苯与甲苯的化工填料精馏塔设计

长沙学院课程设计说明书题目苯—甲苯填料精馏塔设计系(部)生物工程与环境科学系专业(班级)营养1班姓名曾成都学号2011032133指导教师李晋波起止日期2013/5/20—2013/5/31目录15318长沙学院 129644第1章设计流程的确定和说明 4194181.1设计任务 4137091.2设计方案的确定 535321.2.1装置流程的确定 5174691.2.2操作压力的选择 796801.2.3加料的方式 7274131.2.4进料的方式 7131191.2.5塔顶冷凝方式 8207391.2.6回流比的选择 867501.2.7加热方式 81540第2章精馏塔的物料衡算 973882.2产品的摩尔分率、平均摩尔质量及处理量 930760第3章精馏塔的理论板数和物性参数的计算 11161863.1塔顶、塔底、塔釜温度的求算 11301633.2理论板数的求取 12108933.3塔顶条件下的流量及物性参数 13202223.4进料条件下的流量及物性参数 13300123.5塔底条件下的流量及物性参数 14300823.6提馏段的流量及物性参数 15211503.7精馏段的流量及物性参数 1515538第4章精馏塔的塔体尺寸的计算 16267954.1填料的选择 1668654.2塔径的计算 16174394.2.1提馏段塔径的计算 1689964.2.2精馏段塔径的计算 17262984.3填料层高度的计算 1726035第5章精馏塔的热量衡算 1821855.1加热介质和冷却剂的选择 1825505.2冷凝器的热负荷的计算 18113465.3冷却介质消耗量的计算 19256005.4加热器的热负荷及全塔热量衡算 1926788第6章精馏塔附属设备选型及计算 21327406.1冷凝器 2146266.1.1冷凝器的选型 21157226.1.2传热面积的计算 2163116.2加热器 2198116.2.1加热器的选型 21147416.2.2传热面积的计算 2215282第7章精馏塔附件的选型及计算 22285777.1塔接管的计算及选择 2269567.1.1进料管 2281797.1.2回流管 2289887.1.3塔釜出料 22118017.1.4塔顶蒸汽接管 23135467.2液体分布器的选型 23147307.2.1回流也分布器的计算 23284487.2.2进料液分布器的计算 2361297.3填料及支撑板的选择 24176507.4塔釜设计 24314867.5除沫器 2418274第8章结语 24260018.1致谢 2521539参考文献 25第1章设计流程的确定和说明1.1设计任务化工原理课程设计任务书系主任张建社指导老师李晋波学生曾成都一、设计题目：苯-甲苯填料精馏塔设计二、设计条件1.处理量：5200吨/年；2.料液组成（质量分数）：苯含量为68%的常温液体；3.塔顶产品组成(质量分数)：塔顶苯含量不低于（不高于）97%；4..塔底产品组成(质量分数)：塔底苯含量不高于3%5.年工作生产时间：300天三、设计内容1、设计方案的确定：（1）进料状态，自选（2）加热方式，自选（3）热能的利用2、工艺计算:(1)物料衡算；（2）热量衡算；（3）回流比的确定；（4）理论塔板数的确定。3、填料精馏塔设备设计：填料的选择、填料层压降的计算、液体分布器简要设计、填料层高度的计算、精馏塔接管尺寸的计算、填料支承板的选择、除沫器等4、流体力学的计算及有关水力性质的校核。5、填料精馏塔的辅助设备的选型6、手工绘制主要设备的设计条件图（A2图纸）7、编写设计说明书。厂址：长沙地区（1.01×Pa）设计任务完成精馏塔的工艺设计，有关附属设备的设计和选型，绘制精馏塔设备的设计条件图，编写设计说明书。设计时间安排2013.5.102013.5.311.2设计方案的确定在化工生产中，精馏是最常用的单元操作,，是分离均相液体混合物的最有效方法之一，在炼油、化工、石油化工等工业中得到广泛应用。塔设备一般分为级间接触式和连续接触式两大类。前者的代表是板式塔，后者的代表则为填料塔。随着石油化工的发展，填料塔日益受到人们的重视，填料塔技术有了长足的进步，涌现出不少高效填料与新型塔。苯和甲苯的分离对于工业生产具有重要的意义填料塔是塔设备的一种。塔内填充适当高度的填料，以增加两种流体间的接触表面。结构较简单，检修较方便。广泛应用于气体吸收、蒸馏、萃取等操作。据有关资料报道塔设备的资料费用占整个投资的费用的较大比例。