化工原理课程设计_苯_甲苯

1、下载可编辑课程设计说明书武汉工程大学.专业 .整理 .下载可编辑化工与制药学院课程设计说明书课题名称苯 - 甲苯溶液连续精馏塔设计专业班级过程装备与控制工程01 班学生学号学生姓名学生成绩指导教师课题工作时间.专业 .整理 .下载可编辑11 过控 1 班化工原理课程设计任务书一、 课程设计题目苯-甲苯溶液连续精馏塔设计二、 课程设计的内容1设计方案的确定2带控制点的工艺流程图的确定3操作条件的选择 （包括操作压强 、进料状态 、回流比等 ）4塔的工艺计算（1）全塔物料衡算（2）最佳回流比的确定（3）理论板及实际板的确定（4）塔径的计算（5）降液管及溢流堰尺寸的确定（6）浮阀数及排列方式 （筛板

2、孔径及排列方式 ）的确定（7）塔板流动性能的校核（8）塔板负荷性能图的绘制（9）塔板设计结果汇总表5辅助设备工艺计算（1）换热器的面积计算及选型（2）各种接管管径的计算及选型（3）泵的扬程计算及选型6 塔设备的结构设计 ：（包括塔盘 、裙座、进出口料管 ）.专业 .整理 .下载可编辑三、 课程设计的要求1、撰写课程设计说明书一份2、工艺流程图一张3、设备总装图一张四、 课程设计所需的主要技术参数原料：苯-甲苯溶液原料温度 ：30 处理量：9 万吨/年原料组成 （苯的质量分数 ）： 40%产品要求 ：塔顶产品中苯的质量分数： 94%塔顶产品中苯的回收率 ：99%生产时间 ：300 天（7200

3、h ）冷却水进口温度 ： 30加热介质 ：0.6Mpa （表压）饱和水蒸汽五、 课程设计的进度安排1、查找资料 ，初步确定设计方案及设计内容，1-2 天2、根据设计要求进行设计 ，确定设计说明书初稿 ， 2-3 天3、撰写设计说明书 ，总装图，答辩， 4-5 天六、 课程设计考核方式与评分方法指导教师根据学生的平时表现、设计说明书 、绘图质量及答辩情况评定成绩，采用.专业 .整理 .下载可编辑百分制。其中： 平时表现20%设计说明书40%绘图质量20%答辩20%指导教师 ：吕仁亮学科部负责人 ：杜治平2014年9月1日.专业 .整理 .下载可编辑摘要本次设计是针对苯 -甲苯的精馏问题进行分析、

4、选取、计算、核算、绘图等，是较完整的精馏设计过程 。我们对此塔进行了工艺设计，包括它的进出口管路的计算，画出了塔板负荷性能图 ，并对设计结果进行了汇总。此设计的精馏装置包括精馏塔，再沸器，冷凝器等设备 ，热量自塔釜输入 ，物料在塔内经多次部分气化与部分冷凝进行精馏分离，由塔顶产品冷凝器中的冷却介质将余热带走。本文是精馏塔及其进料预热的设计，分离摩尔分数为 0.42 的苯 甲苯溶液 ，使塔顶产品苯的摩尔含量达到 98% ，塔底釜液摩尔分数为3.5%。综合工艺操作方便 、经济及安全等多方面考虑，本设计采用了筛板塔对苯- 甲苯进行分离提纯 ，塔板为碳钢材料 ，按照逐板计算求得理论板数为14 。根据经

5、验式算得全塔效率为 53.72% 。塔顶使用全凝器 ，部分回流 。精馏段实际板数为 14，提馏段实际板数为 14 。实际加料位置在第 15 块板 。精馏段弹性操作为 3.02,提馏段操作弹性为 3.12。全塔塔径为1.4m 。通过板压降 、漏液、液泛、液沫夹带的流体力学验算，均在安全操作范围内 。 确定了操作点符合操作要求 。关键词：苯- 甲苯、精馏、热量衡算 、精馏塔设计 、全塔效率 、操作弹性.专业 .整理 .下载可编辑目录摘要第一章绪论71.1精馏流程设计方案的确定 .111.2设计思路 .111.2.1精馏方式的选定 .121.2.2加热方式 .121.2.3操作压力的选取 .121.

