化工原理课程设计苯甲苯连续精馏装置工艺设计

1、目 录1. 前言12. 精馏塔设计任务书23. 设计计算书34. 塔板设计185. 设计计算结果总表266. 课程设计评价277. 课程设计心得288. 参考文献28前 言乙醇在工业、医药、民用等方面，都有很广泛的应用，是很重要的一种原料。在很多方面，要求乙醇有不同的纯度，有时要求纯度很高，甚至是无水乙醇，这是很有困难的，因为乙醇极具挥发性，也极具溶解性，所以，想要得到高纯度的乙醇必须通过一定的方法。要想把低纯度的乙醇水溶液提升到高纯度，最简单的方法就是用连续精馏的方法，因为乙醇和水的挥发度相差不大。精馏是多数分离过程，即同时进行多次部分汽化和部分冷凝的过程，因此可使混合液得到几乎完全的分离。

2、化工厂中精馏操作是在精馏塔内进行的，塔内装有若干层塔板或充填一定高度的填料。为实现精馏分离操作，除精馏塔外，还必须从塔底引入上升蒸汽流和从塔顶引入下降液。可知，单有精馏塔还不能完成精馏操作，还必须有塔底再沸器和塔顶冷凝器，有时还要配原料液预热器、回流液泵等附属设备，才能实现整个操作。浮阀塔与20世纪50年代初期在工业上开始推广使用，由于它兼有泡罩塔和筛板塔的优点，已成为国内应用最广泛的塔型，特别是在石油、化学工业中使用最普遍。浮阀有很多种形式，但最常用的形式是f1型和v-4型。f1型浮阀的结果简单、制造方便、节省材料、性能良好，广泛应用在化工及炼油生产中，现已列入部颁标准（jb168-68）内

3、，f1型浮阀又分轻阀和重阀两种，但一般情况下都采用重阀，只有处理量大且要求压强降很低的系统中，才用轻阀。浮阀塔具有下列优点：1、生产能力大。2、操作弹性大。3、塔板效率高。4、气体压强降及液面落差较小。5、塔的造价低。浮阀塔不宜处理易结焦或黏度大的系统，但对于黏度稍大及有一般聚合现象的系统，浮阀塔也能正常操作。通过对乙醇连续精馏塔的设计,增加对化工生产过程的了解以及对化工原理这门课程的认识.化工原理课程设计任务书一、 设计说明书题目: (万吨/年) 苯 - 甲苯连续精馏装置工艺设计二、 设计任务及条件(1).处理量: 9300 kg/h (每年生产时间按7200小时计);(2).进料热状况参数

4、： q=0(3).进料组成:含苯为45(质量百分数); (4).塔底产品含苯不大于2(质量百分数);(5). 塔顶产品中含苯为99(质量百分数)。 -装置加热介质为过热水蒸汽(温度及压力由常识自行指定), 装置冷却介质为25的清水或35的循环清水。三、 设计说明书目录(主要内容) 要求1) 前言（说明设计题目设计进程及自认达到的目的），2) 装置工艺流程(附图) 及工艺流程说明3) 装置物料衡算4) 精馏塔工艺操作参数确定5) 适宜回流比下理论塔板数及实际塔板数计算6) 精馏塔主要结构尺寸的确定7) 精馏塔最大负荷截面处t-1型浮阀塔板结构尺寸的确定8) 装置热衡算初算确定全凝器、再沸器型号及

5、其他换热器型号9) 装置配管及机泵选型10) 适宜回流比经济评价验算(不少于3个回流比比较)11) 精馏塔主要工艺和主要结构尺寸参数设计结果汇总及评价12) 附图 : 装置工艺流程图、装置布置图、精馏塔结构简图(手绘图)。四、 经济指标及参考书目1) 6000元/(平方米塔壁)(塔径1.11.4m乘1.3, 塔径1.51.8m乘2.0, 塔径1.9m以上乘2.8),2) 4500元/(平方米塔板),3) 4000元/(平方米传热面积),4) 16元/(吨新鲜水), 8元/(吨循环水),5) 250元/(吨加热水蒸汽), 设备使用年限10年, 6) 装置主要固定资产年折旧率为10% , 银行借贷

6、平均年利息12.5%。7) 夏清 陈常贵主编化工原理(上. 下) 册修订本【m】天津; 天津大学出版社20058) 贾绍文 化工原理课程设计【m】天津; 天津大学出版社2002设计计算书一，设计题目题目：6.7万吨/年苯-甲苯连续精馏装置工艺设计说明书二，设计条件(1).处理量: 9300 kg/h (每年生产时间按7200小时计);(2).进料热状况参数： q=0(3).进料组成:含苯为45(质量百分数); (4).塔底产品:含苯不大于2(质量百分数);(5). 塔顶产品:中含苯为99(质量百分数);(6).回流比:通过计算获得;(7).全塔效率:计算获得;(8). 建厂地址:茂名地区;(9

