化工原理课程设计苯和二甲苯物系分离系统的设计

1、北京理工大学珠海学院 课程设计课程设计任务书2011 2012学年第一学期 学生姓名： 专业班级： 指导教师： 工作部门： 化工与材料学院 一、 课程设计题目 苯和二甲苯物系分离系统的设计二、课程设计内容（含技术指标）生产能力：6000吨/年（每年按300天生产日计算）原料状态：苯含量45%（wt%）；温度：25；压力：100kpa；泡点进料；分离要求：塔顶馏出液中苯含量90%（wt%）；塔釜苯含量2%（wt%）操作压力：100kpa其它条件：塔板类型：浮阀塔板；塔顶采用全凝器；r=1.6rm2.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

2、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10.1410.21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10.2111.11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）11.1111.18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）11.1811.25热量衡算；附属设备的选型和计算11.25-12.02绘制带控制点的工艺流程图（cad图）12.0212.09绘制带控制点的工艺流程图，

3、（借图板和丁字尺，手工绘制图）12.0912.16编写设计说明书，答辩要求2012.01.03将说明书及图纸装订并提交2012.1.41.5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

4、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： 2011年10 月14 日摘要：根据任务要求，本塔在100kpa压强下，苯和对二甲苯的分离操作，年处理量为6000吨(按300天计)，查阅相关资料，初步确定分离方法、流程、以及设备、操作条件，查阅相关物理数据，制作相关曲线图，由原料组成和塔顶、塔釜组成通过物料衡算来确定产量、釜液量、最小回流比及回流比，继而得到精馏段，提馏段的操作线方程，并结合经验值通过计算来确定塔的理论塔板数和实际塔板数，进料板位置，以及全塔效率，进而得出塔的工艺尺寸，然后

5、根据流体力学验算，来确定各工艺尺寸是否均符合要求，符合要求之后，再确定本塔的负荷性能图及其附属设备，完成工艺流程图（cad图纸，手工图纸各一份），进而完成设计任务。关键词：精馏塔 精馏段 提馏段 塔板目录：第一章绪论1.1分离方法的选择-精馏1.2流程设计1.3设备初选1.4操作条件第二章 精馏塔工艺计算2.1基础数据2.2 物料衡算第三章 精馏塔主要工艺尺寸的设计3.1塔的工艺条件及物性数据32 精馏塔主要工艺尺寸计算第四章附属设备与接管的选取4.1原料液预热器的设计4.2塔顶冷凝热负荷及冷却水用量4.3塔底再沸器热负荷及水蒸气用量4.4进料泵的选取4.5主要接管尺寸的选取第一章绪论1.1分

6、离方法的选择-精馏蒸馏分简单蒸馏、平衡蒸馏（闪蒸）、精馏和特殊蒸馏较易分离的物系或对分离要求不高简单蒸馏或闪蒸较难分离精馏很难分离的或者用普通精馏方法不能分离特殊精馏1.2流程设计 1.3设备初选塔板类型浮阀塔泡罩塔板。优点：不易发生液漏现象。有较好操作弹性，塔板不易堵塞 缺点：结构复杂，金属耗量大，造价高；板上夜层厚，气体流经曲折，通过塔板的压强降大，兼雾沫夹带严重，板效率低。筛板塔板。优点：造价低廉，气体压降小，板上液面落差小，生产能力及板效率均较泡罩塔高。 缺点：操作弹性小，容易堵塞。浮阀塔板。优点：生产能力大，操作弹性大，塔板效率高，压降液面落差较小，塔板造价低。换热器管壳式换热器有点

7、：单位体积所具有的传热面积较大及传热效率好，结构简单，制造材料范围较广，操作弹性较大。离心泵油泵油泵特点：用于易燃、易爆油品。管路选择无缝钢管（常压管路）1.4操作条件操作压力100kpa(常压)常压下为气态混合液加压沸点较高又是热敏性混合液减压进料状态泡点进料泡点进料优点：塔内无聊在平衡态下进料不需要进行热交换，计算简便。塔底加热方式间接蒸汽加热优点：方便、便宜，相变潜热放出的热量大。第2章 精馏塔工艺计算2.1基础数据12.1.1苯和二甲苯液体的物性表2-1 物性沸点t/c熔点t/c密度/kg/m3相对分子质量m临界压力p/mpa水中的溶解度g/ml折射率苯 80.15.51878.678

