苯-乙苯精馏装置工艺设计

1、课 程 设 计 说 明 书 化工与制药学院课程设计说明书课题名称 苯-乙苯精馏装置工艺设计 专业班级 化工01班 学生学号 学生姓名 学生成绩 指导教师 课题工作时间 目录前言1一、概述21.1 精馏原理及其在化工生产上的应用21.2 精馏塔对塔设备的要求21.3常用板式塔类型及本设计的选型21.4 精馏过程模拟计算方法3二、工艺流程方案的说明和论证42.1工艺流程42.2设计方案简介42.2.1塔型的选择52.2.2设计的依据与技术来源52.2.3加料方式和加料热状况的选择52.3设计条件52.4被分离的物质的性质5三、精馏塔模拟设计计算及操作条件的选择83.1精馏塔全塔物料衡算83.1.1

2、摩尔分数计算83.1.2平均摩尔质量83.1.3物料衡算83.2理论塔板数计算93.2.1最小回流比93.2.2精馏线、提馏线确定93.2.3平衡线93.2.4操作线的确定103.3 实际塔板数的计算113.3.1温度及压力的计算113.3.2相对挥发度123.3.3粘度13四、精馏塔主体工艺尺寸的计算及结构设计144.1塔径的计算144.1.1表面张力144.1.2密度144.1.3流速计算154.1.4检验塔径164.2溢流装置计算174.2.1溢流堰长174.2.2弓形降液管宽度和截面积174.2.3溢流堰的高度184.2.4安定区194.3塔板布置194.3.1浮阀孔径194.3.2筛

3、孔排列194.3.3筛孔数的计算204.4塔板的流体力学性能计算204.4.1气相通过塔板的压降204.4.2降液管内液面高度214.4.3漏气点气速214.4.4雾沫夹带量214.5负荷性能图224.5.1漏液线224.5.2雾沫夹带线224.5.3液相负荷下限线224.5.4液相负荷上限线224.5.5液泛线234.5.6负荷性能图244.6. 塔高计算244.6.1 塔顶空间244.6.2塔底空间244.6.3人孔数目254.6.4塔高25五、辅助设备选型265.1进料管265.2塔顶出液管275.3回流管275.4塔顶蒸汽接管285.5釜液排出管(冷凝器后)295.6釜液排出管(冷凝器

4、前)295.7塔釜进气管305.8泵的选取305.9冷凝器的计算315.10再沸器335.11预热器34六、精馏塔的工艺设计计算结果总表35七、设计结果概要36八、主要符号说明37参考文献39前言课程设计是本课程教学中综合性和实践性较强的教学环节，是理论联系实际的桥梁，是使学生体察工程问题复杂性、学习化工设计基础知识的初次尝试。通过课程设计，要求学生能综合运用本课程和前修课程的基础知识，进行融会贯通的独立思考在规定的时间内完成指定的化工设计任务，从而得到化工工程设计的初步训练。通过课程设计，要求学生了解工程设计的基本内容，掌握化工设计的程序和方法，培养学生分析和解决工程实际问题的能力。同时，通

5、过课程设计，还能使学生树立正确的设计思想，培养实事求是、严肃认真、高度责任感的工作作风。在当前大多数学生结业工作以论文为主的情况下，通过课程设计培养学生的设计能力和严谨的科学作风就更为重要了。苯和乙苯是工业上常见的有机溶剂，也是非常重要的化工原料之一。苯通常用作溶剂及合成苯的衍生物、香料、染料、塑料、医药、炸药、橡胶等，乙苯是一个芳香族的有机化合物，主要用途是在石油化学工业作为生产苯乙烯的中间体，所制成的苯乙烯一般被用来制备常用的塑料制品聚苯乙烯。塔设备是化工，石油化工和炼油等生产中最重要的设备之一，它可以使气液亮相紧密接触，达到传质传热的目的，中化工厂，石油化工厂，炼油厂等中，塔设备的性能对

6、于整个装置的产品产量，质量，生产能力和消耗定额，以及“三废”处理和环境保护等方面都有重大影响，塔设备中常见的单元操作有：精馏，吸收，解吸和萃取等，此外，工业气体的冷却和回收，气体湿法净制和干燥，以及兼有气液两相传质和传热的增湿和减湿等。最常见的塔设备为板式塔和填料塔两类，作为主要的传质过程的塔设备，首先必须是气液两相能充分接触，以获得高的传质速率。一、概述1.1 精馏原理及其在化工生产上的应用 实际生产中，在精馏柱及精馏塔中精馏时，上述部分气化和部分冷凝是同时进行的。对理想液态混合物精馏时，最后得到的馏液(气相冷却而成)是沸点低的B物质，而残液是沸点高的A物质，精馏是多次简单蒸馏的组合。精馏塔