7、).单板压降; 0.7kpa(10).操作压力：4kpa(塔顶表压);(11). 过热蒸气加热，饱和蒸气进料。装置加热介质为过热水蒸汽(温度及压力由常识自行指定), 装置冷却介质为25的清水或35的循环清水。三设计方案的确定 本设计任务为分离苯-甲苯混合物。对于二元混合物，应采用连续精馏流程。设计中采用饱和蒸气进料，将原料液通过预热器加热器成饱和蒸气后送入精馏塔内。塔顶上升蒸气采用全凝器冷凝，冷凝液在泡点下部回流至塔内，其余部分经产品冷却器冷却后送至储罐。塔底采用过热水蒸气加热，塔底产品经冷却后送至储罐。3 精馏塔的物料衡算乙醇的摩尔质量水的摩尔质量分别对塔顶,进料,塔底进行物料衡算如下：原料

8、液以及塔顶,塔底产品的平均摩尔质量精馏塔各部分流量计算：原料处理量16.9t/h换算成以摩尔流量为总物料衡算乙醇物料衡算联立解得 四塔板数的确定用图解法求得0.8925分别取1.21.0711.31.160251.51.338751.81.6065取当1.071示范计算精馏塔的气,液相负荷1.071180.208348.469887.639348.4691.16025195.225363.486902.659363.4861.3385225.259393.520932.69393.5201.6065270.311438.572977.742438.572操作线方程1. 精馏段操作线方程2. 提

9、馏段操作线方程精馏操作线提馏操作线1.0711.160251.33851.6065五实际板层数计算1. ）进料线的求取泡点温度:进料温度:平均温度:2. ）根据作图知不同的回流比下的总理论板数和进料板位置如下表(不包括再沸器)总理论板数进料板位置1.07118171.1602513121.338512111.606599d(0.78,0.81) w(0.032,0.24)86时查图得知 查表知 ）全塔效率的计算塔顶温度:79塔底温度:94平均温度:86.5平均温度下的液体粘度所以全塔效率由于浮阀板的塔板效率比较高所以实际的地塔板效率为：0.52代入全塔效率计算出实际的板层数如下表实际板总数实际

10、进料板位置1.07134321.1602525231.338524211.60651817六精馏塔尺寸的确定物料物性计算取时计算如下塔顶温度:79精馏段最后一块板温度:83进料板温度:84.5（）塔顶平均摩尔质量计算:0.778850.745 （）精馏板最后一块板平均摩尔质量根据附图(一)可知0.2350.545（）进料板平均摩尔质量计算根据附图(一)可知0.1550.5总情形如下表:回流比项目气相摩尔浓度液相摩尔浓度1.071塔顶0.778850.74539.807838.86精馏末板0.5450.23533.2624.58进料板0.50.1553222.341.16025塔顶0.77885

11、0.73439.807838.552精馏末板0.5870.3234.43626.96进料板0.5330.232.92423.61.3385塔顶0.778850.74539.807838.86精馏末板0.5920.3334.57627.24进料板0.5250.16532.722.621.6065塔顶0.778850.73439.807838.552精馏末板0.550.23433.424.552进料板0.440.130.3220.8平均密度计算气相平均密度计算液相平均密度计算液相平均密谋计算用以下公式塔顶液相平均密度计算由79,查手册得 精馏末板平均密度为由83,查手册得 塔底液相的质量分率进料板

12、平均密度计算由84.5,查手册得 进料板液相的质量分率液体平均表面张力的计算由79,查手册得 精馏段平均表面张力为由83,查手册得 进料板液相平均表面张力计算由84.5,查手册得 液体平均粘度计算液相平均粘度计算用下式计算塔顶液相平均粘度计算由79,查手册得 由83,查手册得 由84.5,查手册得 (其他温度下的粘度查表略)总情形如下表r项目yx粘度气相平均密度液相平均密度pm温度1.071塔顶0.778850.7450.41611.43163762.802105.379进料板0.50.1550.35091.36665885.74012784.51.1602塔顶0.778850.7340.41

13、611.43163762.802105.379精馏末板0.5870.320.37951.40138833.29212081.5进料板0.5330.20.35941.34011868.705120.783.51.3385塔顶0.778850.7450.41611.43163762.802105.379精馏末板0.5920.330.42811.39855830.847118.679.51.6065塔顶0.778850.7340.41641.43163762.802105.379精馏末板0.550.2340.36751.30457857.369115.582.5进料板0.440.10.33941.1