因此，塔设备的设计和研究，受到化工和炼油行业的极大重视。根据设计任务书，此塔设计为填料精馏塔。1.2.1装置流程的确定冷却器设备。蒸馏过程按操作方式的不同，分为连续蒸馏和间歇蒸馏两种流程。连续蒸馏具有生产能力大，产品质量稳定等优点，适合小规模，多品种或多组分物系的初步分离。蒸馏装置包括精馏塔,原料预热塔,蒸馏釜,冷凝器,釜液器,釜液冷却器和产品蒸馏是通过物料在塔内的多次部分汽化和多次部分冷凝实现分离的，热量自塔釜输入，由冷凝器冷却器中的冷却介质将余人热带走。在此过程中，热能利用很低，为此，在确定装置流程时应考虑余热的利用。譬如，用原料做为塔顶产品冷却器的冷却介质，即可将原料预热，有可节余冷却介质。另外，为保持塔的稳定性，流程中初用泵送入塔原料外也可采用高位槽入料，以免受泵操作波动的影响。塔顶冷凝装置可采用全凝器，分冷器—全冷器两种不同的设置。工业上以采用全凝器为主，以便于准却的控制回流比。塔顶分凝器对上升蒸气有一定的增浓作用，若后继装置使用气态物料，则应用分凝器。总之，确定流程时要教全面合理的兼顾设备、操作费用、操作控制及安全等因素。1.2.2操作压力的选择塔内操作压力的选择不仅牵涉到分离问题，而且与塔顶和塔底温度的选取有关。根据所处理的物料性质，兼顾技术上的可行性和经济上的合理性来综合考虑，一般有下列原则：一、压力增加可提高塔的处理能力，但会增加塔身的壁厚，导致设备费用增加；压力增加，组分间的相对挥发度降低，回流比或塔高增加，导致操作费用或设备费用增加。因此如果在常压下操作时，塔顶蒸气可以用普通冷却水进行冷却，一般不采用加压操作。操作压力大于1.6MPa才能使普通冷却水冷却塔顶蒸气时，应对低压、冷冻剂冷却和高压、冷却水冷却的方案进行比较后，确定适宜的操作方式。二、考虑利用较高温度的蒸气冷凝热，或可利用较低品位的冷源使蒸气冷凝，且压力提高后不致引起操作上的其他问题和设备费用的增加，可以使用加压操作。三、真空操作不仅需要增加真空设备的投资和操作费用，而且由于真空下气体体积增大，需要的塔径增加，因此塔设备费用增加。1.2.3加料的方式加料方式有两种：高位槽加料和泵直接加料。采用高位槽加料，通过控制液位高度，可以得到稳定的流量和流速。通过重力加料，可以节约一笔动力费用，但由于多了高位槽，建设费用增加；采用泵加料，受泵的影响，流量不太稳定，流速也忽大忽小，从而影响了传质效率，但结构简单、安装方便；本次设计选用高位槽加料。1.2.4进料的方式本设计任务为分离苯-甲苯溶液混合物，对于二元混合物的分离应选用连续精馏操作，本设计中的进料方式为泡点回流，也就是将原料液通过加热器加热到泡点后送入精馏塔内，塔顶上升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。采用泡点进料，不仅对稳定塔操作较为方便，且不受春夏秋冬因为进料温度的变化而造成塔的不稳定。1.2.5塔顶冷凝方式塔顶采用全冷凝器，用水冷凝，塔顶出来的气体温度不高，冷凝后回流液和产品温度不高，无需进一步冷却。此次分离选用全冷凝器。1.2.6回流比的选择该物系属于易分离物系，最小回流比也比较小，故使操作回流比取最小回流比的2倍。最小回流比的选取关系着塔板数的个数，要想达到理想的分离效果，如果回流比越小，塔板数就会越大，从而减少操作成本，但是精馏塔制造的固定成本提高，相反，回流比越大，塔板数就越小，操作成本高但是制造成本低。1.2.7加热方式加热方式分为直接蒸汽和间接蒸汽加热，本设计采用间接蒸汽加热，间接加热是通过加热器使釜液产生汽化，上升蒸汽与回流下来的冷液进行传质。采用间接蒸汽加热可以使釜液部分汽化，维持原来的浓度，以此可以减少理论板数。缺点是增加加热装置。第2章精馏塔的物料衡算2.1原料的摩尔分率、平均摩尔质量及处理量苯的摩尔质量MA=78.11kg/kmol甲苯的摩尔质量MB=92.13kg/kmol由已知条件得知，料液组成为68%，从而可求原料的摩尔分率和原料的平均摩尔质量xF==0.715MF=0.71578.11+(1-0.715)92.13=82.11kg/kmol又由已知的处理量为5200吨/年，可得原料处理量：F==722.22g/h即F==722.22/82.11=8.8kmol/h2.2产品的摩尔分率、平均摩尔质量及处理量由已知条件，塔顶产品组成为97%，可求塔顶组成的摩尔分率及平均摩尔质量。xD==0.9744MD=0.974478.11+（1-0.9744）92.13=78.47kg/kmol塔釜产品为3%，可求塔釜组成的摩尔分率及平均摩尔质量。