3万吨每年粗苯精制工艺设计

1、 分离工程课程设计题 目： 3万吨每年粗苯精制工艺设计 学 院： 化学与材料工程学院 姓 名： 李 博 文 学 号： 指导老师： 刘 伟 2012年06月目 录一 设计任务11.设计题目12.设计内容13.工艺流程的确定24.操作条件确定2二 精馏塔的物料恒算3轻重关键组份的确定3塔顶塔底物料组成及塔顶塔底温度计算。3K值的计算3用试差法计算塔顶温度3用试差法计算塔底温度4按理想清晰分割法确定塔顶塔底产品分布量4三 塔的工艺条件计算5最小理论塔板数（用芬斯克方程）5最小回流比的计算6理论板数确定6进料未知的确定7四 物性数据计算7全塔平均温度8平均分子量的计算8液相平均密度8气相平均密度8液体

2、表面张力9精馏气液负荷计算9五 塔尺寸计算11塔径的计算11溢流装置计算11溢流堰长12出口堰高12降液管的宽度与降液管面积12降液管底隙高度12塔板的布置13筛孔数与开孔率13筛板的流体力学计算14气体通过液体压降相当的液柱高17雾膜夹带量的验算18漏液的验算18液泛验算18六 塔板负荷性能16雾膜夹带线16液泛线16液相负荷上限线17漏液线17液相负荷下限线18七 冷凝器和再沸器热量衡算19塔顶冷凝器热负荷19塔顶换热器热负荷20塔底在沸器热负荷20塔底换热气热负荷20八 塔设备计算及选取21塔顶空间21塔底空间21人孔21塔高计算21 5.管口的选取22九 设计结果总结及表示符号24 总

3、结 26一 设计任务1.设计题目 粗苯的精馏设计 设计内容 料液的组成如下表所示：组分名称苯甲苯二甲苯摩尔分数0.590.390.02料液的温度为60，摩尔流量为44.7Kmol/h塔操作条件：加热蒸汽等级0.9Mpa（绝压），循环冷却水35;电容量可满足要求。分离要求： 塔顶流出液中已苯浓度为98%（摩尔分数），釜液中苯浓度为2.0%。 工作日：每年 330天，24小时连续生产2.设计内容设计方案简介 根据设计任务书所提供的条件和要求,通过对现有资料的分析对比,选定适宜的流程方案和设备类型,初步确定工艺流程.对选定的工艺流程、主要设备的型式进行简要的论述.主要设备的工艺设计计算2.1 精馏塔

4、的物料衡算 2.2 精馏塔的工艺尺寸计算(塔径、塔高)2.3 提馏层压降的计算2.4 液体分布器简要设计2.5 精馏塔接管尺寸计算典型辅助设备的选型和计算包括典型辅助设备的主要工艺尺寸计算和设备型号规格的选定制图4.1 绘制工艺流程图4.2 绘制精馏塔设设备图3.工艺流程的确定粗苯混合物经过预热器预热到60后，送入精馏塔。塔顶上升蒸汽采用全凝器冷凝，一部分作为回流液，其余为塔顶产品经冷凝器冷凝后送入贮槽，塔釜采用间接蒸汽再沸器供热，塔底产品经冷凝后送入贮槽。流程图为附图。4.操作条件确定操作压力 选择常压101.325Kpa为操作压力。1. 进料温度由已知条件只进料温度为60.2. 进料热状况

5、选择由进料温度及压力确定进料热状况为过冷液进料。3. 加热剂选择由给定的条件用0.5Mpa的蒸汽作为加热剂。4. 冷却剂选择冷却水作为冷却剂。二 精馏塔的物料恒算轻重关键组份的确定由所给的原料组成及分离要求，可分析出甲苯为轻关键组分，已苯为重关键组份。塔顶塔底物料组成及塔顶塔底温度计算。 K值的计算因为操作压力取为标准大气压101.325Kpa，所以可按理想流体计算平衡常数K。：由 和（安托尼方程）由化工热力学附表查出相关参数如下表：组分ABCT/K苯6.068321236.034-48.99353422甲苯6.050431327.62-55.526286410二甲苯6.097891458.0

