产8万吨甲苯精馏塔设计化工原理课程设计说明书.doc

《产8万吨甲苯精馏塔设计化工原理课程设计说明书.doc》由会员分享，可在线阅读，更多相关《产8万吨甲苯精馏塔设计化工原理课程设计说明书.doc（39页珍藏版）》请在三一办公上搜索。

1、年产8万吨甲苯精馏塔设计摘 要此设计为苯-甲苯连续操作设计精馏塔，要求年产纯度为98%的甲苯6万t，塔顶馏出液中含甲苯不得高于2%，原料液中含甲苯40%（以上均为质量分数）。精馏是分离液体混合物最常用的一种单元操作，在化工炼油石油化工等工业中得到广泛的应用。本设计的题目是苯甲苯二元物系板式精馏塔的设计。在确定的工艺要求下，确定设计方案，设计内容包括精馏塔工艺设计计算，塔辅助设备设计计算，精馏工艺过程流程图，精馏塔设备结构图，设计说明书。 关键词：板式塔；苯-甲苯；工艺计算；结构图Abstract This design for benzene-toluene continuous operat

2、ion of the column, the design requirements of the purity of 98% annual capacity of 60000 t toluene, being in distillate including toluene shall not be higher than the 2%, raw material liquid 40% (above all is the toluene quality score) distillation separation liquid mixture is a kind of the most com

3、monly used in chemical refining unit operation, oil chemical industry etc widely appliedKeywords: plate tower; Benzene, toluene; Process calculation; chart 目录摘 要IAbstractII第一章 文献综述- 2 -1.1 概述- 2 -第二章 设计方案的确定- 4 -2.1 设计方案的确定及流程说明- 4 -2.1.1 装置流程的确定- 4 -2.2 操作条件- 4 -2.2.1 进料液状态的选择- 4 -2.2.2加热方式- 5 -2.2

4、.3回流比的选择- 5 -2.3 主要设备的工艺尺寸计算- 5 -2.4 流体力学计算- 5 -2.5 已知参数- 6 -第三章 塔体计算- 8 -3.1 料液及塔顶、塔底产品含苯的摩尔分率- 8 -3.2 平均分子量- 8 -3.3 物料衡算- 8 -3.4 塔板数的确定- 9 -3.4.1 根据苯和甲苯的气液平衡数据作出x-y图- 9 -3.4.2 求最小回流比及操作回流比R- 9 -3.4.3 求理论板数- 10 -3.5 全塔效率- 10 -3.6 实际板数N- 10 -3.7 精馏塔有效高度的计算- 11 -3.8 塔工艺条件及物性数据计算- 11 -3.8.1 操作压强的计算Pa-

5、 11 -3.8.2 操作温度的计算 运用orign绘出图象如下图- 12 -3.8.3 平均摩尔质量计算- 12 -3.8.4 平均密度计算- 13 -3.8.5 液体平均表面张力 的计算- 14 -3.8.6 液体平均粘度的计算- 15 -3.9 精馏塔气液负荷计算- 15 -3.10 塔和塔板的主要工艺尺寸的计算- 16 -3.10.2 溢流装置- 17 -3.10.3 塔板布置- 19 -3.11 筛孔数n与开孔率- 19 -第四章 流体力学验算- 21 -4.1 气体通过筛板压降相当的液柱高度- 21 -4.2 液面落差- 22 -4.3 精馏段雾沫夹带量的验算- 23 -4.4 精

6、馏段漏液的验算- 23 -4.5 精馏段液泛验算- 23 -第五章 塔板负荷性能图- 25 -5.1精馏段- 25 -5.1.1 液沫夹带线- 25 -5.1.2 液泛线- 26 -5.1.3 液相负荷上限线- 27 -5.1.4漏液线（气相负荷下限线）- 27 -5.1.5 液相负荷下限线- 28 -第六章 设计一览表- 30 -6.1精馏塔的工艺设计计算结果汇总- 30 -结束语- 32 -参考文献- 33 -附录- 34 -主要符号说明- 34 -致谢- 35 -第一章 文献综述1.1 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