xW==0.035MW=0.03578.11+(1-0.035)92.13=91.64kg/kmol又已知F=D+WFxF=DxD+Wxw即8.8=D+W8.80.733=D0.9744+W0.035联立以上两式D=6.368kmol/hW=F－D=8.8－6.368=2.432kmol/h物料中塔顶产品的平均相对分子质量：M=78.11×0.9744+92.13×（1－0.9744）=78.47kg/kmol塔顶产品流量：D=6.368×78.47=498.16kg/h塔釜产品的平均相对分子质量：M=78.11×0.035+92.13×（1－0.035）=2.432kg/kmol塔底流量：W=2.432×91.64=224.06kg/hF=D+W=722.22kg/h物料衡算结果（表2-1）单位进料F塔顶D塔釜W物料流量Kg/h722.22498.16224.06Kmol/h8.86.3682.432组成质量分率68%97%3%摩尔分率0.7150.97440.035第3章精馏塔的理论板数和物性参数的计算3.1塔顶、塔底、塔釜温度的求算由《化工原理课程设计》刘雪暖汤景凝主编查得苯——甲苯的气液平衡数据表4-1常压下苯——甲苯的气液平衡数据温度t℃液相中苯的摩尔分率x气相中苯的摩尔分率y110.560.000.00109.911.002.50108.793.007.11107.615.0011.2105.0510.020.8102.7915.029.4100.7520.037.298.8425.044.297.1330.050.795.5835.056.694.0940.061.992.6945.066.791.4050.071.390.1155.075.580.8060.079.187.6365.082.586.5270.085.785.4475.088.584.4080.091.283.3385.093.682.2590.095.981.1195.098.080.6697.098.880.2199.099.6180.01100.0100.0根据汽液平衡表（x-y-t）利用内插法求以下几个温度塔顶温度tLD、tVD=得tLD=80.℃=得tVD=77.88℃b、塔釜温度=得tW=117.05℃c、进料温度=得tF=86.38℃d、相对挥发度t=108℃时，1===2.38t=84℃时2===2.543.2理论板数的求取由于本次设计的相对挥发度是变化的，所以不能用简捷法求得，应用图解法。根据苯-甲苯溶液物系的气液平衡数据，绘出x-y图(见附页1)求最小回流比及操作回流比采用作图法求最小回流比，在气液相平衡图中对角线自点e（0.69,0.69）作垂线ef即为进料线q线，该线与平衡线的交点坐标：yp=0.87，xp=0.715故最小回流比为:Rmin===0.645取操作回流比为:R=2Rmin=1.29精馏塔的气、液相负荷：L=RD=1.8764.52=8.22kmol/hV=(R+1)D=2.8764.52=14.59kmol/hL’=L+qF=8.48+6.11=17.02kmol/hV’=V+(q-1)F=14.59kmol/h图解法求理论板层数采用图解法求解理论板数，如图附录1，求解结果为：总理论板数NT=15(含再沸器)进料板位置NF=7精馏段理论板数：8块提馏段：7块3.3塔顶条件下的流量及物性参数xD=0.9744==0.9695D=6.368kmol/La、气相平均相对分子质量MVD=MAxD+MB(1-xD)=0.97478.11+（1-0.974）92.13=78.475kg/kmolb、液相平均相对分子质量：MLD=MAx1+MB(1-x1)==78.475kg/kmolc.气相密度：VD===2.726kg/m3d.液相密度：当tLD=77.88℃时利用内插法得A=815.0kg/m3，B=835.0kg/m3=故LD=819.20kg/m3e.液相黏度tLD=77.88℃时利用内插法得=0.32mpa·s，=0.33mpa·s=AXD+(1-XD))=0.320.974+0.33(1-0.974)=0.3203mpa·sf.塔顶出料口质量流量：D=6.36878.11=497.4kg/h3.4进料条件下的流量及物性参数F=8.8kmol/hxF=0.715yF=0.68F==0.68a.气相平均相对分子质量MVF=MAyF+MB(1-yF)=0.960378.11+（1-0.9603）92.13=78.67kg/kmolb、液相平均相对分子质量MLF=MAxF+MB(1-XF)=0.71578.11+（1-0.715）92.13=82.11kg/kmolc.