现精馏操作。节省设备制作费用，控制操作成本。1.1.3进料状态饱和液进料 q=1,饱和气液混合进料0q1过热蒸汽进料q0饱和蒸汽进料q=0.泡点进料时进料温度不受季节、气温变化和前段工序波动的影响，塔的操作比较容易控制；此外，泡点进料时精馏段和提馏段的塔径相同，无论是设计计算还是实际加工制造这样的精馏塔都比较容易，为此，本次设计中采取泡点进料及饱和液进料。1.1.4加热方式 直接式换热器，冷热流体在传热设备中通过直接混合接触的方式进行热量交换，其特点是传热效率高、设备结构简单。间壁式换热器是工业生产中普遍采用的一种传热方式，在大多数情况下，参与传热的冷、热流体是不允许直接接触的。本方案采用间接式加热1.1.5回流比 回流比增大，塔板数降低，回流比选择适当，操作费用最低1.1.6塔板选择因为浮阀塔是在泡罩塔板和筛孔塔板的基础上发展起来的，它吸收了两种塔板的优点。它具有结构简单，制造方便，造价低；塔板开孔率大，生产能力大；由于阀片可随气量变化自由升降，故操作弹性大，因上升气流水平吹入液层，气液接触时间较长故塔板效率较高。相关物性数据表1.1 苯和甲苯的物理性质项目分子式相对分子质量M沸点/临界温度tc/临界压强pc/kPa苯(以A表示)C6H678.1180.1288.56833.4甲苯(以B表示)C6H5CH392.13110.6318.574107.7表1.2 常压下苯-甲苯的汽液平衡数据温度t/80.0185.4490.1195.58100.75105.05110.56液相中苯的摩尔分数x/%1007858.141.225.8130.00汽相中苯的摩尔分率y/%1009077.76345.626.20.00表1.3 苯和甲苯的液相密度温度t/80859095100105110LA/(kg/m3)815.23809.67804.06798.38792.63786.82780.93LB/(kg/m3)811.56806.57801.53796.44791.3786.12780.88表1.4 苯和甲苯的黏度温度t/80859095100105110LA/mPa0.320.3050.290.2760.2630.250.239LB/mPa0.3210.3070.2930.280.2680.2560.244表1.5苯和甲苯的表面张力温度t/80859095100105110A/(mN/m)21.1320.5019.8919.2718.6618.0517.44B/(mN/m)21.5721.0120.4519.8919.3418.8018.25表1.6 苯和甲苯的汽化潜热温度t/80859095100105110A/(kJ/kmol-1)30445.330215.929981.229740.729494.12924128981B/(kJ/kmol-1)34834.334604.534370.934133.13389133644.133392.2表1.7 苯和甲苯的比热容温度t/80859095100105110苯的比热容/Jkg-1K-11771.681796.141820.921846.031871.511897.361923.62甲苯的比热容/Jkg-1K-11812.971835.21857.491879.861902.321924.871947.552 精馏塔的工艺计算2.1 摩尔浓度及平均分子量计算甲苯的摩尔质量 苯的摩尔质量 表2.1 苯和甲苯的物理性质项目分子式相对分子质量M沸点/临界温度tc/临界压强pc/kPa苯(以A表示)C6H678.1180.1288.56833.4甲苯(以B表示)C6H5CH392.13110.6318.574107.7已知： (2-1)原料液(苯)的摩尔组成:xF=0.478.110.478.11+0.692.13=0.440xD=0.9878.110.9878.11+0.0292.13=0.983xW=0.0278.110.0278.11+0.9892.13=0.024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： 塔顶的平均摩尔质量： 塔底的平均摩尔质量 2.2 相对挥发度的计算已知： (2-2)可算得T=85.44时， 得=2.565所得各个温度结果列于表表2.2 苯-甲苯的汽液平衡物系相对挥发度温度t/80.0185.4490.1195.58100.75105.05110.56液相中苯的摩尔分数x/%1.000.750.550.350.200.100.00汽相中苯的摩尔分率y/%1.000.8850.7550.5660.3720.2080.00相对挥发度2.5652.5212.4222.3692.364由xF=0.440 yF=0.660 得 F=2.466由xD=0.983 yD=0.993 D=2.581由xW=0.024 yW=0.058 W=2.493精馏段的平均相对挥发度：1=2.524提馏段的平均相对挥发度：2=2.4802.3最小回流比的计算及适宜回流比的选取气液相平衡方程的相对挥发度是取温度范围内的平均相对挥发度，由表2.2，去掉两端纯组分的，应取85.44和105.05下的的平均值，即 将m代入式（2.2）中，得 