苯乙苯精馏工段工艺设计论文35586.doc

化工原理课程设计设计题目 苯-乙苯精馏工段工艺设计 专业 化学工程与工艺 班级 生物工程0904评分表：指导教师签字： 前言中文摘要：在化工、石油、医药、食品等生产中，常需将液体混合物分离以达到提纯或回收有用组分的目的，而蒸馏就是其中一种方法。随着化学工业的发展，蒸馏技术、设备及理论也有了很大的发展。蒸馏操作的理论依据是借混合液中各组分挥发性的差异而达到分离的目的。在操作中进行多次的气体部分冷凝或液体部分气化称为精馏。习惯上，混合物中的易挥发组分称为轻组分，难挥发组分成为中组分。为此，掌握气液相平衡关系，熟悉各种塔型的操作特性，对选择、设计和分析分离过程中的各种参数是非常重要的。关键字：精馏，蒸馏，筛板，塔abstract： In the chemical, petroleum, pharmaceutical, food and other production, often need a liquid mixture separation to achieve purification or recycled useful components purpose, and the distillation is one of the methods. Along with the development of chemical industry, distillation technology, equipment and theory also has greatly developed. The theoretical basis of the distillation operation was borrowed between each composition of volatile differences and to achieve the purpose of separation. In the operation of gas part of multiple condensing or liquid part gasification called distillation. Traditionally, mixture of volatile components called light components, difficult volatile component becomes component. Therefore, grasps the gas-liquid balance relationship, familiar with all kinds of tower operation characteristics of selection, design and analysis of various parameters separation process is very important.keywords：rectification,distillation,sieve plate,pagoda目录前言1设计条件及主要任务6第一章 设计任务 1.1任务7 1.1.1设计题目8 1.1.2设计条件8 1.1.3设计任务8 1.2设计方案论证及确定8 1.2.1生产时日8 1.2.2选择塔型8 1.2.3精馏方式8 1.2.4操作压力8 1.2.5加热方式8 1.2.6工艺流程8第二章 筛板式精馏塔的工艺设计 2.1精馏塔的工艺计算8 2.1.1物料衡算8 2.1.2相对挥发度的确定9 2.1.3理论塔板数的确定11 2.1.4塔高设计计算11 2.2塔工艺条件及物性数据计算12 2.2.1精馏段物性数据计算12 2.2.2塔顶工艺尺寸计算15 2.2.3提馏段工艺计算18 2.3精馏段筛板流体力学验算19 2.3.1干板阻力19 2.3.2气体穿过板上液层压降相当的液柱高度20 2.3.3雾沫夹带验算20 2.3.4漏液验算20 2.3.5液泛验算20 2.3.6塔板负荷性能图21 2.3.7液沫夹带线21 2.3.8液相负荷上限线21 2.3.9液相负荷下限线22 2.3.10液泛线22 2.4提馏段筛板流体力学验算22 2.4.1干板阻力22 2.4.2气体穿过板上液层压降相当的液柱高度22 2.4.3雾沫夹带验算23 2.4.4漏液验算23 2.4.5液泛验算23 2.4.6塔板负荷性能图24 2.4.7液沫夹带线24 2.4.8液相负荷上限线24 