7、底部是加热区，温度最高；塔顶温度最低。精馏结果，塔顶冷凝收集的是纯低沸点组分，纯高沸点组分则留在塔底。1.2 精馏塔对塔设备的要求精馏设备所用的设备及其相互联系，总称为精馏装置，其核心为精馏塔。常用的精馏塔有板式塔和填料塔两类，通称塔设备，和其他传质过程一样，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

8、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。1.3常用板式塔类型及本设计的选型常用板式塔类型有很多，如：筛板塔、泡罩塔、舌型塔、浮阀塔等。而浮阀塔具有很多优点，且加工方便，故有关浮阀塔板的研究开发远较其他形式的塔板广泛，是目前新型塔板研开发的主要方向。近年来与浮阀塔一直成为化工生中主要的传质设备，浮阀塔多用不锈钢板或合金 。实际操作表明，浮阀在一定程度的漏夜状态下，使其操作板效率明显下降，其操作的负荷范围较泡罩塔窄，但设计良好的塔其操作弹性仍可达到满意的程度。 浮阀塔塔板是在泡罩塔板和筛孔塔板的基础上

9、发展起来的，它吸收了两者的优点。所以在此我们使用浮阀塔，浮阀塔的突出优点是结构简单，造价低，制造方便；塔板开孔率大，生产能力大等。 乙醇与水的分离是正常物系的分离，精馏的意义重大，在化工生产中应用非常广泛，对于提纯物质有非常重要的意义。所以有必要做好本次设计1.4 精馏过程模拟计算方法本次精馏过程我们首先进行了理论塔板的计算，依照化工原理实验总结的经验，我们算出一系列物系数据之后得到精馏、提馏方程，进而从图中直接得到理论塔板数。 接下来的计算以塔设备计算、石油化工设计手册为参考，以此算出塔径、溢流堰尺寸、塔板布置以及负荷性能。二、工艺流程方案的说明和论证本设计任务为分离苯-乙苯混合物。对于二元

10、混合物的分离，应采用连续精馏。连续精馏的流程设计如下：2.1工艺流程如图所示，原料液由高位槽经过预热器预热后进入精馏塔内，操作时连续的从再沸器中取出部分液体作为塔底产品（釜残液）再沸器中原料液部分汽化，产生上升蒸汽，依次通过各层塔板。塔顶蒸汽进入冷凝器中全部冷凝或部分冷凝，然后进入贮槽再经过冷却器冷却，并将冷凝液借助重力作用送回塔顶作为回流液体，其余部分经过冷凝器后被送出作为塔顶产品。为了使精馏塔连续的稳定的进行，流程中还要考虑设置原料槽。产品槽和相应的泵,有时还要设置高位槽，且在适当位置设置必要的仪表（流量计、温度计和压力表）以测量物流的各项参数2.2设计方案简介设计中采用泡点进料，塔顶上升

11、蒸汽采用全冷凝器冷凝，冷凝液在泡点下一部分回流至塔内，其余部分经产品冷却器冷却后送至储罐。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1.4倍。塔釜采用间接蒸汽加热，塔底产品经冷却后送至储罐。加料方式采用直接流入塔内，采用泡点进料，即热状态参数q=1.0。具体如下：2.2.1塔型的选择本设计中采用浮阀塔。浮阀塔的优点是可根据气体的流量自行调节开度。这样在低气量时浮阀处于低位，开度较小，气体仍以足够气速通过环隙，避免过多的漏液；在高气速时阀片自动浮起，开度增大，从而降低了高气速时的压降。由于降低了压降，塔板的液泛气速提高，故在高液气比L/V下，浮阀塔板的生产能力较高。缺点是其结