7、板式塔和填料塔。板式塔内设置一定数目的塔板，气体以鼓泡或喷射形式穿过板上液层进行质热传递，气液相组成呈阶梯变化，属逐级接触逆流操作过程。填料塔内装有一定高度的填料层，液体自塔顶沿填料表面下流，气体逆流向上（也有并流向下者）与液相接触进行质热传递，气液相组成沿塔高连续变化，属微分接触操作过程。工业上对塔设备的主要要求是：（1）生产能力大；（2）传热、传质效率高；（3）气流的摩擦阻力小；（4）操作稳定，适应性强，操作弹性大；（5）结构简单，材料耗用量少；（6）制造安装容易，操作维修方便。此外，还要求不易堵塞、耐腐蚀等。板式塔大致可分为两类：（1）有降液管的塔板，如泡罩、浮阀、筛板、导向筛板、新型垂

8、直筛板、蛇形、S型、多降液管塔板；（2）无降液管的塔板，如穿流式筛板（栅板）、穿流式波纹板等。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。（一）浮阀塔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。浮阀有盘式、条式等多种，国内多用盘式浮阀，此型又分为F1型（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

9、为33g，轻阀为25g。一般多采用重阀，因其操作稳定性好。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。（二）筛板塔筛板是在塔板上钻有均布的筛孔，呈正三角形排列。上升气流经筛孔分散、鼓泡通过板上液层，形成气液密切接触的泡沫层（或喷射的液滴群）。筛板塔是1932年提出的，当时主要用于酿造，其优点是结构简单，制造维修方便，造价低，气体压降小，板上液面落差较小，相同条件下生产能力高于浮阀塔，塔板效率接近浮阀塔。其缺点是稳定操作范围窄，小孔径筛板易堵塞，不适宜处理粘性大的、脏的和带固体粒子的料液。但设计良好的筛板塔仍具有足够的操作弹

10、性，对易引起堵塞的物系可采用大孔径筛板，故近年我国对筛板的应用日益增多，所以在本设计中设计该种塔型。第二章 设计方案的确定2.1 设计方案的确定及流程说明2.1.1 装置流程的确定精馏装置包括精馏塔，原料预热器，蒸馏釜，冷凝器。釜液冷却器和产品冷凝器等设备。热量自塔釜输入，物料在塔内经多次部分汽化与部分冷凝进行精馏分离，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，为此，在确定流程装置时应考虑余热的利用，注意节能。另外，为保持塔的操作稳定性，流程中除用泵直接送入原料外，也可以采用高位槽送料以免受泵操作波动的影响。塔顶冷凝装置根据生产状况以决定采用分凝器或全凝器。一般，塔顶

11、分凝器对上升蒸汽虽有一定增浓作用，但在石油等工业中获取产品时往往采用全凝器，以便于准确地控制回流比。若后继装置使用气态物料，则宜用分凝器。总而言之确定流程时要较全面，合理的兼顾设备，操作费用操作控制及安全因素。2.2 操作条件 精馏操作可在常压，减压和加压下进行，操作压强常取决于冷凝温度。一般，凡通过常压蒸馏不难实现分离要求，并能用江河或循环水将冷凝下来的系统，都应采用常压蒸馏，对热敏性物料或混合液沸点的系统则宜采用减压蒸馏；对常压下的馏出物的冷凝温度过低的系统，需要高塔压或采用深井水，冷冻盐水作为冷却剂；常压下呈现气态的物料必须采用加压蒸馏。2.2.1 进料液状态的选择进料热状态以进料热状态

12、参数q表达，即q=每摩尔进料变成饱和蒸汽所需热量/每摩尔进料的汽化潜热。有五种进料状态，当q1时为低于泡点温度的冷液进料；q=1时为泡点下的饱和液体进料；q=0为露点下的饱和蒸汽进料；1q0为介于泡点与露点间的汽液混合进料；q0为高于露点的过热蒸汽进料。原则上，在供热量一定情况下，热量应尽可能的由塔底输入，使产生的气相回流在全塔发挥作用，即宜冷进料。但为使塔的操作稳定，免受季节气温影响，精、提留段采用相同的塔径以便于制造，则采用饱和液体（泡点）进料，但需增设原料预热器，若工艺要求减少塔釜加热避免釜温过高，料液产生聚合或结焦，则易采用气态进料2.2.2加热方式蒸馏大多采用间接蒸汽加热，设置在沸器