6、2.4回流比的选择 .121.2.5塔顶冷凝器的冷凝方式与冷却介质的选择.131.2.6板式塔的选择 .13第二章精馏塔工艺设计计算142.1 物料衡算错误！未定义书签。2.1.1 塔的物料衡算错误！未定义书签。2.2 物系常数的求解152.2.1 温度的求解152.2.2 气相组成的求解162.2.3 平均分子式量的求解162.2.4 物系中苯的质量分数的求解172.2.5 物系密度的求解17.专业 .整理 .下载可编辑2.2.6 物系表面张力的求解182.2.7 相对挥发度的求解192.3 板数的确定192.3.1 最小回流比及操作回流比的求解192.3.2 理论板数的求解212.3.3

7、物系黏度的求解222.3.4 实际板数的求解232.4.塔气液相负荷的求解242.4.1 气相密度的求解242.4.2 塔气液负荷的求解24第三章热量衡算263.1 物系热量常数的求解.263.1.1物系汽化潜热的求解.263.1.2物系热容的求解 .283.2 热量衡算 .293.2.1原料预热温度的求解.293.2.2热量的求解 .29第四章精馏塔的初步设计 .314.1塔径的计算与选择的求解.314.2溢流装置 .324.3塔板布置 .33.专业 .整理 .下载可编辑第五章筛板流体力学验算345.1 塔板压降345.2.液面落差355.3.雾沫夹带355.4.漏液365.5.漏液36第六

8、章塔板负荷性能图376.1.漏液线376.2.液沫夹带线386.3.液相负荷下限396.4.液相负荷上限线396.5.液泛线406.6.负荷性能图及操作弹性41第七章塔总高度的计算427.1.塔顶封头427.2.塔顶空间427.3.塔底空间437.4.人孔437.5.进料板间距437.6.群座437.7.全塔总高43.专业 .整理 .下载可编辑第八章塔的接管448.1.进料管的计算与选择448.2.回流管的计算与选择448.3.塔底液相出塔管的计算与选择448.4. 塔顶蒸汽出料管的计算与选择458.5.塔底蒸汽出料管的计算与选择45计算结果汇总46符号说明48结束语50参考文献50.专业 .

9、整理 .下载可编辑第一章绪论筛板精馏塔是炼油、化工 、石油化工等生产中广泛应用的气液传质设备。它的出现仅迟于泡罩塔 20 年左右 ，当初它长期被认为操作不易稳定，在本世纪 50年代以前 ，它的使用远不如泡罩塔普遍 。 其后因急于寻找一种简单而价廉的塔型，对其性能的研究不断深入，已能作出比较有把握的设计，使得筛板塔又成为应用最广的一种类型。1.1 精馏流程设计方案的确定本设计任务为分离苯- 甲苯混合物 。 对于二元混合物的分离，应采用连续精馏流程 。 设计中采用气液混合物进料，将原料液通过预热器加热至温度后送入精馏塔内。塔顶上升蒸气采用全凝器冷凝 ，冷凝液在泡点下一部分回流至塔内，其余部分作为塔

10、顶产品冷却后送至储罐 。 该物系属易分离物系，最小回流比较小 ，故操作回流比取最小回流比的1.45 倍。塔釜采用间接蒸汽加热，塔底产品经冷却后送至储罐。流程参见附图 。1.2 设计思路在本次设计中，我们进行的是苯和甲苯二元物系的精馏分离，简单蒸馏和平衡蒸馏只能达到组分的部分增浓，如何利用两组分的挥发度的差异实现高纯度分离，是精馏塔的基本原理 。 实际上 ，蒸馏装置包括精馏塔、原料预热器 、蒸馏釜 、冷凝器 、釜液冷却器和产品冷却器等设备。蒸馏过程按操作方式不同，分为连续蒸馏和间歇蒸馏，我们这次所用的.专业 .整理 .下载可编辑就是筛板式连续精馏塔 。 蒸馏是物料在塔内的多次部分汽化与多次部分冷

11、凝所实现分离的。热量自塔釜输入 ，由冷凝器和冷却器中的冷却介质将余热带走。在此过程中 ，热能利用率很低 ，有时后可以考虑将余热再利用， 在此就不叙述 。 要保持塔的稳定性， 流程中除用泵直接送入塔原料外也可以采用高位槽。回流比是精馏操作的重要工艺条件。选择的原则是使设备和操作费用之和最低。在设计时要根据实际需要选定回流比。1.2.1 精馏方式的选定本设计采用连续精馏操作方式，其特点是 ：连续精馏过程是一个连续定态过程，能小于间歇精馏过程，易得纯度高的产品。1.2.2 加热方式本设计采用间接蒸汽加热，加热设备为再沸器。本设计不易利用直接蒸汽加热，因为直接蒸汽的加入，对釜内溶液起一定稀释作用，在进

