苯-甲苯连续精馏装置工艺设计 精馏塔设计说明书 化工设计

1、成绩 化工原理课程设计设计说明书 设计题目：3.456万吨/年苯甲苯连续精馏装置工艺设计姓 名 陈 端 班 级 化工07-2班 学 号 07014020216 完成日期 2009-10-30指导教师 梁伯行 化工原理课程设计任务书(化工07-1,2,3,4适用)一、 设计说明书题目: 3.456(万吨/年) 苯 - 甲苯连续精馏装置工艺设计说明书二、 设计任务及条件(1).处理量: (3000本班学号×300) Kg/h (每年生产时间按7200小时计);(2).进料热状况参数：( 2班)为0.20,(3). 进料组成: ( 2班) 含苯为25(质量百分数), (4).塔底产品含苯不

2、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

3、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;

4、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目录一、前言.52.1 处理量确定.52.2 设计题目与进程.52.3 概述.52.4设计方案.52.4.1塔设备的工业要求.5 2.4.2工艺流程如下.6 2.4.3流程的说明 .6三、精馏塔设计.63.1工艺条件的确定.63.1.1苯与甲苯的基础数据.63.1.2温度的条件.73.1.3操作压力选定.73.2精馏塔物料恒算.7 3.2.1摩尔分数.7 3.2.2原料液及塔顶、塔底产品的平均摩尔量.7 3.2.3质量物料恒算与负荷计算及其结果表.83.3塔板数计算.8 3.3.1.理论塔板数.8 3.3.

5、2做X-Y曲线.8 3.3.3求Rmin.8 3.3.4求理论塔板数.8 3.3.5求平均塔效率ET.8 3.3.6求实际塔板数.83.4有关物性数据的计算 (以精馏段R1为例).9 3.4.1平均压力计算.9 3.4.2平均摩尔质量计算.9 3.4.3平均密度计算.9 3.4.4液体平均表面张力计算.9 3.3.2.5液体的平均粘度.103.5精馏塔的塔体工艺尺寸计算.10 3.5.1负荷计算.10 3.5.1.1摩尔计算：.10 3.5.1.2同理得质量计算：.10 3.5.1.3 不同回流比的负荷结果.10 3.5.1.4 Vs和Ls计算.10 3.5.2塔径的计算.10 3.5.3精馏

6、塔有效高度的计算.11 3.5.4塔顶、塔底空间.11 3.5.4.1塔顶空间HD .11 3.5.4.2塔底空间HB .11 3.5.5塔壁厚计算.12 3.6.F1型浮阀塔板设计 .12 3.6.1溢流装置.12 3.6.1.1.堰长lw.12 3.6.1.2.出口堰高hw.12 3.6.1.3弓形降液管宽度Wd和面积Af：.12 3.6.1.4降液管底隙高度ho.12 3.6.2塔板布置及浮阀数目与排列.12 3.6.3塔板流体力学验算.13 3.6.3.1气相通过浮阀塔板的压强降.13 3.6.3.2淹塔.14 3.6.3.3雾沫夹带.14 3.6.4塔板的负荷性能.14 3.6.4.

7、1雾沫夹带线.15 3.6.4.2液泛线.15 3.6.4.3液体负荷上限线.15 3.6.4.4漏夜线.16 3.6.4.5 液相负荷下限线.16 3.7.操作弹性计算.16四.热平衡确定热换器.164.1.塔顶全凝器.16 4.1.1热负荷Qc .16 4.1.2传热面积A.17 4.1.2.1求平均温度.17 4.1.2.2 K值选定.17 4.1.2.3传热面积A.17 4.1.3 循环水的用量计算.17 4.1.4热换器选用.174.2.塔底再沸器.18 4.2.1热负荷QB.18 4.2.2传热面积A.18 4.2.2.1求平均温度.18 4.2.2.2传热面积A计算.184.2.

8、3 过热蒸汽的用量.184.2.4再沸器的选用.184.3.原料预热器 .19 4.3.1求平均温度.194.3.2 求比热和传热的热量.19 4.3.3塔底产品预热给的热量.194.3.3 传热面积和过热蒸汽的用量计算.194.3.4 预热器选用.194.4塔釜产品冷却器.19五、经济估算.205.1 塔主要设备经费计算（R1为例）.20 5.1.1塔壁面积计算.20 5.1.2塔板面积计算.205.1.3主要塔设备费用计算.20 5.1.4固定资产折旧费用.205.2 主要操作费计算（10年）（R1为例）.20 5.2.1.清水用量费用.20 5.2.2 过热蒸汽的用量费用.20 5.2.