2.4.9液相负荷下限线25 2.4.10液泛线25 2.5提馏段汽液负荷计算25 2.6塔工艺尺寸计算25 2.7溢流装置26 2.8塔板布置27 2.9开孔数与开孔率27第三章 辅助设备的选型 3.1YB231-64热扎无缝钢管27 3.1.1塔顶蒸汽体积流率27 3.1.2塔顶冷凝水管路27 3.1.3塔顶液相回流管路28 3.1.4加料管28 3.1.5塔釜残液流出管28 3.1.6冷却水出口管路29 3.1.7塔顶馏出液管路29 3.2泵30 3.2.1釜液泵30 3.2.2进料泵30 3.2.3回流泵31 3.3法兰32 3.3.1简体32 3.3.2封头32 3.3.3裙座33第四章 冷凝器的选型 4.1塔顶冷凝器的选型33 4.1.1温度33 4.1.2气体流量33 4.1.3塔顶冷凝量33 4.1.4选型34 4.2预热器的选型35 4.2.1各项数据的计算35 4.2.2选型35第五章 参考文献371、设计条件（1）工艺条件：体系：主要含苯-乙苯的烃化液，要求采用常规连续精馏的方法，从烃化液中分离出苯。浮阀塔，总板效率ET=0.65；（2）物料条件：表1 烃化液摩尔流量小组编号ABCDEFG流量/ (kmol/h)100110120130140150160表2 烃化液含量表Component IDComponent nameFormulaMole-FracC6H6BENZENEC6H60.65C8H10ETHYLBENZENEC8H100.35烃化液进料温度60。塔顶：压力为0.12Mpa（绝压，下同），采用全凝器，冷凝液在泡点下部分回流至塔内，其余馏出液D经产品冷却器冷却后送储罐；塔底：塔釜采用间接蒸汽加热的釜式再沸器，塔釜产品冷却后送储罐。（3）共用工程条件：加热蒸汽等级：0.9MPa。循环冷却水：30。供电容量可满足需要。（4）工作日：300 d/a，24 h/d。2、设计主要任务（1）分离要求：要求从塔顶馏出的苯液中，乙苯的含量低于0.5%（摩尔分数，下同）。釜液中苯含量要求小于0.2%。（2）其它要求：1、完成精馏塔的工艺设计和计算； 2、换热设备计算和选型 3、附属设备计算和选型 4、绘制相关工艺图纸 5、编写设计说明书（手写或电子文档）第一章 设计任务1.1 任 务1.1.1 设计题目 苯-乙苯精馏工段工艺流程1.1.2 设计条件 1. 工艺条件：体系：主要含苯-乙苯的烃化液，要求采用常规连续精馏的方 法，从烃化液中分离出苯。浮阀塔，总板效率ET=0.65；2. 物料条件：表1 烃化液摩尔流量小组编号ABCDEFG流量/ (kmol/h)100110120130140150160表2 烃化液含量表Component IDComponent nameFormulaMole-FracC6H6BENZENEC6H60.65C8H10ETHYLBENZENEC8H100.35烃化液进料温度60。塔顶：压力为0.12Mpa（绝压，下同），采用全凝器，冷凝液在泡点下部分回流至塔内，其余馏出液D经产品冷却器冷却后送储罐；塔底：塔釜采用间接蒸汽加热的釜式再沸器，塔釜产品冷却后送储罐。3. 共用工程条件：加热蒸汽等级：0.9MPa。循环冷却水：30。供电容量可满足需要。4. 工作日：300 d/a，24 h/d。1.1.3 设计任务 1. 分离要求：要求从塔顶馏出的苯液中，乙苯的含量低于0.5%（摩尔分数，下同）。釜液中苯含量要求小于0.2%。2. 其它要求：1、完成精馏塔的工艺设计和计算； 2、换热设备计算和选型 3、附属设备计算和选型 4、绘制相关工艺图纸5、编写设计说明书（手写或电子文档）1.2 设计方案论证及确定1.2.1 生产时日 300 d/a，24 h/d1.2.2 选择塔型 精馏塔属气液传质设备。气液传质设备主要分为板式塔和填料塔两大类。该塔设计生产时日要求较大，由板式塔与填料塔比较知：板式塔直径放大时，塔板效率较稳定,且持液量较大，液气比适应范围大，因此本次精馏塔设备选择板式塔。筛板塔是降液管塔板中结构最简单的，它与泡罩塔相比较具有下列优点：生产能力大10-15%，板效率提高15%左右，而压降可降低30%左右，另外筛板塔结构简单，消耗金属少，塔板的造价可减少40%左右，安装容易，也便于清洗检修。因此，本设计采用筛板塔比较合适。1.2.3 精馏方式由设计要求知，本精馏塔为连续精馏方式。1.2.4 操作压力常压操作可减少因加压或减压操作所增加的增、减压设备费用和操作费用，提高经济效益, 在条件允许下常采用常压操作，因此本精馏设计选择在常压下操作。