8、.114.920.00181.50108对二甲苯138.513.2861106.173.51不溶1.49575 2.1.2苯和二甲苯液体的密度表2-2 t/c苯 /kg.m-3对二甲苯/kg.m-380815.83809.6885810.31805.190804.74800.4995799.11795.84100793.42791.14105787.65786.41110781.82781.63115775.91776.8120769.92771.93125763.86767.01130757.71762.05135751.47757.03140747.04753.48 苯=-1.1643t+

9、909.52 对二甲苯=-0.9515t+886.09 2.1.3苯和对二甲苯的表面张力表2-3 t/c苯 /mn/m对二甲苯/mn/m8021.13821.9398520.51421.4099019.89320.8829519.27720.35810018.66419.83710518.05419.31911017.44918.80411516.84818.29212016.25117.78312515.65817.27713015.06916.77413514.48516.27514013.90515.778 对二甲苯=-0.1027t+30.121 苯=-0.1206t+30.7412.

10、1.4苯和对二甲苯的粘度表2-4t/c苯/pa.s对二甲苯/pa.s80.1311.8349.58529933590286.632495272.1310100260298.9105247.2289.8110235.5280115228268.7120219.7259125210.4249130200240135192.8230138.5187.5223 2.1.5常压下苯对二甲苯气液平衡数据(1) 苯对二甲苯antoine常数表25 组分abc苯6.905651211.033220.790对二甲苯6.990521453.430215.307 (2)antoime公式其中p为饱和蒸汽压，单位mm

11、hg,t单位 表26 t/c苯饱和蒸汽压对二甲苯饱和蒸汽压xy80.1101.3315.6816.4685117.5518.360.8360.9696.4090136.1322.640.6930.9316.0195156.9127.010.5720.8865.81100180.0632.050.4680.8325.62105205.7637.830.37780.7675.44110234.1844.420.3000.6935.27115265.4951.900.2310.6065.12120299.960.370.1710.5064.97125337.5669.90.1070.3914.831

12、30378.6880.60.070.264.7135423.4492.560.0270.1114.57138.5472.02105.88-0.012-0.0584.46 根据列表的数据作图 计算=5.32 (2-1) 根据所作的图，算得的泡点温度为 露点温度为2.2 物料衡算22.2.1组成 平均相对分子量2.2.2全塔物料衡算代入数据，解得：2.2.3确定及r值原料液为泡点进料最小回流比为即 2.2.4精馏段操作线方程 (2-2) 提留段操作线方程 (2-3) 则2.2.5理论塔板数 及实际塔板数（1）简捷法全塔最小理论板数 (2-4)由上可算得根据吉利兰图公式可得：算得：n =9.7310

13、 精馏段最小理论板数根据吉利兰图公式可得：算得：n =5.146故进料塔板位置为塔顶往下数第6块板。(2)作图法由图可得：理论塔板数n=7（包括再沸器）2.2.6全塔效率=0.027 =0.9244由图2-4 苯-对二甲苯混合液的t-x-y图 可查得 塔釜温度=135 塔顶温度 =90.73又泡点进料=96.498=107.41可由粘度表查得，=107.41时，=241.5606 =285.0764则 =0.5265全塔效率为 (2-5)2.2.7实际塔板数则进料塔板数本章符号说明5英文字母t温度，cm相对分子质量g/mol平均相对分子质量,g/molp压力,pax液相摩尔分数y气相摩尔分数f