采用泡点进料： 故最小回流比为Rmin=xD-yqyq-xq=0.983-0.6600.660-0.440=1.468由成本计算可取最佳操作回流比R=1.9Rmiin=2.7892进行计算2.4 全塔物料衡算生产能力：3万吨/年（每年按300天生产日计算）即5th原料处理量 总物料衡算 苯的物料衡算 联立解得 2.5 精馏段和提馏段操作线方程kmolh泡点进料 q=1精馏段操作线方程为： （2-3）提馏段操作线方程为： （2-4）2.6 逐板法计算理论板数和确定进料板位置因塔顶采用全凝器，则有y1=xD=0.983,由相平衡方程x1=y12.467-1.467y1=0.9832.467-1.467*0.983=0.959由精馏段操作线方程式（2.3）计算 y2y2=0.736x1+0.259=0.763*0.959+0.259=0.965以此类推，直到xnxF(泡点进料，xF=xq),改换提馏段操作线方程式（2.4），再与相平衡方程交替使用，直到xmxW（包括再沸器）为止，计算结果列于表2.3表2.3 逐板法计算理论板数组分第1级第2级第3级第4级x1y1x2y2x3y3x4y4苯甲苯0.9590.0410.9830.0170.9180.0820.9650.0350.8530.1470.9350.0650.7610.2390.8870.113第5级第6级第7级xnxf第8级第9级x5y5x6y6x7y7x8y8x9y90.6470.3530.8190.1810.5290.4710.7350.2650.4280.5720.6490.3510.3460.6540.5660.4340.2540.7460.4560.544第10级第11级第12级第13级第14级xmxwx10y10x11y11x12y12x13y13x14y140.1680.8320.3320.6680.1010.8990.2170.7830.0560.9440.1280.8720.0280.9720.0670.9330.0120.9880.0300.070由上表可知，理论塔板为14块（包括再沸器），其中精馏段有6块，第7块塔板为进料板。2.7 简捷法计算理论塔板数及进料位置确定2.7.1 全塔理论板数N因q=1，xq=xF ， 则 由芬斯克方程有 （不包括再沸器）所以可得 由吉利兰关联图查得 解得 所以，全塔理论板数N=13（不包括再沸器）2.7.2 进料板位置利用芬斯克方程计算精馏段最少理论塔板数，即 解得 N=6.834所以，加料板位置为从塔顶向下的第7块塔板2.8 全塔的效率计算板效率与塔板结构、操作条件、物质的物理性质及流体力学性质有关，它反映了实际塔板上传质过程进行的程度。板效率可用奥康奈尔公式计算混合物的黏度, 查表得： 苯=0.291mPas, 甲苯=0.294mPas，查表得： 苯=0.283mPas, 甲苯=0.287mPas精馏段： 1=苯x1+甲苯1-x1=0.292mPas.Et=0.4911-0.245=0.528 提馏段：x2=xW+xF2=0.5042=苯x2+甲苯1-x2=0.284mPas.Et=0.4922-0.245=0.534 全塔效率： 2.9 实际板数和进料位置 所以全塔所需实际塔板数为27块，加料板位置在第14块3 精馏塔主要尺寸的计算3.1 精馏段和提馏段相关数据的计算3.1.1操作温度由图1.2可知，将xD、xF、xW分别代入对应曲线的方程，即： 精馏段平均温度： 提馏段平均温度： 3.1.2平均分子量塔顶平均摩尔质量计算 由xD=y1=0.983,代入相平衡方程得x1=0.959 进料板平均摩尔质量计算 由上面理论板的算法，得yF=0.649， xF=0.428 塔底平均摩尔质量计算由xW=0.024,由相平衡方程，得yW=0.044 精馏段平均摩尔质量 提馏段平均摩尔质量 3.1.3平均密度操作压力计算塔顶操作压力P100 kPa每层塔板压降 P0.7 kPa进料板压力100+0.76104.2 kPa塔底操作压力=100+0.714109.8 kPa精馏段平均压力（100+104.2）2102.1 kPa提馏段平均压力=（104.2+109.8）/2 =107 kPa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 液相平均密度计算由液相密度数据可得苯与甲苯的密度与温度关系曲线方程如下：苯： 甲苯： 塔顶液相平均密度的计算由 ，代入方程得 塔顶液相的质量分率 得进料板液相平均密度的计算由 ，代入方程得进料板液相的质量分率 得塔底液相平均密度的计算由 ，代入方程得塔底液相的质量分率 得精馏段液相平均密度为：提馏段液相平均密度为：3.1.4 液体平均表面张力由公式：及查图表所得苯与甲苯的表面张力与温度关系曲线方程可以计算液体表面张力苯与甲苯的密度表面张力与温度关系曲线方程如下：苯： （3-1）甲苯： （3-2）塔顶液相平均表面张力的计算由 ，代入方程得：进料板液相平均表面张力的计算由 ，代入方程得：塔底液相平均表面张力的计算由 ，代入方程得：精馏段液相平均表面张力为 提馏段液相平均表面张力为 3.1.5 