1.2.5加热方式在本物系中，乙苯为难挥发液体，选用直接蒸汽加热，可节省再沸器。1.2.6 工艺流程 原料槽中的原料液先由离心泵送到预热器预热，再进精馏塔，精馏塔塔顶蒸汽经全凝器冷凝，泡点回流，塔顶产品输送进贮存罐，而再沸器则加热釜液，塔釜产品流入釜液贮存罐。第二章 筛板式精馏塔的工艺设计2.1 精馏塔的工艺计算2.1.1 物料衡算 M苯=78.11M乙苯=106.16ZF=0.72XD=0.996XW=0.00272FZF=DXD+WXW150×0.72=D×0.996+（150-D）×0.00272D=108.3 W=41.7平均分子量：MF=0.72×78.11+（1-0.72）×106.16=85.964MD=0.996×78.11+（1-0.996）×106.16=78.2222MW=0.00272×78.11+（1-0.00272）×106.16=106.082.1.2 相对挥发度的确定已知某些温度下乙苯和苯的t、x、ytxy101.316.836.011184114.119.55.850.860.97488128.423.55.460.740.93992144.1265.540.6350.90696161.329.95.390.5410.86410018034.35.250.4850.816104200395.10.40.8108222.444.55.00.3180.7110.6237.748.34.920.2780.654115265.755.34.80.2170.571120299.664.24.670.1560.46312525405564.570.1030.34413028356394.440.0550.20513531657354.310.010.042136.232947604.3300 = =5.016平衡线方程： 泡点进料：q=1q线方程：x=ZF=0.72平衡线与q线交点：取精馏段操作线方程：泡点回流：L=RD ， V=CR+DD即 提馏段操作线方程：L'=L+qF=RD+qF=0.4905×108.3+1×150=203.12V'=V-(1-q)F=CR+DD=(0.4905+1)×108.3=161.42 2.1.3理论塔板数的确定平衡关系 x=y/(5.016-4.016y)精馏段操作线 y=0.329x+0.668 操作线上的点 精馏段线上的点(X0=0.996，Y1=0.996）（X1=0.98,Y1=0.996） (X6=0.73,Y7=0.91) （X7=0.67,Y7=0.91）X=y/(5.016-4.016y)Y=1.258x-0.000703 操作线上的点 提馏段线上的点 (X7=0.67，Y8=0.84） （X8=0.51,Y8=0.84） (X12=0.00784，Y13=0.00916）（X13=0.00184,Y13=0.00916）理论塔板数 NT=12+(X12-XW)/(X12-X13)=12.85 N=(NT/ET)*12.85/0.65=9实际塔板数 N精=7÷0.65=10.7 取11块 N提=(6-1)/0.65=7.7 取8块2.1.4 塔高设计计算 本实验设计塔底贮液停留时间S=15min，塔底液面到最下层板间距1m塔底空间 =1.76m有效高度Hp的确定Hp=（11-1）×0.38+8×0.4=7m塔顶封头 HFHF=0.25D=0.375m裙座为圆形 HS/D=3 HS=4.5m本实验开2个人孔，孔径为400mm塔高H=Ha+Hb+Hp+HF+HS=14.835 m2.2 塔工艺条件及物性数据计算2.2.1精馏段物性数据计算1.操作压强Pm塔顶压强为PD=0.12MPa=120kPa，取每层塔板的压降为0.7kPa,则进料板压强PF=120+11×0.7=127.7kPa精馏段平均操作压力 Pm=（120+127.7）/2=123.85kPa2. 温度tm 依据操作压力，由泡点方程通过试差法计算出泡点温度，其中苯和乙苯的饱和蒸汽压由安托因（Antoine）方程计算。安托因方程： 由物性手册查得苯（A）乙苯（B）理想物系。二者的安托因方程分别为： （a） （b）经过几次试差后，计算结果如下：塔顶温度： tD=82.5进料板温度： tF=94.5塔底温度： tW=129.5Tm精=(82.5+94.5)×0.5=88.53.