6、76-60.109313445用试差法计算塔顶温度假设塔顶温度为353.15K，按理想切割的组成进行计算。组分苯di25.85xdi0.98ki0.9973yi0.9774由试差结果 符合要求，故设塔顶温度为353.15K正确。用试差法计算塔底温度假设塔底温度为380.15K，按理想切割的组成进行计算。组分甲苯二甲苯wi17.0840.89417.978xwi0.92340.056698kwi0.90150.3438yi0.83240.15340.9858因 所以所设温度380.15K正确。按理想清晰分割法确定塔顶塔底产品分布量 同理： 三 塔的工艺条件计算最小理论塔板数（用芬斯克方程）本设计

7、采用全凝器求以中关键组分甲苯为对比组分，各组分的平均相对挥度 组分苯甲苯二甲苯kDi（353.15k）0.99730.38370.1308ihD2.599110.3408Kwi（380.15k）2.13890.90150.3438ihW2.372610.3814 计算得：Nm=8.34最小回流比的计算求算进料的气化分率由已知进料温度60，操作压力为101.325Kpa，取进料压力为101.325Kpa，设气化率为0. 平均温度 以重关键组分甲苯为对比组分，求相对挥发度i已知: p=101.325Kpa T=364.31K 组分i苯甲苯二甲苯求和Ki1.38890.55620.1991i2.49

8、7110.3580Zi0.590.390.021设初值为1.75用试差法计算出当时值为1.32正确。 则， =2.0165Rm=2.0147-1=1.0165操作回流比：R=1.5Rm=1.5248理论板数确定 令 由李德公式： 则Nt=15.68875总版效率：由 =2.4971 T=364.31K组分苯甲苯二甲苯求和XFi0.590.390.0210.280.300.320.16520.1170.00640.2886则，查表得效率=0.6625进料未知的确定由 则精馏段=10块 提留段=13块（含再沸器）进料板为从上往下数第11块板 四 物性数据计算全塔平均温度 平均分子量的计算 组成苯

9、甲苯二甲苯分子量M78.1192.13106.15塔顶ydi0.980.0201塔顶对应kiydi0.97730.007700.9902塔底xwi0.0566 0.92340.021塔底kixwi0.12100.83240.00690.9603由Mvd=Mi*ydi=77.26 kg/kmol Mld=Mi*xwi= 87.10kg/kmol 液相平均密度 依下式：（ai为质量分数）组分苯甲苯二甲苯和364.31K0.8030.8000.823353.15K0.8150.8100.815380.15K0.7920.7900.796顶0.9760.02401i底0.0210.9310.0481

10、顶=814.87kg/m3 底=790.33 kg/m3lv=802.10kg/m3气相平均密度 液体表面张力 由公式温度苯甲苯二甲苯353.15K21.2721.6922.67380.15K18.0318.7319.87 底0.020.92340.0566 顶0.980.02 0顶=21.28 mN/m 底=18.42mN/m =1/2（顶+底）=19.85 mN/m精馏气液负荷计算 V=（R+1）D=（1.5248+1） 26.1966=66.14kmol/h Vh=3600Vs=1976.4m3/h L=RD=1.524826.1966=39.94kmol/h Lh=3600Ls=4.3

11、2 m3/h五 塔尺寸计算塔径的计算 初选塔板间距为HT=0.41 m，取板上液层高hl=0.06 m 计算 查Smith关联图得C20=0.075，依式校正到物系表面张力为 19.85mN/m时的C，即 取安全系数为0.70，则 故 圆整为D=1 m 则空塔气速为u=0.6994 m/s溢流装置计算采用单溢流，弓形降液管，平行受液盘及平行溢流堰，不设进口堰，个计算尺寸如下。溢流堰长lw 取堰长lw为0.60 D，即 Lw=0.601=0.6m出口堰高hw 由 ，查液流收缩计算图，得E=1.236，依下式故 hw=0.06-0.0131=0.00469 m降液管的宽度Wd与降液管面积Af由lw

12、/D=0.60，查弓形降液管宽度与面积图得Wd/D=0.098，Af/At=0.055 故Wd=0.098D=0.0981=0.098 m Af=0.0550.785=0.0432m2由式 符合要求降液管底隙高度h0 取液体通过降液管底隙的流速 塔板的布置 取安定去宽度Ws=0.06m， 边缘区宽度Wc=0.03 m 依下式计算开孔区面积 式中 由以上算得：Aa=1.613 m2筛孔数n与开孔率 取筛孔的孔径d0为5 mm，正三角形排列，用=3mm的碳素钢作为筛板，取t/do=4.0，故 孔中心距 t=4.05.0=20 mm 依式 孔 依式（在515%范围内）每层塔板上的开孔面积A0为 气体