12、构仍有些复杂，结构上采用了运动件，不免留下隐患。2.2.2设计的依据与技术来源本设计依据于精馏的原理（即利用液体混合物中各组分挥发度的不同并借助于多次部分汽化和部分冷凝使轻重组分分离），并在满足工艺和操作的要求，满足经济上的要求，保证生产安全的基础上， 对设计任务进行分析并做出理论计算。2.2.3加料方式和加料热状况的选择加热方式采用直接流入塔内。虽然进料方式有多种，但是饱和液体进料时进料温度不受季节、气温变化和前段工序波动的影响，塔的操作比较容易控制；此外，饱和液体进料时精馏塔和提馏段的塔径相同，无论是设计计算还是实际加工制造这样的精馏塔都比较容易，为此，本次设计中采取饱和液体进料

13、。2.3设计条件 进料量9850kg/h的物料由20预热至压力为0.14Mpa下泡点状态下进料，进料组成（质量分数）：苯0.620、乙苯0.380。要求塔顶馏出苯液中，苯含量不低于98.5%（质量分数，下同），釜液中苯含量低于1.5%。塔顶馏出液和釜液要求降至40。塔顶全凝器压力为常压0.1013MPa。2.4被分离的物质的性质苯的沸点为80.1，熔点为5.5，在常温下是一种无色、味甜、有芳苯香气味的透明液体，易挥发。苯比水密度低，密度为0.88g/ml，但其分子质量比水重。苯难溶于水，1升水中最多溶解1.7g苯；但苯是一种良好的有机溶剂，溶解有机分子和一些非极性的无机分子的能力很强,除甘油,

14、乙二醇等多元醇外能与大多数有机溶剂混溶.除碘和硫稍溶解外,无机物在苯中不溶解.苯对金属无腐蚀性。乙苯（ethylbenzene）一种芳烃。存在于煤焦油和某些柴油中。易燃，其蒸气与空气可形成爆炸性混合物。遇明火、高热或与氧化剂接触，有引起燃烧爆炸的危险。主要用途是在石油化学工业作为生产苯乙烯的中间体，所制成的苯乙烯一般被用来制备常用的塑料制品聚苯乙烯。尽管在原油里存在少量的乙苯，但大批量生产仍然是靠在酸催化下苯与乙烯反应。乙苯经过催化脱氢，生成氢气和聚苯乙烯。乙苯也存在与某些颜料中。苯、乙苯的物理性质项目分子式分子量沸点临界温度临界压强Pa苯AC6H678.1180.1288.56833.4乙苯

15、BC8H10106.16136.2348.574307.7苯、乙苯在某些温度下的表面张力t/2040608010012014028.826.2523.7421.2718.8516.4914.1729.327.1425.0122.9220.8518.8116.82苯、乙苯在某些温度下的粘度t/0204060801001201400.7420.6380.4850.3810.3080.2550.2150.1840.8740.6660.5250.4260.3540.3000.2590.226苯、乙苯的液相密度t/20406080100120140877.4857.3836.6815.0792.5768

16、.9744.1867.7849.8931.8913.6795.2776.2756.7化工手册苯和乙苯的t-x-y关系T/xy80.111840.860.974880.740.939920.6350.906960.5410.8641000.4850.8161040.40.81080.3180.7110.60.2780.6541150.2170.5711200.1560.4631250.1030.3441300.0550.2051350.010.042136.200三、精馏塔模拟设计计算及操作条件的选择3.1精馏塔全塔物料衡算已知量： F=9850Kg/mol W苯=0.62泡点进料 q=1苯的摩

17、尔质量 M苯=78.11Kg/mol乙苯的摩尔质量 M乙苯=106.16Kg/mol 3.1.1摩尔分数计算 3.1.2平均摩尔质量 =3.1.3物料衡算 D=78.3kmol/h W=35.14kmol/h 3.2理论塔板数计算3.2.1最小回流比 由平衡相图课得 取 3.2.2精馏线、提馏线确定 精馏段 提馏段 q点（0.689,0.897）3.2.3平衡线根据苯和乙苯的t-x-y关系以及操作线做出图像 T/xy80.111840.860.974880.740.939qq920.6350.906960.5410.8641000.4850.8161040.40.81080.3180.7110

18、.60.2780.6541150.2170.5711200.1560.4631250.1030.3441300.0550.2051350.010.042136.200 3.2.4操作线的确定由精馏线、提馏线、平衡线得到一系列操作线的点的xy0.9890.9890.9319590.9890.9319590.9712470.8620580.9712470.8620580.9499280.78540.9499280.78540.9265470.7098270.9265470.7098270.90340.6433350.9034970.6433350.8377250.4914410.8377250.4