13、。有时也采用直接蒸汽，例如蒸馏釜残主要组分是水，切在低浓度下轻组分的相对挥发较大时宜采用直接加热，其优点是可以利用压强较低的加热蒸汽以节省操作费用，并省掉间接加热设备。但由于直接蒸汽的加入，对釜内溶液起一定稀释作用，在进料条件和产品纯度，轻组分收率一定的前提下，釜液浓度相应降低，顾需在提留段增加塔板以达到生产要求。2.2.3回流比的选择选择回流比，主要从经济观点出发，力求使设备操作费用之和最低。一般经验值R=(1120) Rmin其中R-操作回流比，Rmin-最小回流比。对特殊物系和与场合，则应根据实际需要选定回流比。在进行课程设计时，也可以参同类生产的R经验值选定。必要时选若干个R值，利用吉

14、利兰图求出对应理论板数N，作出N-R曲线或N(R+1)-R曲线，从中找出适宜操作的回流比R。也可以做出R对精馏塔操作费用的关系线，从中确定适宜回流比R。2.3 主要设备的工艺尺寸计算板间距，塔径，塔高，溢流装置，塔盘布置等。2.4 流体力学计算流体力学验证，操作负荷性能图及操作弹性。2.5 已知参数主要基础数据:表2-1 苯和甲苯的物理性质1项目分子式分子量M沸点（）临界温度tC（）临界压强PC（kPa）苯A甲苯BC6H6C6H5CH378.1192.1380.1110.6288.5318.576833.44107.7表2-2 苯和甲苯的饱和蒸汽压1温度80.1859095100105110.

15、6,kPa，kPa101.3340.0116.946.0135.554.0155.763.3179.274.3204.286.0240.0 表2-3 常温下苯甲苯气液平衡数据1温度80.1859095100105110.6液相中苯的摩尔分率汽相中苯的摩尔分率1.0001.0000.7800.9000.5810.7770.4120.6300.2580.4560.1300.26200表2-4 纯组分的表面张力4温度8090100110120苯，mN/m甲苯，Mn/m21.221.72020.618.819.517.518.416.217.3表2-5 组分的液相密度1温度()809010011012

16、0苯,kg/甲苯,kg/814809805801791791778780763768表2-6 液体粘度1温度()8090100110120苯（mP.s）甲苯（mP.s）0.3080.3110.2790.2860.2550.2640.2330.2540.2150.228第三章 塔体计算3.1 料液及塔顶、塔底产品含苯的摩尔分率3.2 平均分子量3.3 物料衡算进料流量总物料衡算 2易挥发组分物料衡算 2 联立以上二式可得： 3.4 塔板数的确定运用origin绘图求理论板3.4.1 根据苯和甲苯的气液平衡数据作出x-y图 图（3-1）苯-甲苯混合液x-y图，图解法求理论版层数3.4.2 求最小回

17、流比及操作回流比R因泡点进料，在图中对角线上自点e(0.44,0.44)作垂线即为进料线（q线），该线与平衡线的交点坐标为，此即为最小回流比时操作线与平衡线的交点坐标。依最小回流比计算式：；2取操作回流比R=(1.12)Rmin123.4.3 求理论板数精馏段操作线方程为：2按常规，在图(1)上作图解得：层（包括再沸器） 第7层为加料板精馏段板数为7提馏段板数为5.83.5 全塔效率2根据塔顶、塔底组成查图3-1，求得平均温度为93.7，该温度下的液相平均粘度为 2=故：3.6 实际板数N精馏段实际板数: 提馏段实际板数: 3.7 精馏塔有效高度的计算精馏段的有效高度Z=（N1）HT=(152