气相密度：VF===2.67kg/m3d.液相密度：当tLD=86.38℃时利用内插法得A=830kg/m3，B=805kg/m3=LF=787.4kg/m3e.液相黏度tLF=86.38℃时利用内插法得=0.28mpa·s，=0.31mpa·s=AXF+(1-XF))=0.280.715+0.31(1-0.715)=0.289mpa·sf.进料质量流量：F==722.22kg/h3.5塔底条件下的流量及物性参数Xw=0.0351w==0.023a、液相平均相对分子质量：=78.110.0351+92.13(1-0.0351)=92.13kg/kmolb.气相密度：当Tw=117.05℃时VW===2.88kg/m3c.液相密度:Tw=117.05℃时=800kg/md.液相黏度Tw=117.05℃时=0.243.6提馏段的流量及物性参数a.气相平均相对分子质量：MVT==85.4kg/kmolb、液相平均相对分子质量：MLT==87.12kg/kmolc.气相密度：VT==2.775kg/m3d.液相密度：LJ==793.7kg/m3e.气相流量：V’=（q-1)F+V=14.59kmol/hV’=14.59×78.67=1147.795kg/hf.液相流量：L’=L+qF=17.02kmol/hL’=17.02×82.11=1397.51kg/hg.液相黏度：µLT==0.264mpa·s3.7精馏段的流量及物性参数a.气相平均相对分子质量：MVJ==78.57kg/kmolb、液相平均相对分子质量：MLJ==80.29kg/kmolc.气相密度：VJ==2.698kg/m3d.液相密度：LJ==803.3kg/m3e.气相流量：V=(R+1)D=(1.876+1)4.52=14.58kmol/hV=14.58×78.475=1144.17kg/hf.液相流量：L=RD=8.215kmol/hL=8.215×78.475=644.67kg/hg.液相黏度：==0.305mpa·s第四章精馏塔的塔体尺寸的计算4.1填料的选择填料是填料塔的核心构件，它提供了气液两相相接触传质与传热的表面，与塔内件一起决定了填料塔的性质。本设计选用规整填料，金属波纹250Y型填料。规整填料是一种在塔内按均匀图形排布、整齐堆砌的填料，规定了气液的通路，改善了沟流和壁流现象，压降可以很小，可以提供更大的比表面积，在等溶剂中达到更高的传质、传热效果。与散装填料相比，规整填料结构均匀、规则、有对称性，当与散装填料有相同的比表面积时，填料孔隙率更大，具有更大的通量，单位分离能力大。4.2塔径的计算4.2.1提馏段塔径的计算提馏段：K=1.75，A=0.291，V=2.775kg/m3,L=793.7kg/m3=0.264mpa·s,L=1397.5kg/h,V=1147.795kg/h,ε=0.97,α=250㎡/m3把以上数据代入气速关联式:㏒[]=A-K()0.25()0.125得uF=1.86m/s空塔气速u=0.5uF=1.815×0.7=0.93m/st均==101.72℃体积流量Vs==0.125m/sD===0.414m圆整后D=300mm空塔气速u=0.995m/s4.2.2精馏段塔径的计算精馏段：K=1.75，A=0.291，V=2.698kg/m3,L=803.3kg/m3=0.305mpa·s,L=644.67kg/h,V=1144.17kg/h,ε=0.97,α=250㎡/m3把以上数据代入气速关联式:㏒[]=A-K()0.25()0.125得uF=2.182m/s空塔气速u=0.5uF=2.605×0.7=1.091m/st均==82.08℃体积流量Vs==0.118m/sD===0.371m圆整后D=300mm空塔气速u=1.67m/s4.3填料层高度的计算查资料得每米填料理论板数为1/4=0.25由z=理论板数×等板高度得Z精=0.25×8=2.00米Z提=0.25×7=1.75米Z共=3.75米Z实=1.2Z精即Z实=3.75×1.2=4.5米P/Z=250Pa/m第5章精馏塔的热量衡算5.1加热介质和冷却剂的选择加热介质：本设计选用300kpa（温度为133.3℃）的饱和水蒸汽作为加热介质，因为饱和水蒸汽是一种应用最广的加热剂，其冷却时的传热膜系数很高，可以通过改变水蒸气的压力控制加热温度，水蒸气易于获得、清洁、不易腐蚀加热管，成本低，塔结构也不复杂。