12、料条件和产品纯度，轻组分收率一定前提下 ，釜液浓度相应降低，故需在提馏段增加塔板以达到生产要求，从而又增加了生产的费用 ，但也增加了间接加热设备。1.2.3 操作压力的选取本设计采用常压操作，一般，除了热敏性物料以外，凡通过常压蒸馏不难实现分离要求，循环水将馏出物冷凝下来的系统都应采用常压蒸馏。在化工设计中有很多加料状态，这次设计中采用气液混合物进料q=0.96 。1.2.4 回流比的选择对于一般体系最小回流比的确定可按常规方法处理，但对于某些特殊体系，如乙醇水体系则要特殊处理，该体系最小回流比Rmin 的求取应通过精馏段操作线与平衡线相切得到。而适宜回流比R 的确定 ，应体现最佳回流比选定原

13、则即装置设备费与操作费之和最低,一般.专业 .整理 .下载可编辑经验值为 R=(1.1-2.0)Rmin.1.2.5 塔顶冷凝器的冷凝方式与冷却介质的选择塔顶选用全凝器，塔顶冷却介质采用自来水，方便 、实惠、经济 。1.2.6 板式塔的选择板式塔工艺尺寸设计计算的主要内容包括：板间距 、塔径、塔板型式 、溢流装置 、塔板布置 、流体力学性能校核、负荷性能图以及塔高等。其设计计算方法可查阅有关资料。塔板设计的任务是:以流经塔内气液的物流量、操作条件和系统物性为依据，确定具有良好性能 （压降小 、弹性大 、效率高 ）的塔板结构与尺寸 。 塔板设计的基本思路是 ：以通过某一块板的气液处理量和板上气液

14、组成，温度、压力等条件为依据 ，首先参考设计手册上推荐数据初步确定有关的独立变量，然后进行流体力学计算 ，校核其是否符合所规定的范围，如不符合要求就必须修改结构参数，重复上述设计步骤直到满意为止。最后给制出负荷性能图 ，以确定适宜操作区和操作弹性。塔高的确定还与塔顶空间 、塔底空间 、进料段高度以及开人孔数目的取值有关，可查资料 。.专业 .整理 .下载可编辑第二章精馏塔工艺设计计算2.1 精馏塔全塔物料衡算F：进料量（kmol/s ）xF ：原料组成 （摩尔分数 ，下同）D：塔顶产品流量 （kmol/s ）xD ：塔顶组成W：塔底残液流量 （ kmol/s ）xW ：塔底组成苯的摩尔质量：

15、M A = 78.11 kg / kmol甲苯的摩尔质量： M B = 92.13 kg / kmol2.1.1 原料液、塔顶及产品的摩尔分数w D94xDM A78.110.9652w D1 w D944M AM B78.1192.13w F40xFM A78.110.4402w F1 w F4060M AM B78.1192.132.1.2 原料液、塔顶产品的平均摩尔质量M DxD M A(1- xD ) M B=78.598kg/kmolM FxF M A(1 -xF M) B= 8 5. 9 5 8 k g / k m o l2.1.3 物料衡算进料处理量9107F145.42kmol

16、 / h720085.958.专业 .整理 .下载可编辑2.1.4 物料衡算总物料衡算 (间接蒸汽加热 ）：FWD轻组分 (苯）衡算：Fx FWxWDxDDxD99%FxF求解得到 ： D=65.61kmol/hW=79.81kmol/hxWFxF DxD0. 009WM W xW M A 1xW M B 92. 00 kg / kmol2.2 物系常数的求解2.2.1 温度的求解表 2-1 苯 甲苯平衡数据 1 （p=101.325kPa ）温度 t/ 液相中苯的摩尔气相中苯的摩尔温度 t/ 液相中苯的摩尔气相中苯的摩分数 x%分数 y%分数 x%尔分数 y%109.911.002.590.