18、)0.4=5.2m2提馏段得有效高度Z=（1）HT=（122）0.4=4.0m2精馏塔的有效高度为Z= Z+ Z=4.4+5.2+0.8*4=12.4 m23.8 塔工艺条件及物性数据计算3.8.1 操作压强的计算Pa塔顶压强PD=101.3Kpa取每层塔板压降P=0.7kPa3则进料板压强PF=101.3+140.7=115.1kPa塔釜压强Pw=113.7+130.7=122.8kPa精馏段平均操作压强 =110.2kPa3.8.2 操作温度的计算 运用orign绘出图象如下图 图（3-2）苯-甲苯混合液t-x(y)图,精馏段平均温度提馏段平均温度3.8.3 平均摩尔质量计算塔顶摩尔质量的

19、计算由-68 22进料摩尔质量的计算由平衡曲线查的： yF=0.66 xF=0.44 2 2塔釜摩尔质量的计算 由 2 23.8.4 平均密度计算（1）液相密度塔顶部分 时，查物性手册得：kg/kg/依下式：5（为质量分率）其中=0.98,=0.02即： 进料板处时，查物性手册得：kg/kg/由加料板液相组成：xF=0.401 得=0.4 故精馏段的平均液相密度（2） 气相密度 精馏段的平均气相密度 23.8.5 液体平均表面张力 的计算液相平均表面张力依下式计算，及2塔顶液相平均表面张力的计算时，查物性手册得 进料板液相平均表面张力的计算时，查物性手册得：则精馏段液相平均表面张力为3.8.6

20、 液体平均粘度的计算液相平均粘度依下式计算，即2塔顶液相平均粘度的计算时，查物性手册得：厘泊厘泊进料板液相平均粘度的计算时，查物性手册得：厘泊 厘泊则精馏段液相平均表面粘度为3.9 精馏塔气液负荷计算2223.10 塔和塔板的主要工艺尺寸的计算3.10.1 塔径D 初选板间距HT=0.40m,5取板上液层高度HL=0.06m 5 故：精馏段：HT-hL=0.40-0.06=0.34m 1查图（3-3）得：=0.0744图（3-3）史密斯关联图4依下式66取安全系数为0.7，则：故：6空塔气速7板间距取0.4m合适。3.10.2 溢流装置采用单溢流、弓形降液管、平形受液盘及平形溢流堰，不设进流堰

21、。各计算如下：精馏段溢流堰长 为0.684D，即：（2）出口堰高 hw hw=hL-how 由lw/D=1.452/2.2=0.684, 查图（3-4）知： 图（3-4）液流收缩系数计算图4E近似取为1.03，依下式得堰上液高度 5故：=0.06-0.014=0.046m（3）降液管宽度与降液管面积=0.684查图（3-5）得图（3-5）弓形降液管的参数6故：=0.124D=0.131.4=0.18m 7 (4)降液管底隙高度取液体通过降液管底隙的流速=0.08m/s 依式计算降液管底隙高度，即： 3.10.3 塔板布置取边缘区宽度=0.050m ,安定区宽度=0.07m依下式计算开孔区面积5

22、其中 3.11 筛孔数n与开孔率取筛孔的孔径d0为5mm3正三角形排列，一般碳钢的板厚为3mm6,取故孔中心距t=35=15mm依下式计算塔板上筛孔数n ,即 个依下式计算塔板上开孔区的开孔率，即：（在515%内）6精馏段每层板上的开孔面积气孔通过筛孔的气速 第四章 流体力学验算4.1 气体通过筛板压降相当的液柱高度根据 6式中干板压降相当的液柱高度根据，查图（4-1）得Co=0.83图（4-1）干筛孔的流量系数4精馏段由下式得精馏段气流穿过板上液层压降相当的液柱高度由充气系数与的关联，查图（4-2）取板上液层充气系数为0.62图（4-2）充气系数和动能因子间的关系4则=hl4=0.620.0

23、6=0.0372m液柱精馏段克服液体表面张力压降相当的液柱高度 由=液柱 故精馏段 液柱单板压降 4=(设计允许值)4.2 液面落差对于筛板塔，液面落差很小，且本例的塔径和液流量均不大，故可忽略液面落差的影响。4.3 精馏段雾沫夹带量的验算由式 = =kg液/kg气0.1kg 液/kg气 故在设计负荷下不会发生过量雾沫夹带。4.4 精馏段漏液的验算 5实际孔速 筛板的稳定性系数 故在设计负荷下不会产生过量漏液 .4.5 精馏段液泛验算为防止降液管液泛的发生，应使降液管中清液层高度由7计算液柱=0.0642+0.06+0.00092=0.125m液柱取=0.5，则=0.5（0.046+0.4）=