平均分子量 Mm塔顶：xD=y1=0.996有平衡关系得：x1=y1/(5.016-4.016y1)=0.98MVFm=0.996×78.11+(1-0.996)×106.16=78.2222MLFm=0.98×78.11+（1-0.98）×106.16=78.671进料板 xF=0.73,yF=0.91MLFm=0.91×78.11+（1-0.91）×106.16=80.6345MLFm=0.73×78.11+（1-0.73）×106.16=85.6835则精馏段的平均分子量：MVm精=（78.222+80.6345）/2=79.43 kg/kmolMLm精=（78.671+85.6835）/2=82.18 kg/kmol4.平均密度m液相密度 1/m=aA/LA+aB/LB查82.5时，苯=813.681 kg/mol ,乙苯=812.821 kg/mol塔顶：1/LmD=0.995/813.681+0.005/812.821LmD=813.677 kg/m3进料板，由加料液相组成aA=(0.73×78.11)/0.73×78.11+（1-0.73）×106.16=0.665查得94.5时，苯=794.029 乙苯=796.5171/LmF=0.665/794.029+(1-0.665)/796.517得：LmF=794.861故精馏段平均液相密度Lm=0.5（813.677+794.861）=804.269即Lm精=804.2695.气相密度 mVmV精=PMm精/RT=3.27 kg/m36.液体表面张力m已知80时，苯=21.27，乙苯=22.9282.5时，苯=20.96，乙苯=22.6694.5时，苯=19.51，乙苯=21.41m顶=0.996×20.96+（1-0.996）×22.66=20.97m进=0.73×19.51+（1-0.73）×21.41=20.02精馏段平均表面张力：m精=（20.97+20.02）/2=20.57.液体的粘度 由液体黏度共线图得：82.5时，苯=0.29，乙苯=0.36 94.5时，苯=0.25，乙苯=0.32L顶=0.996×0.29+（1-0.796）×0.36=0.29028L进=0.73×0.25+（1-0.73）×0.32=0.2689则精馏段平均液相粘度m精=（0.29028+0.2689）/2=0.27958 mPaS8.精馏段汽液负荷计算V=CR+DD=（0.4905+1）×108.3=161.42 kmol/hVS=VMVm精/3600Vm精=1.089 m3/SL=RD=53.12 kmol/hLSLMLm精/3600Lm精=0.0015 m3/SLh=5.43 m3/h2.2.2塔顶工艺尺寸计算1.塔径D 以精馏段数据为准选取板间距HT=0.38m，板上液层高度hL=0.06m相关参数为：=HT-hL=0.38-0.06=0.32m =0.0216 a=-4.531+2.6562+5.54962-6.46953=-3.325 b=-0.474675+7.9×10-2-1.392+1.32123=-0.54844 c=-0.0729+0.088307-0.491232+0.431963=-0.0808C20=expa+blg(lv)+clg(lv)2=0.0611所以：C=C20（a/20）0.2=0.061 =0.955m/S取安全系数0.7，则u=0.7×umax=0.668m/s =1.44m圆整为D=1.5m校核：u=4VS/D2=0.6166m/s u/umax=0.6166/0.955=0.66，在0.60.8之间，满足要求2.溢流装置 采用单溢流，弓形降液管，凹形受液盘及平形溢流堰，各项计算如下溢流堰长lwlW=0.66×D=0.99m 校核 Ln/Lw=5.43/0.99 合理堰上液层高度液流收缩系数E，一般情况取1所以how=0.0088343.堰高hw=0.06-0.008834=0.051166m降液管的宽度Wd与降液管的面积Af由lw/D=0.66，查弓形降液管的宽度与面积可知：Wd/D=0.124，Af/AT=0.0722，故Wd=0.124×1.5=0.186mAf=0.0722×3.14×D2/4=0.128m24.计算液体在降液管中停留时间以检验降液管面积5.降液管底隙高度h0为了保证良好的液封，又不致使液流阻力太大，一般取为：h0=hw-（0.0060.012）mh0=0.0451660.039166取平均：h0=(0.045166+0.039166)/2=0.04226.