14、原料液摩尔量, kmol/hd塔顶产品液量, kmol/hw塔釜产品液量,kmol/hr回流比l塔内下降的液体流量,kmol/hn理论塔板数et全塔效率希腊字母密度,kg/m3表面张力,mn/m粘度，pa.s相对挥发度下标f进料液d馏出液w釜液b泡点d沸点min最小或最少第3章 精馏塔主要工艺尺寸的设计3.1塔的工艺条件及物性数据33.1.1塔的工艺条件1.操作压强2.操作温度 4可由t-x-y图查得塔釜温度=135 c 塔顶温度 =90.73 c 泡点进料=96.498c即3.1.2 各种物性数据1.平均分子量根据平衡关系式可得 (3-1)塔顶：=0.924 =0.6968进料塔：=0.52

15、65 =0.8554塔釜：=0.027 =0.128624 精馏段的平均分子量 提留段的平均分子量98.4044 g/mol2.平均密度 气相密度精馏段实际塔板数：提馏段实际塔板数：a. 精馏段：塔顶操作压强 =100kpa 每层塔板的压强降p=0.7kpa进料板压强 平均压强 (3-2) b. 提馏段： 塔釜操作压强 平均压强 液相密度=96.498 c 可查表2-2得 =797.4053 =794.4319 =795.7664=90.78 c 可查表2-2得 =803.8617 =799.7646 =803.4501 =135c 可查表2-2得 =751.47 =757.03 =756.9

16、180 即 3.液体表面张力=96.498 c 可查表2-3得 = 19.0933 mn/m =20.2019 mn/m =19.6875 mn/m=90.78 c 可查表2-3得 = 19.7969mn/m =20.8003 mn/m =19.8929 mn/m=135c 可查表2-3得 =14.485 mn/m =16.275 mn/m =16.2349 mn/m即 mn/m mn/m4液体粘度=96.498 c 可查表2-4得 =268.4748 pa.s =306.6744 pa.s =143.153 pa.s=90.78 c 可查表2-4得 =284.338 pa.s =321.81

17、6 pa.s =150.9592 pa.s=135c 可查表2-4得 =192.8 pa.s =230 pa.s =104.8817 pa.s即 pa.s pa.s5.体积流率由上可得 r=0.3357 l=rd (3-3) 精馏段 l=rd=0.33575.0748=1.7036 kmol/hv =(r+1)d (3-4)v=(r+1)d=1.33575.0748=6.7784kmol/h已知 =88.975g/mol =81.2159 g/mo =799.6087 =2.7573则 体积流量 =0.1896/3600=5.2667 =199.6161/3600=0.0554 提留段 kmo

18、l/h kmol/h已知 =98.4044 g/mol =92.3645 g/mol=776.3426 =3.1108 则 质量流量 体积流量 表3-1物性数据精馏段提留段操作温度t/c93.639115.739液体粘度pa.s147.0561124.0174液体表面张力mn/m19.790217.9612液相气相液相气相平均分子量g/mol89.007181.199398.404492.3645平均密度799.60872.7576766.34263.1502体积流率5.26670.05543.80670.05590.1896199.61611.3776201.261332 精馏塔主要工艺尺寸

19、计算33.2.1 塔径的计算1. 精馏塔：取板间距 查史密斯关联图可知 c20=0.07 (3-5) (3-6) 即 (3-7) 圆整 d=300mm横截面积at=0.7850.32=0.0707m2空塔气速：un=0.0554/0.0707=0.7836m/s 2. 提馏段： 查史密斯关联图可知 c20=0.079 即 圆整 d=300mm横截面积at=0.7850.32=0.0707m2空塔气速：um=0.0559/0.0707=0.7907m/s 3.2.2浮阀塔的塔板结构与设计1堰长=0.65d=0.650.3=0.195 m采用平直堰，堰上高度按公式 ()计算 (3-8)（1） 精馏

20、段 m（2） 提馏段 m 2. 弓形降液管的宽度和横截面积查弓形降液管的宽度与面积关系图得 则 精馏段 (3-9)提馏段 3、降液管底隙高度 (3-10)（1）精馏段 取液体通过降液管底隙流速uo=0.13m/s则m（2）提馏段 取液体通过降液管底隙流速uo=0.13m/s则 3.2.3塔板布置1.塔板分布 塔径d=0.3 m2.浮阀数目与排列 (3-11)（1）精馏段取阀孔动能因子=12，则孔速每层塔板上浮阀数目 (3-12) 11根据经验值取边缘区宽度wc=0.06m、破沫区宽度ws=0.1m计算塔板上的鼓泡区面积，即 (3-13)其中 m故4.485510-3 取同一个横排的孔心距t=7

