分离苯-甲苯混合物的精馏塔设计—化工原理课程设计.doc

四川大学化学工程学院化工原理课程设计四川大学化工原理课程设计任务书一、设计任务：设计题目：分离苯-甲苯混合物的精馏塔设计给定条件：原料液：苯-甲苯混合物组成：xF = 0.32（摩尔分率，下同）处理量：F = 12400 kg/h温度：29 oC馏出液：组成：xD = 0.93残液：组成：xW = 0.02操作压力：常压二、设计内容：设计说明书一份，其内容包括目录题目及数据工艺流程选择论证及说明、流程图主要设备的设计（塔板数、塔径、塔板结构元件及尺寸，流体力学交校核）塔板布置图，负荷性能图主要辅助设备的选用与计算（塔顶冷凝器）三、参 考 资 料：化工原理设计导论，成都科技大学化工原理设计导论编写组，成都科技大学出版社，1994化工原理，下册，叶世超 夏素兰 易美桂 杨雪峰等编，科学出版社，2002化工原理（第二版），下册，陈敏恒等，化学工业出版社，2000化工设备设计基础，化工设备设计基础编写组，上海科学技术出版社，1987化学工程师手册，机械工业出版社，1999PERRY化学工程手册（第六版），化学工业出版社，1984化学工程手册（第二版），时钧等，化学工业出版社，1996化学工程师简明手册，邓忠等，机械工业出版社，1997化工生产流程图解，化学工业出版社，精馏设计、操作和控制，吴俊生等，中国石化出版社，1997塔型设备基础设计，石油化学工业部编，1975塔设备设计，上海科学技术出版社，1988塔的工艺计算，石油化学工业部设计院，1977 目录 第一章 方案选定 1.1操作条件的确定1.1.1 操作压力41.1.2 进料状态41.1.3 加热方式41.1.4 冷却剂与出口温度41.1.5 回流比的选择41.2设备的选择1.2.1 塔设备的选择41.2.2 再沸器，冷凝器等附属设备的安排4 1.3流程的确定1.3.1 物料的储和输送51.3.2 参数的检测和调控51.4 热能的利用 第二章 总体工艺设计计算 2.1物料衡算与操作线方程2.1.1 原料及产品组成 (xF, xD, xW, F)62.1.2 全塔总物料衡算 62.1.3 操作温度62.1.4 使进料达到泡点，预热原料液所需热62.1.5 相对挥发度(a) 72.1.6 最小回流比(Rmin) 72.1.7 精馏塔的气、液相负荷及操作线方程82.2 塔板数的确定2.2.1 理论塔板数82.2.2 实际塔板数102.3 精馏塔的工艺条件及有关物性数据的计算2.3.1 平均摩尔质量102.3.2 平均密度112.3.3 液相平均表面张力122.3.4 液相平均黏度132.4 精馏塔的塔体工艺尺寸计算2.4.1 塔径的计算142.4.2 精馏塔有效高度计算 152.5 塔板主要工艺尺寸的计算2.5.1 溢流装置计算152.5.2 塔板布置及浮阀数目与排列162.6 塔板流体力学验算2.6.1 气相通过浮阀塔板的压降172.6.2 淹塔182.6.3 雾沫夹带182.7 塔板负荷性能图2.7.1 雾沫夹带线192.7.2 液泛线202.7.3 液相负荷上限线212.7.4 漏液线212.7.5 液相负荷下线限212.8 计算结果汇总2.9 工艺流程图 第三章 附属设备计算3.1 换热器热量计算3.1.1 塔顶冷却所需热24 3.1.2 原料液加热到泡点所需热量243.1.3 塔釜加热所需热量243.2 塔顶冷凝器 3.2.1 物性参数253.2.2 传热面积253.2.3 工艺尺寸结构263.3进料预热器3.3.1 设计方案的确定273.3.2 物性数据273.3.3 传热面积估算283.3.4 工艺尺寸结构283.4 塔底再沸器3.4.1 设计方案的确定293.4.2 物性数据293.4.3 传热面积的估算303.4.4 工艺尺寸结构313.5 接管与法兰3.5.1 塔顶蒸汽出口管径323.5.2 回流液管径323.5.3 进料管直径323.5.4 釜液排出管径333.6 筒体与封头3.6.1 筒体333.6.2 封头333.7 人孔主要参考文献设计心得体会 第一章 方案选定1.1操作条件的确定1.1.1操作压力根据生产要求，本设计选择常压下的连续蒸馏。