冷却剂:本设计选用30℃的冷却水，选升温10℃，即冷却水的出口温度为40℃5.2冷凝器的热负荷的计算冷凝器的热负荷Qc=(R+1)D(IVD－ILD)其中IVD－ILD=xD△HVA+(1－xD)△HVB 表3-1为沸点下的蒸发潜热数据项目沸点/℃蒸发潜热△Hv/kcal/kmolTc/k苯80.107352562.1甲苯110.637930591.7蒸发潜热与温度的关系为△H2=△Hv1（）0.38由沃森计算塔顶温度下的潜热：△H2=△Hv1（）0.3877.88℃，对苯Tr2===0.6245Tr1===0.628对甲苯Tr2===0.593Tr1===0.649蒸发潜热△HvA=7352×（）0.38=7378.21kj/kmolHvB=7930（）0.38=8388.85kj/kmol对全冷凝器做热量衡算（忽略热量损失）Qc=(R+1)D(IVD-ILD)选择泡点回流，因塔顶苯的含量很高，与露点接近，所以IVD-ILD=xD△HVA+(1－xD)△HVB=0.974×7378.21+（1－0.974）×8388.85=7404.49kj/kmolQc=（1.29+1）×6.368×7404.49=107977.6kj/h5.3冷却介质消耗量的计算选Wc===10797.76kg/h5.4加热器的热负荷及全塔热量衡算本设计选用300kpa（温度为133.3℃）的饱和水蒸汽作为加热介质表3-2为苯和甲苯的摩尔热容t/℃20406080100120苯（Cmp/kj/kmol）1.7161.7671.8281.8871.9532.047甲苯1.6811.0571.8341.9021.9702.073根据表3-2利用内插法求得下表苯和甲苯在不同温度下混合的比热容如表3-3苯CP1=1.883CP1=1.91CP1均=1.8965甲苯CP2=1.895CP2=1.924CP2均=1.9095苯CP1=1.91CP1=2.002CP1均=1.956甲苯CP2=1.924CP2=2.028CP2均=1.976苯：CP1均×(tLD－tF)=1.8965×(77.88－86.38)=﹣16.12CP1均×(tw－tF)=1.956×(117.05－86.38)=59.99甲苯；CP2均×(tLD－tF)=1.9095×(77.88－86.38)=－16.23CP2均×(tw－tF)=1.976×(117.05－86.38)=60.60∫CPdt=CP1均x’D+CP2均（1－x’D）=(1.8965×0.97+0.03×1.9095)×（-8.5）=－16.133∫CPdt=CP1均x’w+CP2均（1-x’w）=(1.956×0.03+0.97×1.976)×(117.05-86.38)=60.59QD=D×CP△t=78.469×﹣16.133=﹣1265.94kj/hQw=w×CP△t=91.638×60.59=5552.35kj/h对全塔进行热量衡算，QF+QS=QD+QW+QC对进料焓即93.4℃为基准进行热量衡算：QS=QD+QW+QC-QF=－1265.94+5552.35+107977.6－0=112264.01kj/h塔釜损失为10%，则η=0.9则Q’S==124800kJ/h加热蒸汽消耗量：△Hr水蒸气=2168.1kj/kgWh==241.76kg/h热量衡算总结果见表3-4表3-4热量衡算总结果符号QCWcQFQDQWQ’SWh数值107977.6kj/h10797.76kg/h0﹣1265.94kJ/h5552.35kJ/h124800kJ/h241.76kg/h第6章精馏塔附属设备选型及计算6.1冷凝器6.1.1冷凝器的选型本设计冷凝器重力回流直立或管壳式冷凝器原理，因本设计冷凝器与被冷凝流体温差不大，所以选用管壳式冷凝器，被冷凝气体走管间，以便及时排除冷凝液。冷却水循环与气体方向相反，即逆流式，当气体流入冷凝器时，使其液膜厚度减弱，传热系数增大，利于节约面积，减少材料费，取冷凝器传热系数K=550kJ/m2h℃6.1.2传热面积的计算长沙地区夏季最高平均气温29℃，温升10℃逆流：T77.88℃77.88℃t29℃39℃△tm=将△t，△t代入求得△t=43.69℃传热面积A==4.494㎡6.2加热器6.2.1加热器的选型选用U型管加热器，经处理后，放在塔釜内，蒸汽选择133.3℃饱和水蒸汽，传热系数K=1000kJ/m2h℃6.2.2传热面积的计算t=133.3-100=33.3℃又表6-4得Q’S