液体平均黏度由公式：及查图表所得苯与甲苯的黏度与温度关系曲线方程可以计算液体黏度苯与甲苯的黏度与温度关系曲线方程如下：苯： （3-3）甲苯： （3-4）塔顶液相平均黏度的计算由 ，代入方程得： 得同理进料板液相平均黏度的计算由 代入方程得： 塔底液相平均黏度的计算由 ，代入方程得： 精馏段液相平均黏度为 3.1.6体积流率计算 1精馏段体积流率由公式有： 则有： 2提馏段体积流率进料方式为泡点进料，即 ， 3.2精馏塔工艺尺寸的计算3.2.1塔径的计算塔板间距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 3.1 板间距与塔径关系塔径DT，m0.30.50.50.80.81.61.62.42.44.0板间距HT，mm200300250350300450350600400600对精馏段：初选板间距，取板上液层高度，故；查史密斯关联图 可知C20=0.074；依式校正物系表面张力为时可取安全系数为0.7，则（安全系数0.60.8），故按标准,塔径圆整为1.1m,则空塔气速对提馏段：初选板间距，取板上液层高度，故；查图 可知C20=0.068；依式校正物系表面张力为时可取安全系数为0.7，则（安全系数0.60.8），故按标准,塔径圆整为1.2m,则空塔气速将精馏段和提溜段相比较可以知道二者的塔径不一致，根据塔径的选择规定，对于相差不大的二塔径取二者中较大的，因此在设计塔的时候塔径取1.2m。3.2.2 溢流装置的设计精馏段因塔径D1.2m，可选用单溢流弓形降液管，采用平行受液盘。对精馏段各项计算如下： 溢流堰长：单溢流区lW=（0.60.8）D，取堰长为0.60D=0.601.20=0.72m出口堰高： ， ，因溢流强不大，近似取溢流收缩系数E=1,则故 降液管的宽度与降液管的面积：由查弓形降液管的宽度与面积图可得，故 ， 利用计算液体在降液管中停留时间以检验降液管面积，即（大于5s，符合要求） （1）降液管底隙高度：取液体通过降液管底隙的流速（0.07-0.25m/s）依式得：满足条件，故降液管底隙高度设计合理 （2）受液盘 采用平行形受液盘，不设进堰口，深度为60mm 提馏段因塔径D1.2m，可选用单溢流弓形降液管，采用平行受液盘。对精馏段各项计算如下： a)溢流堰长：单溢流区lW=（0.60.8）D，取堰长为0.60D=0.601.20=0.72mb)出口堰高：，因溢流强不大，近似取溢流收缩系数E=1,则故 （3）降液管的宽度与降液管的面积：由查弓形降液管的宽度与面积图可得，故 ， 利用计算液体在降液管中停留时间以检验降液管面积，即（大于5s，符合要求） （4）降液管底隙高度：取液体通过降液管底隙的流速（0.07-0.25m/s）依式：满足条件，故降液管底隙高度设计合理（5）受液盘 采用平行形受液盘，不设进堰口，深度为60mm3.2.3塔板设计 (1) 塔板的分块因D1200mm，故塔板采用分块式。塔极分为4块。对精馏段：取阀孔动能因子 孔速 每层塔板上浮阀数目 取边缘区宽度 由于小塔边缘区宽度取 破沫区宽度 由于D=1.2m1.5m故取 计算塔板上的鼓泡区面积用计算鼓泡区面积，解得， 浮阀排列方式采用等腰三角形叉排，取同一个横排的孔心距 估算排列间距 开孔率：本例所处理是物系无腐蚀性，可选用碳钢板。开孔率对提馏段：取阀孔动能因子 孔速 每层塔板上浮阀数目 取边缘区宽度 由于小塔边缘区宽度取破沫区宽度 由于D=1.2m600mm，故裙座壁厚取16mm。基础环内径： 基础环外径： 考虑到再沸器，取裙座高 。塔体总高度4 附属设备及接管尺寸的选取4.1 原料预热器的设计4.1.1 热负荷与蒸汽用量进料温度：25，进料板温度：93.88由于 （忽略热损失） 饱和蒸汽位120水蒸汽 则4.1.2 平均温差选取列管式换热器，单壳程、双管程逆流平均温差 水蒸汽 原料液 温差 ； 温差系数 两流体的平均温度为：4.1.3 估算传热面积和换热器选取参照列管式换热器中的总传热系数表，初选，则估算面积为：4.2 塔顶冷凝器热负荷及冷去水用量忽略热损失 冷却水入口温度 25 出口温度 40 定性温度 32.5 查相关数据得： 则 即 4.3 塔底再沸器热负荷及水蒸汽用量热量衡算，以0为基准已知： 即 （4-1）进料的热量： 塔顶流出液温度 塔底残液的温度 则 冷凝器消耗的热量: 所以再沸器提供的热量：忽略热损失： 即 查的120的饱和蒸汽的汽化潜热 所以4.4 进料泵的选取进料板的液相密度 进料量 进料量 初选流速 已知 核算 压头损失与动压头的关系为 (4-2)所以压头损失： 已知 压头： (4-3) 利用下式求泵的扬程： (4-4)已知泵的进出口压差 即 选用型号：IS 50-32-125为进料泵，进料泵参数列于表4.1表4.1 IS 50-32-250离心泵参数型号转速n/(r/min)流量Q扬程H/(m)效率/(%)功率/kW必需气蚀余量/m质量(泵/底座)/kg(m3/h)(L/s)轴功率电机功率IS 50-32-250290011.73.2570376.037.52.079/1104.5 主要接管尺寸的选取4.5.1 进料管选取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