常压操作对设备要求低，操作费用低，适用于苯-甲苯这类非热敏沸点在常温（工业低温段）物系分离，连续蒸馏集成度高，可控性好，产品质量稳定。1.1.2 进料状态本设计采用泡点进料。在29摄氏度时苯与甲苯的状态均为油状液体，所以采用q1。在进料前将冷液体通过预热器加热到泡点后送入精馏塔内。1.1.3加热方式由于蒸汽质量不易保证，采用间接蒸汽加热。用饱和水蒸汽作为加热剂，选用较高的蒸汽压力，可以提高传热温度差，从而提高传热效率。 1.1.4冷却剂与出口温度冷却剂选用经济的常温水。1.1.5回流比的选择 采用泡点回流。根据实验和生产数据统计，一般最适宜回流比的范围为R（1.12）Rmin，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1.5倍。1.2设备的选择1.2.1塔设备的选择 精馏操作课选用的塔设备有很多。在实际的生产操作中，由于浮阀塔具有结构简单、生产能力和操作弹性大、板效率高等优点，因而是一种综合性能较优异的板型，所以本实验采用浮阀塔。1.2.2再沸器，冷凝器等附属设备的安排 塔底设置再沸器，塔顶蒸汽完全冷凝后再冷却至回流入塔。冷凝冷却器安 装在较低的框架上，通过回流比控制期分流后，用回流泵打回塔内，馏出产品 进入储罐。塔釜产品接近纯水，一部分用来补充加热蒸汽，其余储槽备稀释其 他工段污水排放。1.3流程的确定1.3.1物料的储存和输送在流程中应设置原料槽、产品槽以及离心泵。原料可有泵直接送入塔内，也可以通过高位槽送料，以免受泵操作波动的影响。为使过程连续稳定地进行，产品还需用泵送入下一个工序。1.3.2 参数的检测和调控 流量、压力和温度等是生产中的重要参数，必须在流程中的适当位置装设仪表，以测量这些参数。 同时，实际生产过程中，物流的状态（流率、温度、压力）、加热剂和冷却剂的状态都不可能避免地会有一定程度的波动，因此必须在流程中设置一定的阀门（手动或自动）进行调节，以适应这种波动，保证产品达到规定的要求。1.4 热能的利用 精馏过程是组分反复汽化和反复冷凝的过程，耗能较多，如何节约和合理地利用精馏过程本身的热能是十分重要的。 选取适宜的回流比，使过程处于最佳条件下进行，可使能耗降至最低。与此同时，合理利用精馏过程本身的热能也是节约的重要举措。 若不计进料、馏出液和釜液间的焓差，塔顶冷凝器所输出的热量近似等于塔底再沸器所输入的热量，其数量是相当可观的。然而，在大多数情况，这部分热量由冷却剂带走而损失掉了。如果采用釜液产品去预热原料，塔顶蒸汽的冷凝潜热去加热能级低一些的物料，可以将塔顶蒸汽冷凝潜热及釜液产品的余热充分利用。 此外，通过蒸馏系统的合理设置，也可以取得节能的效果。例如，采用中间再沸器和中间冷凝器的流程，可以提高精馏塔的热力学效率。因为设置中间再沸器，可以利用温度比塔底低的热源，而中间冷凝器则可回收温度比塔顶高的热量。 第二章 总体工艺设计计算以下设计计算中，A代表苯，B代表甲苯，苯、甲苯可视为理想溶液。苯的摩尔质量 MA=78 kg/kmol 甲苯的摩尔质量 MB=92 kg/kmol进料液平均摩尔质量2.1物料衡算与操作线方程2.1.1 原料及产品组成 (xF, xD, xW, F)= 0.32 = 0.93 = 0.02 kmol/h2.1.2 全塔总物料衡算 总物料 易挥发组分 解方程 解得 2.1.3操作温度 由上述操作条件知，在进料处采用泡点进料，蒸馏塔顶采用泡点回流。