21、5mm则 排间距 t= =5.4m(2)提馏段取阀孔动能因子=12，则控速 12根据经验值取边缘区宽度wc=0.060m、破沫区宽度ws=0.1m 即取同一个横排的孔心距t=75mm则 排间距 t= =4.9839m3.2.4塔板的流动性能的校核1. 气相通过浮阀塔板的压降（1） 精馏段 干板阻力 (3-14) 板上重启夜层阻力取 则 液体表面张力所造成的阻力=0.025+0.0529=0.0779=g=610.4373pa（2） 提馏段 干板阻力 板上重启夜层阻力取 则 液体表面张力所造成的阻力=0.014+0.0512=0.0762m=g=572.2767pa2. 淹塔（1） 精馏段 单层

22、气体通过塔板的压降相当液柱高度=0.0779m 液体通过液降管的压头损失 板上液层高度 则=0.0779+2.530810-3+0.05=0.1304m取=0.5 =0.4m =0.0472m则（+）=0.2236m 可见（+） 符合要求（2） 提馏段 单层气体通过塔板的压降相当液柱高度=0.0762m 液体通过液降管的压头损失 板上液层高度 则=0.0762+0.07=0.1288取=0.5 =0.45m =0.0395m则（+）=0.2448m 可见（+） 符合要求3. 雾沫夹带 (3-15)（1） 精馏段=52.3%板上液体流经长度：m板上液流面积：取物性系数k=1，泛点负荷系数=0.1

23、03（2） 提馏段 取物性系数k=1，泛点负荷系数=0.103=57.53%4. 塔板负荷性能图（1） 雾沫夹带线据此可作出负荷性能图中的雾沫夹带线。按泛点率80%计算。 精馏段整理得： 提馏段整理得：（2） 液泛线 而 精馏段 提馏段 （3） 液相负荷上限以=5s作为液体在降液管内停留时间的下限，则（4） 漏夜线 精馏段 提馏段（5） 液相负荷下限线精馏段取堰上液层高度how=0.002m作为液相负荷下限条件提馏段取堰上夜层高度how=0.006m 作为液相负荷下限条件 3.2.5塔板负荷性能图呦塔板负荷性能图可看出：（1）在任务规定的气液负荷下的操作点处在适宜操作区内的适中位置；（2）塔板

24、的气相负荷上限完全由雾沫夹带控制，操作下限由液漏控制；（3）按固定的液气比，由图可查出塔板的气相负荷上限（vsn）max=0.0849m3/s (vsm)max=0.0834m3/s 气相负荷下限（vsn）min=0.035m3/s (vsm)min=0.036m3/s 故：精馏段操作弹性=0.0849/0.035=2.4257 提馏段操作弹性=0.0834/0.038=2.1947表3-2 浮阀塔工艺设计计算结果项目符号单位计算数据备注精馏段提馏段塔径dm0.30.3板间距htm0.40.45塔板类型单溢流弓形降液管分块式塔板空塔气速um/s0.78360.7907堰长lwm0.1950.1

25、95堰高hwm0.04720.0395板上液层高度hlm0.050.05降液管低隙高h0m0.00210.015浮阀数n1112等腰三角叉排阀孔气速u0m/s7.22636.761浮阀动能因子f01212临界阀孔气速uocm/s孔心距tm0.0750.075同一横排孔心距排间距tm5.410-34.983910-3相邻横排中心距离单板压强pppa610.4373572.2767降液管内清夜层高度hdm0.13040.1288泛点率%52.3%57.53%气相负荷上限(vs)maxm3/s0.08490.0834气相负荷下限(vs)minm3/s0.0350.038雾沫夹带控制操作弹性2.425