塔板布置取边缘区宽度 Wc=0.035m，安全区宽度 Ws=0.065m计算开孔面积又x=D/2-(Wc+Wd)=0.529mR=D/2-Wc=0.715mAa=1.36m27.开孔数n 与开孔率取筛孔的孔径d0为10mm，正三角形排列，一般碳钢厚为3mm，取t/d0=2.5，故计算塔板的筛孔数n，即： 开孔区的开孔率=（A0/Aa）×100%=0.907/（t/d0）2=14.5%每层塔板上的开孔面积A0为A0=Aa=0.1972m2气体通过筛孔的气速为u0=Vs/A0=5.58m/s2.2.3 提留段工艺计算1.操作压强的计算出料板压强为PF=127.7kPa，每层降0.7kPa，则塔釜Pw=127.7+8×0.7=133.3kPa提留段平均操作压强Pm提=130.5kpa2.温度tm由前已知：塔顶温度： tD=82.5进料板温度： tF=94.5塔底温度： tW=129.5tm提=（94.5+129.5）/2=1123.平均分子量Mm进料板：yF=0.91,xF=0.73待添加的隐藏文字内容3MvFm=0.91×78.11+(1-0.91)×106.16=80.6345MLFm=0.73×78.11+(1-0.73)×106.16=85.6835再沸釜：yw=0.013496，xw=0.00272Mvwm=0.013496×78.11+(1-0.013496)×106.16=105.78MLwm=0.002725×78.11+(1-0.00272)×106.16=106.08平均：MVm提=93.21 MLm提=95.884.平均密度 液相密度Lm查得：塔釜温度129.5时，苯=754.545 ，乙苯=764.070塔釜：1/Lmw=0.003/754.545+0.997/764.070Lmw=764.04 kg/m3由前可知：LmF=794.861 kg/m3Lm提=0.5（794.861+764.04）=779.45汽相密度：mV mV提=PMm提/RT=3.80 kg/m35.液体表面张力m129.5时，苯=15.38 乙苯=17.85m釜=0.00272×15.38+（1-0.00272）×17.85=17.843由前可知：m进=20.02 平均：平均=（20.02+17.843）/2=18.936. 液体粘度 共线图（129.5下） 得： 苯=0.18， 乙苯=0.23L釜=0.00272×0.18+（1-0.00272）×0.230=0.230L提=1/2×（0.230+0.2689）=0.252.3 精馏段筛板流体力学验算2.3.1平板阻力hc由，查干筛孔的流量系数，得C0=0.712故hc=0.051×(u0/C0)2(v/l)=0.0125 m (液柱)2.3.2气体穿过板上液层压降相当的液柱高度hlua=Vs/(At-Af)=0.665 m=1.2m由充气系数0与Fa的关联图，得：0=0.625 mhc=0hL=0.0375 m克服液面表面张力压降相当的液面高度hh=4/lgd0=0.00104 mhp=0.0125+0.0375+0.00104=0.05104单板压降PP=hpLg=402.7700Pa 设计允许2.3.3雾沫夹带验算：ev=0.00831kg/kg汽0.1kg/kg汽2.3.4漏液验算=3.46 m/s实际孔速：u0=5.52 m/su0min稳定系数：K=u0/u0w=1.591.5故在本设计中无明显偏液2.3.5液泛验算为防止降液管液体的发生，应是降液管中清液层高度Hd（HT+hw）Hd=hp+hL+hdhd=0.153(Ls/lwh0)2=0.000197 Hd =0.05104+0.06+0.000197=0.111237m设=0.5 则 （Ht+hw）=0.2156m Hd（HT+hw）,不会发生液泛2.3.6塔板负荷性能图漏液线u0min=4.4C0U0min= hL=hw+howVs,min=0.618×2.3.7液沫夹带线以ev=0.1kg液/kg气 为限 求Vs-Ls关系如下hf=2.5hL=2.5(hw+how)=0.128+1.679Vs=2.574-17.282.3.8液相负荷上限线以=4S作为液体在降液管中停留时间的下限=4Ls=0.01216 m3/s2.3.9液相负荷下限线对于平直堰，取堰上液层高度0.006m作为最小液体负荷标准，由下式得：=0.0006取 E=1 Ls=0.000844m3/s2.3.10液泛线令Hd=(HT+hw) 由Hd=hp+hL+hd；hp=hc+hl+h；hl=hL， hL=hw+how联立，得HT+（-1）how=（+1）how+hc+hd+h忽略ho ,将how和Ls，hd和Ls，hc与Vs的关系式带入上式整理得 a'=b'-c'-d'式中：a'=0.0105 b'=0.1324 c'=87.66 d'=1.091=12.6-8348.6-103.92.4提馏段筛板流体力学验算2.4.1平板阻力hc查干筛孔的流量系数，得C0=0.712故hc=0.051×(u0/C0)2(v/l)=0.0153 m (液柱)2.4.2气体穿过板上液层压降相当的液柱高度hlua=Vs/(At-Af)=0.667 m=1.3m由充气系数0与Fa的关联图，得：0=0.612 mhc=0hL=0.03672 m克服液面表面张力压降相当的液面高度hh=4/lgd0=0.00099 mhp=0.0125+0.0375+0.00104=0.05301单板压降PP=hpLg=405.34Pa700Pa 设计允许2.4.3雾沫夹带验算：ev=0.00696kg/kg汽0.1kg/kg汽2.4.4漏液验算=2.99 m/s实际孔速：u0=5.58 m/su0min稳定系数：K=u0/u0w=1.871.5故在本设计中无明显偏液2.4.5液泛验算为防止降液管液体的发生，应是降液管中清液层高度Hd（HT+hw）Hd=hp+hL+hdhd=0.153(Ls/lwh0)2=0.000307 m Hd =0.05104+0.06+0.000197=0.113317 m设=0.5 则 （Ht+hw）=0.225 m Hd（HT+hw）,不会发生液泛2.4.6塔板负荷性能图漏液线u0min=4.4C0U0min= hL=hw+howVs,min=0.618×2.4.7液沫夹带线以ev=0.1kg液/kg气 为限 hf=2.5hL=2.5(hw+how)=0.125+1.679Vs=27.64-16.872.4.8液相负荷上限线以=4S作为液体在降液管中停留时间的下限=4Ls=0.0128 m3/s2.4.9液相负荷下限线对于平直堰，取堰上液层高度0.006m作为最小液体负荷标准，由下式得：=0.0006取 E=1 Ls=0.000844m3/s2.4.10液泛线令Hd=(HT+hw) 由Hd=hp+hL+hd；hp=hc+hl+h；hl=hL， hL=hw+how联立，得HT+（-1）how=（+1）how+hc+hd+h忽略ho ,将how和Ls，hd和Ls，hc与Vs的关系式带入上式整理得 a'=b'-c'-d'式中：a'=0.0126 b'=0.1444 c'=62.44 d'=1.082=11.46-4955.56-85.872.5提馏段汽液负荷计算 V=（R+1）×D=161.42 kmol/hVs提=（VMvm提）/3600vm提=1.0998 m3/hL'=L+qF=203.21 kmol/hLs提=LMLm提/3600Lm提=0.001818 m3/sLh=6.5448m3/h2.6塔工艺尺寸计算初选板间距HT=0.40 m，取板上液层高度为0.06 m则=HT-hL=0.40-0.06=0.34mLv=Ls/Vs×（Pl/Pv）0.5=0.0237同精馏段得出a=-3.24087 b=-0.5566 c=-0.08268所以C20=expa+blglv+c（lglv）2=0.07772C =C20(/20)0.2=0.07687=1.0982 m/su=0.7umax=0.76874 m/s所以 圆整为1.5m校核u/umax=0.6 在0.60.8之间，合理2.7溢流装置同精馏段 各项计算如下溢流堰长lw=0.99 m 校核Ln/Lw=6.61合理出口堰高hw液流收缩系数E，一般情况取1how=0.01堰高hw=0.06-0.01=0.05 m降液管的宽度与降液管的面积同精馏段 Wd=0.186 m，Af=0.128 m2液体在降液管中停留的时间t=（Af+Hf）/Ls=28.16 s 5 s降液管底隙高度h0 同精馏段h0=0.041 m2.8塔板布置 同精馏段 Wc=0.035 m Ws=0.065 m计算开孔面积Aa=1.36 m22.9开孔数n 与开孔率同精馏段：开孔率：=A0/Aa=0.907/2.52=14.5%每层开孔面积A0=Aa=0.145×.36=0.1972 m2气体通过筛孔的气速u0=Vs提/A0=5.58 m/s第三章 辅助设备的选型3.1YB231-64热扎无缝钢管3.1.1塔顶蒸汽体积流率VS近似取精馏段体积流率为塔顶蒸汽体积流率VS