所以根据物料组成，结合苯-甲苯的物系相图中的压强一定下（P=101.325pa）的温度组成图t-x(y)图， 可以查得： 冷液体进料温度 =29oC 塔顶 xD =0.93 =81oC 塔板 xF = 0.32 =98oC 塔底 xW = 0.02 =109oC 精馏段平均温度 =89.5o 提馏段平均温度 =103.5oC2.1.4 使进料达到泡点，预热原料液所需热泡点下的饱和液体进料则：q=1其中，苯的质量分数为： 则甲苯的质量分数为：苯的比热容=1.7kJ/（kgK)甲苯的比热容=1.7kJ/（kgk）进料板xF = 0.39,，=98oC 所以所需热量为2.1.5 相对挥发度(a) 用安托因方程计算:苯的安托因常数为： 甲苯的安托因常熟为： 苯与甲苯的饱和蒸汽压 塔顶 =81oC 则代入数值得 2.007 1.597 进料板 =98oC 2.2223 1.8373 塔底 =109oC 2.349 1.97954 2.4029则全塔的平均相对挥发度2.472.1.6 最小回流比(Rmin) 平衡方程 A式q=1 则q线方程为 B式联立A、B两式的 由此可得最小回流比为 操作过程中去回流比为最小回流比的1.5倍，则2.1.7 精馏塔的气、液相负荷及操作线方程 kmol/h kmol/h由于泡点进料q=1 所以 kmol/h kmol/h精馏段操作线方程 带入数值的 提馏段操作线方程 带入数值得 2.2 塔板数的确定2.2.1理论塔板数苯甲苯属于理想体系，可采用逐板计算法来计算理论塔板数，由精馏段和提馏段的操作线方程联立 得 交点为 相平衡方程式 即 第1块板上升的蒸汽组成 第1块板下降的液体组成 第2块板上升的气相组成 第2块板下降的液体组成 如此反复计算 因为 所以第8块板为加料板第9块板上升的蒸汽组成 第9块板下降的液体组成 如此反复计算得 因为 ，所以总理论板数为16，精馏段8块，第8块板为进料板。2.2.2实际塔板数 对精馏塔，采用相对挥发度与液相黏度的乘积为参数来表示全塔效率，相对挥发度与黏度取塔顶塔底平均温度下的值，对苯甲苯双组份，由上述的计算可得相对挥发度，黏度为液相平均黏度。则根据上面所述并查相关手册得： =81oC =109oC 已知 由 得： 所以塔板的实际数为2.3 精馏塔的工艺条件及有关物性数据的计算 2.3.1 平均摩尔质量已知：苯的摩尔质量 MA=78 甲苯的摩尔质量 MB=92 塔顶处： 进料板处： 塔底处： 精馏段气、液混合物的平均摩尔质量： 提馏段气、液混合物的平均摩尔质量： 总体塔的气、液混合物的平均摩尔质量： 2.3.2 平均密度 A 气相平均密度，由理想气态方程计算：塔顶 进料板塔底 精馏段 提馏段 气相平均密度 B 液相平均密度，计算公式：塔顶 =81oC 进料板 =98oC 液相的质量分数： 塔底 =109oC 液相的质量分数： 精馏段液相平均密度： 提馏段液相平均密度： 全塔液相平均密度： 2.3.3 液相平均表面张力 液相平均表面张力计算公式： 塔顶液相平均表面张力 =81oC 查图得 进料板液相平均表面张力 =98oC 塔底液相平均表面张力 =109oC 精馏段液相平均表面张力： 提馏段液相平均表面张力： 全塔平均表面张力： 2.3.4 液相平均黏度液相平均黏度计算公式 塔顶液相平均黏度 =81oC 进料板液相平均黏度 =98oC 塔底液相平均黏度 =109oC 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： 2.4 精馏塔的塔体工艺尺寸计算 2.4.1 塔径的计算气、液相体积流率： C 表示气体负荷系数（m/s）根据 取板间距 板上液层高度 则有 查图可知 取安全系数为0.7 则塔径 塔截面积 实际空塔气速为 2.4.2 精馏塔有效高度计算 精馏段有效高度： 提馏段有效高度： 在精馏段、提馏段各设一人孔，其高度均为0.8m.。