9、3设备费用和操作费用的总费用p.21 5.2.4 银行利息后的总成本P总.215.3回流比的选择.21六、精馏塔附件及其重量计算.216.1.储罐.216.2.精馏塔接管尺寸.216.2.1进料管线管径.216.3.泵的选用.22 6.4精馏塔重量计算.22七设计结果一览表.23八.个人总结及对本设计的评述.24九.参考文献.24十、附图.25-32一、前言化工原理课程设计是理论系实际的桥梁，是让学生体察工程实际问题复杂性的初次尝试。通过化工原理课程设计，要求我们能够综合运用化工原理上下册的基本知识，进行融汇贯通的独立思考，在规定的时间内完成指定的设计任务，从而得到以化工单元操作为主的化工设计

10、的初步训练。通过课程设计，我们了解到工程设计的基本内容，掌握典型单元操作设计的主要程序和方法，培养了分析和解决工程实际问题的能力。同时，通过课程设计，还可以使我们树立正确的设计思想，培养实事求是、严肃认真、高度负责的工作作风。二、设计方案的确定 2.1 处理量确定依设计任务书可知，处理量为:300+6*300=4800Kg/h,4800*7200=3.456万吨/年 2.2 设计题目与设计进程该次设计题目为：3.456万吨/年苯甲苯连续精馏装置工艺设计。本次设计为俩周，安排如下：表2-1. 进程表找数据与上课全部设计计算画图写说明书第一周的周一、二第一周的周三到周日第二周的周一到周四剩余时间

11、2.3概述塔设备是炼油、化工、石油化工等生产中广泛应用的气液传质设备。根据塔内气液接触部件的结构型式，可分为板式塔和填料塔。板式塔大致可分为两类：有降液管的塔板和无降液管的塔板。工业应用较多的是有降液管的塔板，如浮阀、筛板、泡罩塔板等。浮阀塔广泛用于精馏、吸收和解吸等过程。其主要特点是在塔板的开孔上装有可浮动的浮阀，气流从浮阀周边以稳定的速度水平地进入塔板上液层进行两相接触。浮阀可根据气体流量的大小而上下浮动，自行调节。浮阀塔的主要优点是生产能力大，操作弹性较大，塔板效率高，气体压强降及液面落差较小，塔的造价低，塔板结构较泡罩塔简单.浮阀有盘式、条式等多种，国内多用盘式浮阀，此型又分为F1型（

12、V1型）、V4型、十字架型、和A型，其中F1型浮阀结构较简单、节省材料，制造方便，性能良好，故在化工及炼油生产中普遍应用，已列入部颁标准（JB111881）。其阀孔直径为39mm，重阀质量为33g，轻阀为25g。一般多采用重阀，因其操作稳定性好。 2.4 设计方案塔设备的工业要求总的要求是在符合生产工艺条件下，尽可能多的使用新技术，节约能源和成本，少量的污染。精馏塔对塔设备的要求大致如下：一：生产能力大：即单位塔截面大的气液相流率，不会产生液泛等不正常流动。二：效率高：气液两相在塔内保持充分的密切接触，具有较高的塔板效率或传质效率。三：流体阻力小：流体通过塔设备时阻力降小，可以节省动力费用，在

13、减压操作是时，易于达到所要求的真空度。四：有一定的操作弹性：当气液相流率有一定波动时，两相均能维持正常的流动，而且不会使效率发生较大的变化。五：结构简单，造价低，安装检修方便。六：能满足某些工艺的特性：腐蚀性，热敏性，起泡性等.工艺流程如下：苯与甲苯混合液（原料储罐）原料预热器浮阀精馏塔（塔顶：全凝器分配器部分回流，部分进入冷却器产品储罐）(塔釜：再沸器冷却器产品进入储罐）流程的说明 本方案主要是采用浮阀塔，苯和甲苯的原料混合物进入原料罐，在里面停留一定的时间之后，通过泵进入原料预热器，在原料预热器中加热到103.5度，然后，原料从进料口进入到精馏塔中。混合物中既有气相混合物，又有液相混合物，

14、这时候原料混合物就分开了，气相混合物在精馏塔中上升，而液相混合物在精馏塔中下降。气相混合物上升到塔顶上方的冷凝器中，这些气相混合物被降温到泡点，其中的液态部分进入到塔顶产品冷却器中，停留一定的时间然后进入苯的储罐，而其中的气态部分重新回到精馏塔中，这个过程就叫做回流。液相混合物就从塔底一部分进入到塔底产品冷却器中，一部分进入再沸器，在再沸器中被加热到泡点温度重新回到精馏塔。塔里的混合物不断重复前面所说的过程，而进料口不断有新鲜原料的加入。最终，完成苯与甲苯的分离。 本次设计的要求是先算出最小回流比，然后随意选三个系数得到三个回流比，最后比较那个最好，而不是找出最佳的回流比。三、精馏塔设计 3.