14、7984910.499116.286塔径的计算(以r=1.071的塔顶为例)r项目1.071塔顶2.69152 0.00255 精馏末板2.26949 0.00144 进料板2.26648 0.00622 1.16025塔顶2.80751 0.00274 精馏末板2.48108 0.00175 进料板2.48060 0.00681 1.3385塔顶3.03176 0.00319 精馏末板2.69559 0.00205 进料板2.71777 0.00665 1.6065塔顶3.38746 0.00379 精馏末板3.11900 0.00215 进料板3.13072 0.00620 由于其中c由式

15、,其中由图查取,图的横坐标为取板间距,板上液层高度则查图得0.082取安全系数0.7,则空塔气速为1.4265塔径圆整后总情形如下表:r项目c横c20cumax0.7ud1.071 塔顶0.0218 0.0820 0.0883 2.03791.4265 1.5499 精馏末板0.0155 0.0813 0.0984 2.4173 1.69211.3067 进料板0.0698 0.08000.0981 2.4970 1.7479 1.2849 1.16025 塔顶0.02250.08300.0897 2.06971.44881.5707 精馏末板0.01720.0820 0.09772.3821

16、1.6675 1.3763 进料板0.0699 0.0813 0.09902.5191 1.76331.33831.3385 塔顶0.0242 0.0840 0.0905 2.08761.6701 1.5203 精馏末板0.01850.0830 0.09872.4055 1.6839 1.4276 进料板0.06340.0821 0.1005 2.6054 1.8238 1.377 1.6065塔顶0.02580.08450.09132.1071 1.6857 1.599 精馏末板0.0176 0.08130.0984 2.5218 1.7653 1.499进料板0.0550.084 0.10

17、42.903 2.032 1.400从上表我们可以看出所有的回流比塔径圆整后都为1.6(注后两个回流比的安全系数取值为0.8,因为修正后安全系数必小于0.8,所以此二处选0.8便于计算和安排)精馏塔总有效高度的计算精馏段有效高度的计算提馏段有效高度的计算由于有精馏塔有效高度为塔体造价计算塔厚:0.012材料:不锈钢材料密度:7900造塔材料单价:38700元/吨则塔造价为折旧费为1.0711.160251.33851.606513.59.458.556.750.90.91.350.4520.416.3515.913.2(元)373378.9299252.2291015.9241598.1折旧费

18、元/小时6.485.195.054.19(由于经过经济计算,选回流比为1.071时最经济所以这里只对回流比为1.071时进行计算)塔截面积实际空塔气速为七精馏塔热量衡算塔顶冷凝器计算.（）塔顶冷凝器热负荷计算.由于是泡点回流所以热流体温度不变.冷凝器热负荷只是液体变为蒸汽的汽化潜热=（）换热面积的计算热流体t 7979冷流体t 2535 54 44 故选取则换热面积（） 换热器费用已知传热材料单价为0.6万元/换热器总费用为万冷凝器折旧费（）冷却水用量以及费用计算冷却水费用,已知冷却水价格为1.8元每立方米1.0711.160251.33851.606513679337.78114268850

19、.52715447876.01917216414.257283.216295.421319.831356.447/万元169.9296618177.2528015191.8990809213.8685000/(元/小时)29.5030.7733.3137.12/326.285340.347368.469410.653(元/小时587.31612.62663.25739.18再沸器计算（）再沸器热量衡算根据 联立两式得,d=6.70 w=10.20再查表查得不同温度下的乙醇和水的比热容分别计算（） 再费器热费用计算再费器热费用包括热损失在内按3.5计算（）再沸器传热面积计算因为采用0.4蒸汽加热

20、且冷凝液在同温度下流出,同样釜液温度也是不变的体系.所以传热推动力就是两者温度之差.已知0.4下水蒸汽的温度为143.4釜液温度为94传热推动力49.4选取传热系数传热面积同样传热材料单价为0.6万元/（）再沸器换热总费用为再沸器折旧费元/小时1.0711.160251.33851.606514417763.5315007276.27616186301.76817954840.006/(元/小时)14017.2714590.4015736.6817456.09/216.190225.030242.709269.228万129.714471135.018230145.625746161.5370

21、22/(元/小时)22.5223.4425.2828.043. 塔板费用由于塔板需要加工切割所以按塔截面积计算且已知塔板费用为所以塔板费用每小时耗费为元/小时4加上塔板费用,精馏塔目前操作费为(750为人工操作费)/(元/小时)1.07114669.801.1602515267.421.338516468.571.606518268.65根据上述数据比较,选取最佳方案的回流比为1.071，塔径塔板设计一溢流装置选用单溢流弓形降液管，凹形受液盘不设进口堰（）堰长:0.6d=0.96（）堰高 取（）弓形降液管宽度和面积,用图求取和,因为由由该图查得:,那么依式停留时间大于5秒,故降液管尺寸合格.（