所以精馏塔的有效高度为 2.5 塔板主要工艺尺寸的计算 2.5.1 溢流装置计算 因塔径D=1.4m ,可选用但溢流弓形降液管，采用凹形受液盘。各项计算如下： (1）堰长 由液体负荷及溢流形式可知，单溢流堰长满足,本设计采用（2）溢流堰高度 溢流堰高度计算公式： 选用平直堰，堰上液层高度依下列计算公式 取上层液高度 得（3） 弓形降液管宽度以及截面积由,得 所以 液体在降液管中停留的时间，一般不小于35s，以保证溢流液中的泡沫有足够的时间在降液管中得到分离。在求的降液管截面积之后，应按照下列验算降液管内液体的停留时间，即： 带入数据得： 故降液管设计合理。(4 )降液管底隙高度 计算公式 取则： 故降液管底隙高度设计合理2.5.2 塔板布置及浮阀数目与排列 取阀孔动能因数F0=10 ，孔速为u0 每层塔板上的浮阀数： 其中为阀孔直径，取值为取边缘区宽度Wc=0.06m,破沫区宽度Ws=0.07m，鼓泡区面积为Aa，即： 由于在阀孔的排列中，叉排气液接触较好，而且对于大塔，当塔板采用分块式结构时，不便按正三角形，所以对本设计的浮阀排列方式采用等腰三角形交叉，取同一横排的孔心距t=75mm ,则估算排间距为 考虑到塔的直径较大，必须采用分块式塔板，而个快的支承与衔接也要占去一部分鼓泡区面积，因此排间距不宜采用67.6mm，应小于此值。故去t=65mm 按t=75mm,t=65mm以等腰三角形叉排方式作图，得阀数N=207按N=207 重新核算孔速及阀孔动能因数： 阀孔动能因数变化不大，仍在912范围内。塔板开孔率=2.6 塔板流体力学验算 2.6.1 气相通过浮阀塔板的压降可根据 计算塔板压降（1） 干板阻力 临界孔速 因,则可按下式计算： （2) 板上充气液层阻力 本设计分离苯和甲苯的混合液，即液相为碳氢化合物，可取充气系数，可得 (3) 客服表面张力所造成的阻力 因本设计采用浮阀塔，其很小，可忽略不计。因此，气体流经一层浮阀塔板的压降相当的液柱高度为： 单板压降 2.6.2 淹塔 为了防止淹塔现象的发生，要求控制降液管中清夜层高度 可用下列公式计算。即 （1） 与气体通过塔板的压降相当的液柱高度（2） 液体通过降液管的压力损失，因不设进口堰，故按下式计算的 （3） 板上液层高度，去因此=0.059+0.05+0.006123=0.1151m取，, 则可见,符合防止淹塔的要求。2.6.3 雾沫夹带板上液体流经长度 板上液流面积 苯和甲苯可按正常系统取物性系数K=1.0，查的泛点负荷系数,将以上数值带入下式，得： 100即F1=54.32又按下列式子计算泛点率100带入数值得=55.56计算出的泛点率都在80以下，故可知雾沫夹带量能够满足 的要求。2.7 塔板负荷性能图 2.7.1 雾沫夹带线作出 对于一定的物系及一定的塔板结构，式中,及均为已知值，相应于的泛点率上限值亦可确定，将各已知数据代入上式，便得出的关系式，据此作出雾沫夹带线。按泛点率=80计算如下：整理得 雾沫夹带线为直线，则在操作范围内任取两个,依照上式计算出相应的的值列于附表1中：附表1：雾沫夹带线数据 0.003 0.0020.0010.01 2.23 2.252.272.072.7.2液泛线由确定液泛线。忽略式中项，将, 阀全开前 , 阀全开后 , 带入上式，得到物性一定，塔板结构尺寸一定，则,及等均为定植，而与又有如下关系，即 式中阀孔数N与孔径亦为定值。