19、914410.6384410.2570910.6384410.2570910.3309740.0979767390.3309740.0979767390.1222154820.0309052130.1222154820.0309052130.0342176390.0080951090.0342176390.0080951090.00429根据图解法可得理论塔板数 3.3 实际塔板数的计算3.3.1温度及压力的计算全凝器压力101.3KPa 其压降为9KPa根据安妥因方程 用试差法计算温度安托因常数苯 A：6.031 B：1211.033 C:220.790乙苯 A:6.082 B:1424.2

20、55 C:213.06(1) .加料处 x1=0.689 P=140KPa 假设温度为t1=98.14=2.23 =1.85 验算 则假设正确 即t1=98.14(2) .塔顶第一块板x1=0.932 P=101.3+9=110.3KPa假设温度为t1=84.8=2.072 =1.305 验算 则假设正确 即为t1=84.8(3).塔底假设实际有20块板P=110.3+20×0.5=120.3KPa 假设塔底温度为138.55=2.691 =2.068 验算 则假设温度正确即t2=138.553.3.2相对挥发度= 3.3.3粘度粘度 则假设板数正确。四、精馏塔主体工艺尺寸的计算及结

21、构设计4.1塔径的计算 4.1.1表面张力表面张力 4.1.2密度(1) . 的计算 则 (2).的计算 则 4.1.3流速计算 则 则查表得 取 4.1.4检验塔径塔截面积 实际空塔气速 故DT=1.4合适。4.2溢流装置计算DT=1.4m 最大液体流量降压管中液体速度 V取0.08m/s4.2.1溢流堰长取 4.2.2弓形降液管宽度和截面积查图得， 精馏段的停留时间提馏段的停留时间4.2.3溢流堰的高度 选用平直堰平直堰上的液流高度 精馏段 提馏段 E-液流收缩系数 液流收缩系数计算图在范围内，E近似取1 则 4.2.4安定区外堰前安定区 取内堰后安定区 取边缘区 取4.3塔板布置4.3.

22、1浮阀孔径取do=0.039m4.3.2筛孔排列筛孔按正三角形排列， 孔心距 取t=125mm开孔率 式中 -开孔面积， 4.3.3筛孔数的计算 取 则孔数： 4.4塔板的流体力学性能计算4.4.1气相通过塔板的压降气相通过一块塔板的压降包括干板压降,板上液层的有效阻力和鼓泡时克服液体表面张力的阻力,由于很小，一般忽略不计1）干板压降 对于浮阀塔 阀全开前 阀全开后 则hd=0.0352）板上液层有效阻力 取 则板压降 故上述假设单板压降0.5KPa成立。4.4.2降液管内液面高度-液体通过降液管压降，m液柱 -出口堰之间的液面梯度可忽略 取0.5 成立 可以防止液泛4.4.3漏气点气速 气速

23、合适4.4.4雾沫夹带量 取 合适4.5负荷性能图4.5.1漏液线4.5.2雾沫夹带线以F=80%为限4.5.3液相负荷下限线以作为规定最小流量的标准 4.5.4液相负荷上限线以5s作为流体在将压管内停留时间的下限4.5.5液泛线 取 由 , 得 而 由上几式得， 4.5.6负荷性能图 操作弹性K=1.8÷0.5=3.64.6. 塔高计算4.6.1 塔顶空间塔的顶部空间指塔内最上层塔板与塔顶空间的距离。为利于出塔气体夹带的液滴沉降，其高度HD是指塔顶第一层塔盘到塔顶封头的直线距离，通常取HD为（1.52.0）HT。取除沫器到第一块板的距离为，故取塔顶空间为4.6.2塔底空间塔底空间是

24、指塔内最下层塔板到塔底间距。塔底储液空间是依储存液量停留38min而定的，塔底液面至最下层塔板之间保留12m。以保证塔底料液不致流空。塔的底部空间高度HB是指塔底最末一层塔盘到塔底下封头切线的距离：(取t=5min，H=1.2m)则：4.6.3人孔数目人孔是安装或检修人员进出塔的唯一通道，人孔的设置应便于进入任何一层塔板，由于设置人孔处塔间距离大，且人孔设备过多会使制造时塔体的弯曲度难以达到要求， 对于D1000mm的板式塔， 每隔68块塔板设置一个人孔；本塔中共20块塔板，因此，在精馏段和提留段各设置一个人孔。每个孔直径为，厚，筒体长250mm。在设置人孔处，板间距为850mm。4.6.4塔