15、1工艺条件的确定苯与甲苯的基础数据 表3-1 相平衡数据温度/80.1859095100105110.6POA /Kpa101.33116.9135.5155.7179.2204.2240.0POB /Kpa40465463.374.386101.332.542.512.462.412.37x1.000.7800.5810.4120.2580.1300y1.000.8970.7730.6330.4610.2690 表3-2 苯与甲苯的物理性质项目分子式相对分子量沸点/临界温度/临界压力/Pa苯C6H678.1180.1288.56833.4甲苯C6H5-CH392.1311

16、0.6318.574107.7 表3-3 Antoine常数值组分ABC苯6.0231206.35220.24甲苯6.0781343.94219.58表3-4 苯与甲苯的液相密度温度/8090100110120810800.2792.5780.3768.9815803.9790.3780.3770.9 表3-5 液体的表面张力温度/809010011012021.2720.0618.8517.6616.4921.6920.5919.9418.4117.31表3-6 液体的黏度温度/80901001101200.3080.2790.2550.2330.2150.3110.2860.2640.25

17、40.228表3.7 液体的汽化热温度/8090100110120苯/(KJ/Kg)384.1386.9379.3371.5363.2甲苯/(KJ/Kg)379.9373.8367.6361.2354.6温度的条件：假定常压，作出苯甲苯混合液的t-x-y图，如后附图所示。依任务书，可算出：xf=(0.25/78.11)/(0.25/78.11+0.75/92.13)=0.282;同理，xD=0.992，xw=0.024查t-x-y图可得，tD=80.6,tW=109.7,tF=103.5 精馏段平均温度tm=（80.6*103.5）1/2=91.34操作压力选定最底操作压力：取回流罐物料的温度

18、为45，查手册得POA=29.33Kpa，POB=10.00Kpa.由泡点方程XD=(Pmin-POB)/(POA-POB)=0.992,可得Pmin=29.18Kpa.取塔顶操作压力P=1.5P0=1.5*101.33Kpa=152Kpa3.2精馏塔物料恒算摩尔分数由以上可知，摩尔分数为xf=0.282，xD=0.992，xw=0.024原料液及塔顶、塔底产品的平均摩尔量MF=xFMA+(1-xF)MB=0.282×78.11+（1-0.282）×92.13=88.18 kg/kmol ， MD=xDMA+(1-xD)MB=0.992× 78.11+(1-0.9

19、92) × 92.13=78.22kg/kmol ，MW=xWMA+(1-xW)MB=0.024 ×78.11+(1-0.024) × 92.13=91.79 kg/kmol质量物料恒算与负荷计算及其结果表总物料衡算D+W=4800（1） 易挥发组分物料衡算 0.99D+0.02W=0.25×4800（2）联立（1）、（2）解得：F=4800 kg/h=1.33kg/s=3.456万吨/年,F=4800/88.18=54.43 kmol/h=0.015kmol/sW=3661.9 kg/h=1.02kg/s=2.637万吨/年,W=3661.9/91.7

20、9=39.92 kmol/h=0.011kmol/sD=1138.1kg/h=0.32kg/s=0.81万吨/年,D=1138.1/78.22=14.51kmol/h=0.004kmol/s 表3-8 物料恒算表物料kg/hkg/s万吨/年kmol/hkmol/sF48001.333.45654.430.015D1138.10.320.81914.510.004W3661.91.022.63739.920.0113.3塔板数计算.理论塔板数做X-Y曲线作出苯与甲苯的X-Y图如后面的附图所示，因P=1.2P0 故可不对X-Y图进行修正求Rmin依Q线斜率K=-0.2/0.8=-0.25，且通过(

21、XF,XF)=(0.282,0.282),作出Q线与平衡线交一点(Xq,Yq)=（0.167，0.32），故Rmin=(XD-Yq)/(Yq-Xq)=(0.992-0.32)/(0.32-0.167)=4.39,求理论塔板数取R1=1.2Rmin=5.3，故 可求精馏段操作方程为： y=0.841x+0.157,提馏段操作方程为：y=1.834x-0.02 ，用图解法求出理论塔板数NT=18,进料板为第10层。同理得出R2=1.5Rmin=6.595时，NT=14,进料板为第9层R3=1.9Rmin=8.34时,NT=13,进料板为第8层求平均塔效率ET塔顶与塔底的平均温度：tm=(80.6*

22、109.7)0.5=94.03分别算出t=94.03下得相对挥发度和L如下：=POA/POB=152.91Kpa/62.03Kpa=2.47 ,有t - x -y 图查得该温度下XA=0.45m=xA苯+（1-xA）甲苯=0.45*0.2754+0.55*0.0.2804=0.278故 *m=0.69查塔效率关联曲线得ET=0.53求实际塔板数精馏段实际塔板数 N精=9/0.53=16.98=17 ; 提馏段实际塔板数 N提=8/0.53=16全塔实际塔板数N=18/0.53=34同理可得，R2和R3得如下：R2=1.5Rmin=7.395精馏段实际塔板数 N精=15 ，提馏段实际塔板数N提=10 ，全塔实际塔板数N=26R3=1.9Rmin=8.34时,精馏段实际塔板数 N精