13、通过筛孔的气速 筛板的流体力学计算气体通过液体压降相当的液柱高hp 依式 干板压降的液柱高hc 依 ， 查干板孔的流量系数图得，C0=0.84再由式 气流通过板上液层压降相当的液柱高度hl由充气系数与Fa的关联图差得板上液层充气系数为0.66依式 克服液体表面张力压降相当的液柱据式故 hp=0.0218+0.0396+0.00202=0.0634 mm单板压降 雾膜夹带量ev的验算 依下式0.0122kg液/kg气 0.1kg液/kg气故在设计负荷下不会发生过量雾膜夹带。漏液的验算由式 筛板的稳定系数 故在设计负荷下不会产生过量漏液。液泛验算为防止降液管液泛的发生，应使降液管中清液层高度依式

14、计算Hdhd依下式计算，即Hd=0.6342+0.0396+0.=0.10421m取=0.5，则在设计负荷下不会发生液泛现象。根据以上验算，可以认为精馏塔径及各工艺尺寸使合适的。六 塔板负荷性能雾膜夹带线 依式 式中 近似取E1.0， hw=0.03722 m， lw=1.26 m故 取雾膜夹带极限ev为 0.1kg液/kg气，已知，并代入上式 得液泛线 联立下式得 近似取E=1.0，lw=0.6，hw=0.0469 由下式得 故 how=0.528Ls2/3 由式 及 及 已算出故：由下式将HT=0.41m，hw为0.0469m，代入上式得 液相负荷上限线 取液体在降液管中停留时间为4秒，由

15、下式漏液线由，代入下式液相负荷下限线取平堰，堰上液层高how=0.006m，作为液相负荷下限条件，依下式，取E=1.0，则Lsmin=1.78310-4 m3/s七 冷凝器和再沸器热量衡算 在化工手册上查取各种物质的物性参数如下表：组分苯甲苯二甲苯气化r394.1379.1377.9Cp1.8811.9021.935顶yi0.980.020底xi0.020.92340.0566其中r和Cp单位都为kj/kg，35水的比热为4.178Kj/kg ，0.9Mpa水蒸气的汽化潜热为2036.2kj/kg。由前面算得塔顶V=66.14Kmol/h，D=26.1966Kmol/h塔顶冷凝器热负荷 由以上

16、数据及平均汽化潜热公式 r=yi*ri求得r=398.994 Kj/kg。 平均摩尔质量 M=yi*Mi =78.3904kg/kmol由Q=MVr=78.390466.14398.994= kj/h 由Q=m水Cp水t假设水温从35上升到105，代入数据得= m水 4.178(105-35) m水 = 7073kg/h塔顶换热器热负荷由Q=MDCp均tCp均 =yi*Cpi =1.884 kj/kgQ=78.390426.19661.884（80-45）=.4kj/h假设水从35上升到45则 m水=.4/（4.17810）=3227kg/h塔底再沸器热负荷由前面算得塔底进料量L底= L+F=

17、84.64Kmol/h ，出料量W=18.5015Kmol/h，气化量V=66.14Kmol/h，塔底温度为107M=xi*Mi=92.64 kg/kmolr=yi*ri = 379.33kj/kg由Q=VMr =66.1492.64379.33=.4kj/h用0.9Mpa的水蒸气加热，汽化潜热为2036.2kj/kg。则 m汽 = .4/2036.2=1141.5 kg/h塔底换热气热负荷塔底物料温度应有107变为45，Cp均 =xi*Cpi= 1.883kj/kgQ=MWCp均t=92.6418.50151.883（107-45）=.2kj/h冷却水仍为35变为45，所以m水 =4789k

18、g/h八 塔设备计算及选取塔顶空间塔顶空间为最上一层板与塔顶的空间。为了有利于出塔气体夹带的液滴沉降，此段取为2倍的塔板间距，取为0.82 m。塔底空间 塔底空间为塔内最下层板到塔底间距，因塔底液面至最下一层板之间要有12m的间距，所以取塔底空间为2.0m。人孔为了便于检修安装和清洗设备，每隔6层板开设一个直径为600mm的人孔，在第7，14，21，块板上设3个人孔。塔高计算由下式计算精馏塔的塔高：式中 H塔高（不包括封头，裙坐），m n实际塔板数nF进料板数HF进料板处板间距，mnp人孔数Hp设人空处的板间距，mHD塔顶空间（不包括底盖部分），mHB塔底空间（不包括底盖部分），m 由前面计算