17、1155.075.5108.793.007.1180.8060.079.1107.615.0011.287.6365.082.5105.0510.020.886.5270.085.7102.7915.029.485.4475.088.5100.7520.037.284.4080.091.298.8425.044.283.3385.093.697.1330.050.782.2590.095.995.5835.056.681.1195.098.094.0940.061.980.6697.098.892.6945.066.780.2199.099.61.专业 .整理 .下载可编辑91.4050.07

18、1.380.10100.0100.0利用上表中的数据，用数值插值法确定tF ,tD , tW 。塔顶温度：80.66 - 81.11tD - 81.11? t D = 80.77oC97.0 - 95.0=96.52 - 95.0进料板上温度： 92.69 - 94.09= t F - 94.09? t F = 92.96 o C45 - 4044.02 - 40塔底温度：109.91-110.56= t W -110.56? t W =109.98o C1.0-00.9-0精馏段平均温度： t 1 = t F+ t D= 80.77 + 92.96= 86.865 o C22提馏段平均温度：

19、 t 2 = t F + t W=92.96 +109.98=101.47o C222.2.2 气相组成的求解根据所求温度 ，利用表 2-1 ，采用插值法求得各气相组成： yD、yF、yW塔顶气相组成 ： 80.66- 81.11 =80.77- 81.11? y D = 98.60%98.8- 98.0100yD - 98.0利用表 2-1 直接查得进料板处气相组成： 92.69- 94.09= 92.69 - 94.09 ? yF = 65.8%66.7- 61.9100y F - 61.9109.91-110.56=109.98 -110.56? yW = 2.2%塔底气相组成 ：100

20、y W- 02.52.2.3 平均分子式量的求解物料相对平均分子量：精馏段平均液相组成： x1 = xD + xF=0.9652 + 0.4402= 0.703 = 70.3%22精馏段平均气相组成： y1 = y D + yF=98.60% + 65.8%= 0.822 = 82.2%22精馏段液相平均分子量:M L1 = 0.70378.11+（ 1-0.703 ） 92.13= 82.273kg/ kmol精馏段气相平均分子量:M V1 = 0.82278.11+（1-0.822 ） 92.13= 80.61kg/ kmol提馏段平均液相组成： x 2 = xW + xF ?x2 =0.

21、009 + 0.4402= 0.2246= 22.46%22提馏段平均气相组成y2 = yW + yF ?y2=2.2% +65.80%= 34.0%22提馏段液相平均分子量： ML2 = 0.224678.11+（ 1-0.2246 ） 92.13 = 88.98kg/ kmol精馏段气相平均分子量： MV2 = 0.34078.11+（ 1- 0.340 ） 92.13 = 87.36kg/ kmol.专业 .整理 .下载可编辑2.2.4物系中苯的质量分数的求解塔体主要部位液相组成中苯的质量分数的计算：设苯的质量分数为m%, 其相应液相的摩尔分率为x，m7811xx =78.11m100

22、- m整理得： m=92.13 -14.02x+92.1378.11分别把 XD = 0.9652 ，XF = 0.4402 ，XW = 0.009 带入求得 ：液相中苯的质量分数为D = 0.96 ，F = 0.40 ，F = 0.00762.2.5 物系密度的求解表 2-2苯- 甲苯密度 1温度 t / o C8090100110120LA /kg / m3815803.9792.5780.3768.9LB /3810800.2790.3780.3770.0kg / m利用上表中数据利用数值差值法确定进料温度t F ，塔顶温度 t D ，塔底温度 tW 下的苯与乙醇的密度 ：t D = 8

23、0.77 o C90- 80=90 - 80.7731?AD = 814.15kg / m( 塔顶液相组成中苯的密度 )803.9 - 815 803.9 - AD90- 80=90 - 80.773塔顶液相组成中甲苯的密度)800.2 - 810? BD = 809.25kg/ m(800.2 - BD10.961- 0.963=+?D = 814.0kg / m( 塔顶混合液体的密度 )D814.15809.25t F = 92.96 o C100 - 90100 - 92.693=? AF = 800.52kg)792.5 - 803.9/ m( 加料板温度下混合液中苯的密度792.5

24、- AF100 - 90100 - 92.963790.3 - 800.2=? BF = 796.27kg / m( 加料板温度下液相中甲苯的密度 )790.3 - BF10.401- 0.403)=800.52+? F =798.59kg / m( 加料板处混合液的密度F797.27.专业 .整理 .下载可编辑t w = 109.98 o C110 -100110 -109.983=? AW = 780.32kg / m( 塔底液相中苯的密度 )780.3 - 792.5780.3 - AW110 -100110 -109.983=780.3 - 790.3? BW = 780.32kg /