因此，可将上式简化，得 在操作范围内任取若干个值，按照上式算出相应的值列于附表2中： 附表2：液泛线数据0.0010.0020.0030.0040.012.522.452.372.301.94 2.7.3 液相负荷上限线 液体的最大流量应保证在降液管中停留时间不低于35s。液体在降液管内的停留时间，求出上限液体流量值（常数），在图上，液相负荷上限线与气体流量无关的竖直线。 以作为液体在降液管中停留时间的下限，则 2.7.4 漏液线 对于F1型重阀，依计算，则又知 式中均为已知数，故可由此式求出气相负荷的下限值，据此与液相流量无关的水平漏液线。以F0=5作为规定气体最小负荷的标准，则 2.7.5 液相负荷下线限 取堰上液层高度作为液相负荷下限条件，依下列的计算式 计算出的下限值，依次作出液相负荷下限线，该线为与气相流量无关的竖直直线。 去E=1，则根据附表1、2可分别作出塔板负荷性能图上的15共5条线，见附图1：由塔板负荷性能图可以看出：1：在规定的气液负荷下的操作点，处在适宜操作区域内的适中未知。2：塔板的气负荷上限完全由雾沫夹带控制。3：按固定的液气比，由附图1的气相负荷上限 气相负荷下限 所以：操作弹性=2.8 计算结果汇总（见附表3）附表3：浮阀塔板工艺设计结果 项目 数值及说明塔径D/m 1.4板间距HT/m 0.45塔板型式单溢流弓形降液管空塔起气速u/(m/s) 1.00835堰长lw/m 0.98堰高hw/m 0.03321板上液层高度hL/m 0.05降液管底隙高度h0/m 0.01996阀孔气速u0/(m/s) 5.8986阀孔动能因数F0 9.8761临界阀孔气速u0c/(m/s) 5.9707浮阀数N/个 207空心距t/mm 75排间距t/mm 65单板压降 439.6563液体在降液管内停留时间 13.6277降液管内清夜层高度 0.1151泛点率/ 54.32气相负荷上限 2.27气相负荷下限 0.7385操作弹性 3.072.9 工艺流程图第三章 附属设备计算3.1 换热器热量计算已知：气化潜热 比热容 81oC 98oC kmol/h kmol/h kmol/h xF = 0.32 =29oC =81oC =98oC =109oC 3.1.1 塔顶冷却所需热量 在未冷凝前，塔底的物料基本上为气体，再被冷凝回流后基本上都是液体，并且温度并未发生明显变化，只是物料状态的改变，则： 3.1.2 原料液加热到泡点所需热量泡点下的饱和液体进料 其中苯的质量分数 同理可得 甲苯的质量分数 所需热量为 带入数值得 3.1.3 塔釜加热所需热量塔釜加热 （1） Qm包括将原料液F从=98oC加热到 =109oC，回流液L从 =81oC 加热到=109oC，即： 带入数值得 则 （2） Qr为将V近乎为从纯液体纯气体状态，即： 带入数值得 综上可得 3.2 塔顶冷凝器 塔顶采用循环冷却水冷凝，冷却水入口温度为室温（取oC)，出口温度设为=39oC。由于循环冷却水容易结垢，若其流速太低将会把加快结垢的速度，使换热器流量下降，所以循环冷却水走管程，饱和气体走壳程。 3.2.1 物性参数 冷却水进出口平均温度oC查得循环水在34oC下的物性数据： (moC)(kg.oC) 3.2.2 传热面积 由于采用泡点回流，所以近似于换热器中只有相变化，其换热器负荷的计算为：平均传热温差：oC冷却水用量 由于高温流体是气体，所以可选取较小的K值，假设k=200oC),则估算的传热面积为 3.2.3 工艺尺寸结构 (1)：管径和管内流速： 选用较高级冷拨传热管（碳钢），取管内流速为(2)： 管程数和传热管数：可根据传热管内径和流速确定单程传热管数 按单程管计算，所需的传热管长度为 按单程管设计，传热管过长，宜采用多管程结构。根据本设计实际情况，采用非标设计，现取传热管长，则该换热器的管程数位，传热管总根数 (3): 传热管排列和分程方法 采用组合排列法，即每程内均按正三角形排列，隔板两侧采用正方形排列。