24、0.223m 故，在设计负荷下不会发生液泛。第五章 塔板负荷性能图5.1精馏段5.1.1 液沫夹带线 5式中 （a）=近似取E1.03，=0.046m，=0.958m故 =6 =0.115+1.83 （b） =0.4m，-=0.285-1.83并将（a），（b）式代入得=0.1整理得 （1）在操作范围内，任取几个值，依（1）式算出相应的值列于表1中表 5-1液沫夹带-相应值L， 10-30.51.53.05.5810.5Vs，2.4152.312.1852.021.951.755.1.2 液泛线 此为液泛线的关系式，在操作控制范围内去几个Ls,计算出相应的Vs值。列表如下 表 5-2 液泛线-

25、相应值Ls,10-3051.53.05.5810.5Vs,2.4052.342.252.111.951.78 5.1.3 液相负荷上限线以作为液体在降液管中停留时间的下限 则=0.0098据此可作出与气体流量无关的垂直液相负荷上限5.1.4漏液线（气相负荷下限线）由= = =+ = 此为液相负荷上限线的关系式，在操作控制范围内去几个Ls,计算出相应的Vs值。列表如下表5-3 漏液线-相应值Ls,10-30.51.53.05.58.010.5Vs,0.6570.6770.6990.730.750.775.1.5 液相负荷下限线对于平直堰，取堰上液层=0.006m，化为最小液体负荷标准, 取E1.

26、0。由=m4据此可作出与气体流量无关的垂直液相负荷下限线可知设计供板上限有雾沫夹带线控制，下限由漏夜线控制，精馏段操作弹性计算如下：查图（5-1）得如下数据 图（5-1）精馏段筛板负荷性能图 第六章 设计一览表6.1精馏塔的工艺设计计算结果汇总 表6-1 设计一览表项目符号单位计算数据精馏段各段平均压强110.2各段平均温度87.11平均流量气相1.03液相0.00267实际塔板数块15板间距0.4塔的有效高度5.2塔径1.4空塔气速0.669塔板溢流形式溢流装置溢流管型式堰长0.958堰高0.046溢流堰宽度0.18管底与受液盘距离0.035板上清液层高度0.06孔径5孔间距15孔数个549

27、7开孔面积0.108筛孔气速9.55塔板压降0.0642液体在降液管中停留时间14.98降液管内清液层高度0.125雾沫夹带0.1负荷上限Ls,max0.0098负荷下限0.00085气相最大负荷1.49气相最小负荷0.514操作弹性 3.1塔顶温度td80.52进料温度tf93.7塔底温度tw109.25结束语化工原理课程设计是化工原理教学的一个重要环节，是综合应用本门课程和有关先修课程所学知识，完成以某一单元操作为主的一次设计实践。通过课程设计，可以培养学生的独立工作能力，培养学生树立正确的设计思想和实事求是、严肃认真的工作作风。经过将近一周的紧张工作，终于完成了我的化工原理课程设计。我们

28、不仅学会了绘图还会运用了origin软件。在设计过程中，重点运用到了我们所有学过的化工原理课有关蒸馏和塔设备方面的内容，同时也涉及到了其它章节的内容以及高等数学、物理化学等先修学科的重要内容。让我对化工原理课内容又有了一次深层次的理解。同时，还培养了良好的团队精神以及求真务实的优秀品质，锻炼了自我学习和解决问题的能力。更重要的是，在设计过程中还养成了严谨的学风，为提升自己专业水平起到了重要作用。本次课程设计采用的是团队制，但要求我们每个人都要对本门课程全面理解，熟练掌握，且要融会贯通，前后呼应，这对我们来说无疑是一次全面自我检验的机会。在设计过程中，我们还翻阅了许多工程设计及计算类的工具书，提