22、）降液管底隙高度用简便公式塔板布置和浮阀数目与安排. 取阀动能因子计算孔速阀孔数目取边缘区宽度,破沫区宽度,用下式进行计算浮阀采用等腰三角形叉排,取同一横排的孔心距则按考虑到塔的直径比较大,必须采用分块式塔板.而各分块板的支撑同衔接也要占去一部分面积,所以排间距采用按,以等腰三角形叉排做图,排得阀数227个,按n=227重新核算孔数和阀动能因数:二塔板流体力学的计算.(1) 气相通过浮阀板的压强降干板阻力:由于因为所以按下式进行计算板上充气层阻力:醇水混合物为碳氢化合物,取充气系数进行计算.由于液体表面张力所造成的影响很小,所以忽略不计因此,气流经过一层塔板的压降所相当的液柱高度为则单板压降为

23、636700设计合格(2) 淹塔:气体通过塔层的单板压降相当于液柱高度己经算出液体通过降液管的压头损失:因不设进口堰所以板上液层高度:前已经选定板上液层高度为则取,己选,则可见,符合防止塔淹塔的发生.(3) 雾沫夹带板上液体流径长度:板上液流面积:乙醇水混合液为正常系统,可取物性系数k=1.0,又由图查得泛点负荷系数分别用下两式计算式(!)式(!)根据两式计算得出泛点率都在职干部80%以下,故可知雾沫夹带量能满足要求.三塔板负荷性能图(1) 雾沫夹带线,依下式做出按泛点率为80%计算如下:整理得由上式知雾沫夹带线为一平行于横坐标的的直线,所以可以直接做出(2) 液泛线已知由上式确定液泛线,忽略

24、,将各项对应的公式代入上式吞整理得下式:因物系一定,其中.为定值.而与又有如下关系,即式中阀孔数n与孔径879也是定值.因此可将上式简化为与的关系,即依次取几个值.依上式计算出相应的值,列于下表,0.0010.01035.54.3(因为此线为一直线,所以确定两个端点就可以做出)根据表中数据,做出相应的液液泛线.(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5秒,依下式可知液体在降液管内的停留时间为以作为液体在降液管内停留时间的下限,则求出上上限液体流量(常数)值,在图上液相负荷上限线与气体流量无关的竖直线.(4) 漏液线 对于f1型重阀,依计算,则.又知则得以作为规定气体

25、最小负荷的标准.则据些做出液体流量的无关的水平漏液线,(5) 液相负荷下限线 取堰上液层高度作为液相负荷的下限条件,依的计算式计算出ls的下限值.依此做出液相负荷下限线,该线与气相流量无关的竖直线.取e=1,则根据上述所有条件与结果做出塔板负荷性能图.根据图上我们可知.1 任务规定的气,液相负荷下的操作点p(设计点)处在操作区内的适宜位置2 塔板的气相负荷由雾夹带控制,操作下限由漏液控制.3 按照固定的液气比,由本设计附图查出塔板的气相负荷上限以及下限计算出操作弹性为: 设计计算结果汇总于下表现将设计计算结果汇总于下表中,项目数值备注塔径1.6分块式塔板凹形受液盘板间距0.45塔板形式单溢流弓

26、形降液管空塔气速1.34堰长0.96堰高0.057板上液层高度0.013降液管底隙高度0.051浮阀数n/个227等腰三角形叉排阀孔气速9.9阀孔动能因数11.84临界阀孔气速8.62孔心距0.075指同排孔心距排间距0.065指相邻两排中心线距离单板压降636液体在降液管内停留时间19.86降液管内清液层高度0.159泛点率66.99气相负荷上限3.21雾沫夹带控制气相负荷下限1.13漏液控制操作弹性2.84 课程设计评价本设计是前人科学成果以及经验公式的前提下进行设计的,并且参考资料中有完全相同的类型的设计同计算,所以计算过程上不会出现太大的公式选择错误.而且在反复的设计过程中,也对公式应用也有了比较大理解和进步.本设计在理论塔板的确定上采用图解法,因为其简单而且明了,全塔效率采用前人经验公式,在选择回流比的时候采用了试差法,先计算出几种回流比下的总花费,然后再确定最佳回流比.本设计的的最佳回流比我个人认为选择的比较好,因为通过理论塔板以及塔顶冷凝水的耗费计算,我发现在我的物性参数下,理论塔板数变化走向在1.3倍以下变化很大,在1.3到1.5之间变化中等.在1.8到2.0之间理论塔板数完全相等.而且在1.3和1.2时,冷却水用量己经很接近.相差己经很近.而塔板数却