26、72.1947液漏控制3.2.6 塔高(1)设塔顶空间高度为2ht=0.8m (2)全塔=22 故设人孔n=2 人孔处板间距为h=0.6m (3)设釜液在塔釜停留时间为2min 塔底液面至最下层塔板之间留1.5m的间距 g/mol tw=135c 故 塔釜液层高度 hb=0.2656 m(4)塔高本章符号说明英文字母p压强，kpax液相摩尔分数y气相摩尔分数t温度，cm平均相对分子量，g/moll塔内下降液体流量，kmol/hv塔内上升气体流量，kmol/hht板间距，mhl板及堰上总高，mc20物系表面张力为20mn/m的负荷系数u流体流量，m/sd塔内径，ma塔内横截面积，m2lw堰长ho

27、w堰上高度，mhw板高，maf降液管横截面积，m2wd降液管宽度，mh0降液管低隙高度，mf0阀孔动能因子n每层塔板上浮阀数wc边缘区宽度，mws破抹区宽度，maa鼓泡区面积，m2hcn干板阻力，m（n=1、2）hln板上重启液层阻力，mhpn液体表面张力所造成的阻力，mhdn单层气体通过塔板的压降相当的液柱高度，mzl板上液体流经长度，mab板上液流面积，m2cf泛点负荷系数希腊字母密度，kg/m3表面张力，mn/m粘度，pa.s0阻力系数上标 提馏段_平均下标f原料液d馏出液w釜残液l液相v气相n精馏段m提馏段max最大min最小第四章 附属设备与接管的选取4.1原料液预热器的设计4采用压

28、强为200kpa、温度为120c的饱和水蒸气加热，水蒸气离开时为饱和液体； 原料液由25c加热到泡点温度96.498c。 蒸汽走壳层，原料液走管层，逆流操作。定性温度 查表得 =1.942kj/(kg.c) =1.845kj/(kg.c)故 kj/(kg.c)热负荷 （4-1）预计热损失为2%热流体 t 120c 120c冷流体 t 96.498c 25c 23.502 c 95c故 平均温差 （4-2）总产热系数k0取300w/(m2.c)故 总传热面积为 （4-3） 4.1.1 物性数据1表4-1/kg.m-3/mpa.scp/ kj/(kg.c)/kj/kg/w/(m.k)苯839.15

29、0.43341.94231.190.151对二甲苯826.430.41731.84540.000.155原料液795.9990.28671.33480.12414.1.2、计算热负荷q及蒸汽用量由上可知 =31.2822 kw =1.4387 kj/(kg.c)根据公式 可得kg/s 查得120c下饱和水蒸气2205.2kj/kg 可得 4.1.3 计算平均温度 4.1.4初选换热器规格3表4-2公称直径/mm管程数管子总根数中心排管数管程流通面积/m2计算的换热器面积/m3管子长度3000管子尺寸25191922532542840.00236.4排管数按正方形旋转450排列4.1.5核算总传

30、热系数表4-3 1200c水蒸气物性数据/kg.m-3/mpa.scp/ kj/(kg.c)/kj/kg/w/(m.k)1.12731030.23734.262205.20.3931(1)管程对流传热系数i （4-4）(2)壳程对流传热系数0 （4-5）取换热器列管之中心距t=32mm 折留挡板间距h=0.15m =0.95流体通过管间最大截面积为所以 （3）污垢热阻 (4)总传热系数k0 （壁热阻忽略） （4-6）由前面计算可知，选用选用该型号换热器时要求过程的总传热系数为300计算出的ko为180.99，故所选择的换热器是合适的，安全系数为设计结果为：选用浮头式换热器，型号为fb325-2.5-234.2塔顶冷凝热负荷及冷却水用量塔顶采用全凝器，即y1=xd=0.9244 查t-x-y图得 td=91.56c查得该温度下 苯的汽化热r苯=395.38kj/kg 对二甲苯的汽化热r对二甲苯=341.19 kj/kg故塔顶汽化热为rd=0.9244 395.38+（1-0.9244）341.1