25、 m( 塔底混合液中甲苯的密度 )780.3 - BW10.0076+1- 0.00763塔底混合液的密度 )=780.25? W = 780.27kg/ m(W780.26精馏段液相平均密度：L1 =D +F=798.59 + 814.0= 806.30kg322/ m提馏段液相平均密度 :L2 =F +W798.59 + 780.2732= 798.94kg / m22.2.6物系表面张力的求解表 2-3 苯- 甲苯的表面张力 1温度 t /o C8090100110120 /(mN/m)21.2720.0618.8517.6616.49AB /(mN/m)21.6920.5919.941

26、8.4117.31利用上表采用插值法求得：t D = 80.77 o C90- 80= 90 - 80.77? AD = 21.18 10-3 mN/ m(塔顶液相组成中苯的表面张力)20.06 - 21.2720.06 -AD90- 80=90 - 80.77?BD = 21.6110-3 mN/ m(塔顶液相组成中甲苯的表面张力)20.59 - 21.6920.59 -BD塔顶温度下液相的表面张力： = x+ (1-x )= 21.19510-3 mN/ mmDAD ADBDADt F = 92.96 oC100 - 90= 100 - 92.96 ?AF= 19.70 103( 加料板温

27、度下混合液中苯的表面张力)18.85 - 20.0618.85 -mN / mAF100 - 90=100 - 92.96?BF= 20.4010 3( 加料板温度下液相中甲苯的表面张力)19.94- 20.5919.94 -BFmN / m进料版温度下液相的平均表面张力： = x+ (1-x )= 20.0910-3 mN/ mmFAF AFBFAF.专业 .整理 .下载可编辑t w =109.98 o C110 -100= 110 -109.98?AW= 17.66 10 3( 塔底混合液中苯的表面张力 )17.66 -18.8517.66 - AWmN / m110 -100=110 -

28、109.98?BW= 18.46103( 塔底混合液中甲苯的表面张力 )18.41-19.9418.46 - BWmN / m塔底液相的平均表面张力：mW =AW xAW +BW(1-x AW )= 18.4510 3 mN / m精馏段液相平均表面张力：m1 =mD +mF=21.19520.0910 3 = 20.64103mN / m22提馏段液相平均表面张力:m1mF2mW20.0918.4510 319.2710 3 mN / m22.2.7 相对挥发度的求解D =( y A / x A ) D = 2.54 y B / x BF =( y A / xA ) F = 2.45 y B

29、 / xB精馏段平均相对挥发度：1=D F =2.49提馏段平均相对挥发度： =FW = 2.462全塔平均相对挥发度：= 3DFW =2.512.3 板数的确定2.3.1 最小回流比及操作回流比的求解气液相平衡方程为：yx2.51x(1)x 1(2.51 1)x1进料线方程为 ：y =qxF=0.960.44x -x -= -24x +11q -1q -1 0.96 -10.96 -1联立两方程求得交点e 的坐标为 :xe = 0.305, ye = 0.6553.专业 .整理 .下载可编辑R =xD - ye=0.9652 - 0.6553= 0.8854minye - xe0.655 -

30、 0.3050分析一定板数下的最小回流比可得：表 2-4NTR122.855132.463142.188152.029161.869171.782181.710191.652201.609作图可得 ：回流比 R随板数变化关系曲线图2.92.72.52.3回流比 R2.11.91.71.510152025取操作回流比为R=1.9Rmin =1.9 0.8854=1.68.专业 .整理 .下载可编辑2.3.2 理论板数的求解精馏段操作线方程为： y n+1RxF= 0.6269x n + 0.2038=xn +R +1R +1提馏段操作线方程为： y n+1=RD+ qF(F - D)x W= 1

31、.4694xn - 0.0042xn -(R +1)D -(1-q)F(R +1)D -(1-q)F气液平衡线方程为： y =x2.51x=1+(-1)x 1+(2.51-1)x采用逐板法求解得：表 2-5塔板气液相组成板上液相组成板上气相组成X10.9518Y10.9800X20.9084Y20.9609X30.8457Y30.9315X40.7635Y40.8890X50.6685Y50.8333X60.5730Y60.7689X70.4898Y70.7042X80.4259Y80.6479X90.3689Y90.5917X100.2960Y100.5105X110.2166Y110.4067X120.1435Y120.2936X130.0862Y130.1896X140.0465Y140.1079X150.0214Y150.0514.专业 .整理 .下载可编辑精馏段理论板数为七，第八块板为加料板，全塔板数为十五（包括塔底再沸器）2.3.3 物系黏度的求解表 2-6苯- 甲苯的黏度 1温度 t / o C8090