29、高了我们通过非课堂获取知识解决问题的能力。其次是设计中牵扯到大量的繁杂的计算，要求我们有严肃认真，一丝不苟的学习态度。再者，设计中还有化工制图，有让我们的制图能力得到了很大的提高，真正感谢这样一次学习机会，让我们在发现自己不足的同时学到了很多知识。同时，通过这次设计，提高了我们化工系团结协作的积极性，班级内的学习及讨论氛围空前活跃。也加深了同学间的认识和了解，拉近了彼此的距离，升华了我们的友情。这次设计的顺利完成，并不是我一个人努力的结果，是得益于老师的精心指导以及我们全组同学的共同努力。几天来，是他们和我一起起早贪黑，共同战斗。之间成功的雀跃，失败的惆怅都让我终身难忘！真的很感谢他们陪我度过

30、这充实的短暂几天。还有，我要真诚的感谢我们国老师悉心指导帮我们渡过一个又一个难关，这对我们能按时保质完成设计任务起到至关重要的作用。尽管本人在设计中参阅了大量的文献资料,接受了老师的精心指导和同学的热心帮助，但是限于时间和能力，设计中不免有不足和错误之处，望老师批正。参考文献1 杨长龙,国振双,徐功娣.化工原理课程设计M.哈尔滨:哈尔滨工业大学出版社,2010.2 夏清,陈常贵,姚玉英.化工原理（上册）M.天津:天津大学出版社,2005.3 夏清,陈常贵,姚玉英.化工原理（下册）M.天津:天津大学出版社,2005.4 化工部.化工工艺孔管设计化工管路手册（上下册）M. 北京：化学工业出版社:1

31、996.5 潘国昌.化工设备设计M.清华大学出版社,2001.6 王明辉.化工单元过程课程设计M.北京:化学工业出版社,2002.7 陈维.传递过程与单元操作M.杭州:浙江大学出版社,1994.8任晓光.化工原理课程设计指导.北京：化学工业出版社，2009.附录主要符号说明英文字母-塔板开孔面积,; -筛孔气速,;-降液管面积,; -溢流堰高度,;-筛孔面积,; -筛板的稳定性系数，无因次;-塔截面积,; -塔内下降液体的流量,;-计算时的负荷系数,无因次; -塔内下降液体的流量,;-流量系数,无因次; -溢流堰长度,;-塔顶馏出液流量,; -塔板数;-理论板数;-塔径,; -实际塔板数;-筛

32、孔直径,; -理论塔板数;-液流收缩系数,无因次; -筛孔数;-全塔效率（总板效率）,无因次; -操作压强,;-雾沫夹带量,（液）/（气）;-压强降，,;-进料流量,; -进料热状态参数;-回流比;-开孔区半径,; -板间距,;-筛孔中心距,;-与干板压降相当的液柱高度,; -空塔气速,; -板上鼓泡层高度，; -进口堰与降液管间的水平距离,; -塔内上升蒸气流量,;-塔内上升蒸气流量,; -板上液层高度,; -釜残液（塔底产品）流量,;-降液管底隙高度,; -弓形降液管宽度,; -堰上液层高度,; -无效区宽度,;-气相中易挥发组分的摩尔分率;-液相中易挥发组分的摩尔分率;-塔有效高度,;

33、-降液管底隙处液体流速,;-与克服液体表面张力的压降所当的液柱高度,;-与液体流经降液管的压降相当的液柱高度,; -按开孔区流通面积计算的气速,;-与气流穿过板上液层的压降相当的液柱高度,;-与单板压降相当的液层高度,;-安定区宽度,; D-管径,; t-管心距,m; 希腊字母 -相对挥发度,无因次; -干筛孔流量系数的修正系数,无因次; -密度,kg/; -筛板厚度,mm; -板上液层充气系数,无因次; h-小时;-粘度,mPa.s; i-组分序号; 致谢感谢李金龙老师的指导，以及邵如意同学的帮助才得以使这次化工设计能顺利完成。这次化工原理课程设计使我们了解了很多软件的应用如AutoCAD ,oringin等软件，以及word的排版。