25、高板式塔的塔高如图9-1所示，塔体总高度由下式决定： 式中 HD塔顶空间，m；HB塔底空间，m；HT塔板间距，m；HT开有人孔的塔板间距，m； HF进料段板间距，m； Np实际塔板数；S 人孔数目（不包括塔顶空间和塔底空间的人孔） H1封头高度；mH2裙座高度；m故H=1.4+(20-1-2)×0.4+2×(0.4+0.45)+0.5+1.2+0.4+3=15m五、辅助设备选型5.1进料管t=98.145.2塔顶出液管 查无缝钢管标准，取塔顶出液管，则实际管径，塔顶出液管实际流速 5.3回流管采用直管回流管,回流管的回流量,平均密度，塔顶液相平均摩尔质量则液体流量设u=2m

26、/s,则查无隙钢管标准，取回流管规格 则管内直径d=25mm回流管内实际流速5.4塔顶蒸汽接管塔顶汽相平均摩尔质量 塔顶汽相平均密度则蒸汽体积流量：取管内蒸汽流速则查无隙钢管标准，取回流管规格146×6则实际管径d=134mm5.5釜液排出管(冷凝器后)塔底 ，塔底汽相平均摩尔质量 体积流量：取管内流速则查无隙钢管标准，取釜液排出管规格则实际管径d=44mm釜液排出管实际流速5.6釜液排出管(冷凝器前)塔底温度t=138.55 ，塔底汽相平均摩尔质量体积流量：取管内流速则查无隙钢管标准，取釜液排出管规格则实际管径d=47mm釜液排出管实际流速5.7塔釜进气管，塔顶汽相平均摩尔质量 塔

27、釜蒸汽密度则塔釜蒸汽体积流量：取管内蒸汽流速则可取回流管规格152×7 则实际管径d=138mm塔顶蒸汽接管实际流速5.8泵的选取取绝对粗糙度为：； 则相对粗糙度为：摩擦系数 由=0.029,取进料口位置高度：扬程：流量：故根据扬程流量可选择P型屏蔽泵50CP-16 （流量12.5 扬程16）5.9冷凝器的计算塔顶温度tD=84.8 冷凝水进口温度t1=25 ，冷凝水出口温度 t2=40 由图查的t=84.8时，得塔顶被冷凝量 冷凝的热量取传热系数则传热面积选型：，DN=900mm，管程数N=6 管子根数n=538，中心排管数26，管程流通面积0.0311，换热管L=6000mm，换

28、热面积249.2。5.10再沸器塔底温度tw=138.55， 用压力p=0.6MPa，t0=158.7的蒸汽。则 由图查的t=138.55时，得则塔顶被冷凝量 冷凝的热量取传热系数则传热面积选型：，DN=1100mm，管程数N=6 管子根数n=1380，中心排管数42，管程流通面积0.0406，换热管L=9000mm，换热面积733.1。DN/mmPN/MPa换热面积/m211002.5733.15.11预热器=20， 用压力p=0.6MPa，t0=158.7的蒸汽。 由表格查的 时，则塔顶被冷凝量F=9850kg/h 冷凝的热量：Q=F·CPM(t2-t1)=9850×1

29、.86×（98.14-20）=1.43×106kJ/h取传热系数则传热面积选型：，DN=500mm，管程数N=4 管子根数n=144，中心排管数15，管程流通面积0.0125，换热管L=6000mm，换热面积66.7。DN/mmPN/MPa换热面积/m25002.566.7六、精馏塔的工艺设计计算结果总表项目符号单位计算数据精馏段提馏段各段平均压强110.3120.3各段平均温度84.8138.55平均流量气相0.990.99液相0.004550.00455实际塔板数块20板间距0.40.4塔的有效高度4.43.2塔径1.41.4空塔气速0.60990.6099塔板溢流形式单流型单流型溢流装置溢流管型式平堰外堰前安定区Wsmm80边缘区Wcmm50溢流堰宽度0.20.2管底与受液盘距离0.0210.021板上清液层高度0.050.05孔径3939孔间距125125孔数个141开孔面积016840.1684浮阀气速5.95.9塔板压降0.4600.460液体在降液管中停留时间48.18811.22降液管内清液层高度0.117雾沫夹带F%42.07负荷上限m3/s0.0102负荷下限m3/