19、得出：n为23，nF为1，取进料板间距HF为1m，人孔数np为3，人空处板间距Hp仍为0.8m，HD为0.82m，HB为2m。计算出： H=（23-1-3-1）0.41+11+30.8+0.82+2=13.6m5. 管口的选取管的直径计算： 式中，Q流量， 流速，m/s5.1 塔顶蒸气出口管的选择设定流速： Q=1976.4则，出口管的直径： 查化工管道设计标准，圆整，可选DN顶出=600，厚5.05.2 加料管的选择根据经验，设定流速： Q=4.725则，进料管的直径：查化工管道设计标准，圆整，可选DN=95，厚5.05.3 塔底出料管的选择根据经验，设定流速： Q=2.16则，料管的直径：

20、查化工管道设计标准，圆整，可选DN=，厚4.0mm九 设计结果总结及表示符号项目符号单位计算数据操作压力Pkpa101.325处理量FKmol/h44.7进料温度TFK333.15塔顶温度TDK353.15塔低温度TWK380.15实际塔板数n 块23塔径Dm1塔高Hm 13.6塔板间距HTm0.41堰长lwm0.6堰高hwm0.0469堰宽Wdm0.098塔底与受液盘距离juli 2h0m0.0457板上清液层高度hLm0.06孔径d0mm5孔间距tmm20孔数n个4670开孔面积m20.0567筛孔气速u0m/s9.68降液管中停留时间S14.76降液管中清液层高度Hdm0.10421雾膜

21、夹带evKg液/kg气0.0122负荷上限雾膜夹带控制负荷下线漏液控制气相最大负荷Vs，maxm3/s0.3774气相最小负荷Vs，minm3/s0.3672主要参考文献1 姚玉英化工原理（下）M.天津：天津大学出版社.19992 贾绍义.柴诚敬化工传质与分离过程M.北京：化学工业出版 社.20013王静康化工过程设计M.北京：化学工业出版社.20064 倪进方化工过程设计M.北京：化学工业出版社.19995 刘家祺传质分离过程M.北京：高等教育出版社.6 陈洪钫.刘家祺化工分离过程M.北京：化学工业出版社.19957 时钧.汪家鼎.余国琮.陈敏恒化学工程手册M.北京：化学工业出版社.1996

22、8 贾绍义.柴诚敬化工原理毕业设计M.天津：天津大学出版社.20029 谭天恩.麦本熙.丁惠华化工原理M.北京：化学工业出版社.199810 匡国柱.史启才化工单元过程及设备毕业设计M.北京：化学工业出版社.200211 娄爱娟.吴志泉.吴叙美化工设计M.上海：华东理工大学出版社.200212 王静康化工设计M.北京：化学工业出版社.199513 贺匡国化工容器及设备简明设计手册M.北京：化学工业出版社.200214 国家医药管理局上海医药设计院化工工艺设计手册M.北京：化学工业出版社.199615 化工设备设计全书编辑委员会塔设备设计M.上海：科学技术出版社.198816 董大勤化工设备机械

23、基础M.北京：化学工业出版社.200317 余国琮化工机械工程手册M.北京：化学工业出版社.200218 马连湘.刘光启.王文中化工设备算图M.北京：化学工业出版社.200319 汪镇安化工工艺设计手册M.北京：化学工业出版社.200320 朱有庭.曲文海.于浦义化工设备设计手册M.北京：化学工业出版社.200521 贺永德现代煤化工技术手册M.北京：化学工业出版社.200422 郭树才煤化工工艺学M.北京：化学工业出版社.199223 陈国恒化工机械基础M.北京：化学工业出版社.200624 何建平炼焦化学产品回收于加工M.北京：化学工业出版社.200525 肖瑞华.白金锋煤化学产品工艺学M.北京：冶金工业出版社.200326 何铭新.钱可强机械制图M.北京：高等教育出版社.2004总结 本次分离工程课程设计历时两周，是学习分离工程以来第一次独立的工业设计。分离工程课程设计是培养学生化工设计能力的重要教学环节，通过课程设计使我们初步掌握化工设计的基础知识、设计原