取管心距 ， 隔板中心到离其最近一排管中心距离计算为 各管相邻管的管心距为44mm。 (4): 壳体直径 采用多管程结构，取管板利用率，则壳体直径为 按卷制壳体的进级档，可取(5): 折流板 采用弓形折流板，取弓形折流板圆缺高度为壳体内径的25，则切去的圆缺高度为 故可取h=200mm 取折流板间距 则 可取B=400mm 折流板数目3.3进料预热器3.3.1 设计方案的确定 用饱和水蒸气做热源加热使其温度从oC加热到 =98oC，饱和水蒸气温度为120oC，冷凝水与100oC下排出。由于苯-甲苯体系易结垢且黏度较水小，加上体系用水蒸气加热，所以采用料液走管程，蒸汽走壳程，已达到传热效果好、结构简单、清洗方便的原则。3.3.2 物性数据 取物料进出口温度为定性温度，则oC在64oC下物料有关的物性系数 ： oC） oC） 即： oC）饱和蒸汽的物性参数： 3.3.3 传热面积估算由于采用泡点回流，所以近似于换热器中热流体只有相变化，其换热负荷性能的计算： 平均传热温度：oC饱和蒸汽用量： 由于高温流体是气体，所以可选取较小的K值，假设oC），则估算的传热面积是：3.3.4 工艺尺寸结构 (1): 管径和管内流速 由于所需传热面积较小，所以选用规格的管子，取管内流速(2): 管程数和传热管数 根据传热管内径与流速确定单管传热管数 按单管程计算，所需的传热管长度为按单管程设计，传热管过长，适宜采用多管程结构。现取传热管长，则 该换热器的管程数为 传热管总根数为 (3)：壳程数单壳程(4): 传热管排列和分程方法采用每程内采用正三角形排列，隔板两侧采用正方形排列。管心距 隔板中心到离其最近一排管中心距离计算为：(5)：壳体直径采用多管程结构，去管板利用率为60，则壳体直径为： 按卷制壳体的进级档，可取D=400mm(6): 折流板 采用弓形折流板，取弓形折流板圆缺高度为壳体内径的25，则切去的圆缺高度为 故可取h=150mm 取折流板间距 则 可取B=200mm 折流板数目3.4 塔底再沸器 3.4.1设计方案的确定 用饱和水蒸气做热源加热使物料温度从=81oC 加热到 =109oC，并且从液体加热到气体。饱和水蒸气温度为120oC，冷凝水于120oC下排出。3.4.2 物性数据 取物料进出口平均温度为定性温度：oC在95oC下的有关物性数据： oC） oC）即： oC）饱和蒸汽的物性参数： 3.4.3 传热面积的估算塔釜传热量为：平均传热温差：oC饱和蒸汽用量： 由于高温流体是气体，所以可选较小的K值。假设oC），则估算的传热面积为：3.4.4 工艺尺寸结构 (1）: 管径和管内流速 选用规格的管子，取管内流速（2）: 管程数和传热管数 根据传热管内径与流速确定单管传热管数 按单管程计算，所需的传热管长度为按单管程设计，传热管过长，适宜采用多管程结构。现取传热管长，则 该换热器的管程数为 传热管总根数为 （3）：壳程数单壳程（4）: 传热管排列和分程方法采用每程内采用正三角形排列，隔板两侧采用正方形排列。管心距 隔板中心到离其最近一排管中心距离计算为：各程相邻管的管心距为44mm（5）：壳体直径采用多管程结构，去管板利用率为60，则壳体直径为： 按卷制壳体的进级档，可取D=700mm（6）: 折流板 采用弓形折流板，取弓形折流板圆缺高度为壳体内径的25，则切去的圆缺高度为 故可取h=200mm 取折流板间距 则 可取B=350mm 折流板数目 3.5 接管与法兰 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 3.5.1 塔顶蒸汽出口管径 塔顶处 kg/kmol并且几乎所有的液料都转化成气相，则 由