苯乙苯精馏工段工艺设计方案

南京工业大学浦江学院《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生物工程班级浦生工0904团队编号D指导教师金自强设计日期2012年6月11日至2012年6月24日评分表：队内编号姓名学号队长加分（5）队长打分(20)教师打分(30)团队报告分(50)总分五级分制1杨天杰155192朱俊茂140193陆飞鹏160194盛成17019指导教师签字：化工原理课程设计任务书目录第一章前言第二章设计方案的确定及流程说明2.1设计条件2.2设计主要任务2.3工艺流程2.4设计内容2.5主要物性数据第三章工艺计算3.1精馏塔物料的衡算3.2塔板数的确定3.3实际塔板数的求取第四章相关物性参数的计算4.1操作压强4.2平均温度4.3平均摩尔质量4.4平均密度4.5液体平均黏度4.6液体平均表面张力4.7气液相负荷4.8塔的工艺条件及物性数据统计第五章塔和塔板的主要工艺尺寸计算5.1塔径5.2溢流装置5.3弓形降液管宽度Wd和截面Af5.4降液管底隙高度5.5塔板布置5.6开孔区（鼓泡区）面积计算5.7浮阀塔的开孔率及阀孔排列第六章塔板的流体力学验算6.1气体通过浮阀塔板的压力降（单板压降）6.1.1干板压降6.1.2板上充气液层阻力lh6.1.3表面张力引起的阻力6.2液泛验算6.3雾沫夹带验算第七章塔板负荷性能图7.1精馏段7.2提馏段第八章板式塔的结构与附属设备8.1塔体结构8.1.1塔顶空间8.1.2塔底空间8.1.3人孔8.2精馏塔的附属设备8.2.1塔主要接管尺寸计算8.1.2塔底空间8.1.3人孔8.2精馏塔的附属设备8.2.1塔主要接管尺寸计算8.3设计结果一览表第九章换热器的设计9.1确定设计方案9.2确定物性数据9.3估算传热面积9.4工艺结构尺寸第一章前言塔设备是化工、石油化工和炼油等生产中最重要的设备之一。它可使气（或汽）液或液液两相进行紧密接触，达到相际传质及传热的目的。可在塔设备中完成的常见操作有：精馏、吸收、解吸和萃取等。此外，工业气体的冷却与回收、气体的湿法静制和干燥，以及兼有气液两相传质和传热的增湿、减湿等。矚慫润厲钐瘗睞枥庑赖。在化工厂、石油化工厂、炼油厂等中，塔设备的性能对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各个方面，都有重大的影响。据有关资料报道，塔设备的投资费用占整个工艺设备投资费用的较大比例；它所耗用的钢材重量在各类工艺设备中也属较多。因此，塔设备的设计和研究，受到化工炼油等行业的极大重视。聞創沟燴鐺險爱氇谴净。第二章设计方案的确定及流程说明2.1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；残骛楼諍锩瀨濟溆塹籟。（2）物料条件：表1烃化液摩尔流量小组编号ABCDEFG流量/100110120130140150160(kmol/h)表2烃化液含量表ComponentIDComponentnameFormulaMole-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；酽锕极額閉镇桧猪訣锥。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：300d/a，24h/d。2.2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%。彈贸摄尔霁毙攬砖卤庑。（2）其它要求：详见《化工原理课程设计指导书》。本设计任务为分离苯-乙苯混合物。对于二元混合物的分离，应采用连续精馏。精馏过程的流程设计如下：2.3工艺流程如图1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。謀荞抟箧飆鐸怼类蒋薔。苯-乙苯精馏体系冷夜进料设计中采用泡点进料，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。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2倍。塔釜采用间接蒸汽加热，塔底产品经冷却后送至储罐。具体如下：厦礴恳蹒骈時盡继價骚。塔型的选择本设计中采用筛板塔。筛板塔的优点是结构比浮阀塔更简单，易于加工，造价约为泡罩塔的60％，为浮阀塔的80％左右。处理能力大，比同塔径的泡罩塔可增加10～15％。塔板效率高，比泡罩塔高15％左右。压降较低。缺点是塔板安装的水平度要求较高，否则气液接触不匀。茕桢广鳓鯡选块网羈泪。加料方式和加料热状况的选择加料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段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鹅娅尽損鹌惨歷茏鴛賴。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。籟丛妈羥为贍偾蛏练淨。目前，精馏塔的设计方法以严格计算为主，也有一些简化的模型，此次设计采用精确计算与软件验算相结合的方法。預頌圣鉉儐歲龈讶骅籴。2.4设计内容1、完成精馏塔的工艺设计和计算；物料衡算，物性计算操作压力、温度等条件计算塔高、塔径计算塔板主要工艺尺寸的计算塔板流体力学计算负荷性能图2、换热设备计算和选型进出料换热器计算选型及工艺条件表（附图）；塔顶全凝器计算选型及工艺条件表[仅5人团队做]；塔底再沸器计算选型及工艺条件表（附图）[仅5人团队做]；3、附属设备计算和选型管路尺寸的确定、管路阻力计算及汇总表；泵、储罐等的计算和选型及汇总表；4、绘制相关工艺图纸绘制精馏系统的工艺流程图一张（CAD绘图，A3图纸）；绘制精馏塔的工艺条件图一张（CAD绘图，A3图纸）；各换热器的工艺条件图（CAD绘图，A4图纸）5、编写设计说明书（手写或电子文档）封面及任务书（打印）；说明书目录（到三级目录，即写到1.1.1）；前言（每组不能相同）设计要求中的各项内容（具体的计算、公式、图表）；对本设计的评价及某些问题的讨论（重要）；参考书目录；必要的附录（工艺流程图、各工艺条件图、表）；设计的相关电子文档（设计说明书，CAD文件，计算程序等）；2.5主要物性数据1、苯、乙苯的物理性质工程分子式分子量沸点℃临界温度℃临界压强Pa苯AC6H678.1180.1288.56833.4乙苯BC8H10106.16136.2348.574307.72、苯、乙苯在某些温度下的表面张力t/℃20406080100120140(mN/m)苯28.826.2523.7421.2718.8516.4914.17(mN/m)乙苯29.327.1425.0122.9220.8518.8116.823、苯、乙苯在某些温度下的粘度t/℃020406080100120140）苯s·(mPa0.7420.6380.4850.3810.3080.2550.2150.184)mPas（乙苯0.8740.6660.5250.4260.3540.3000.2590.2264、苯、乙苯的液相密度t/℃20406080100120140(kg/m3)苯877.4857.3836.6815.0792.5768.9744.1(kg/m3)乙苯867.7849.8931.8913.6795.2776.2756.75、不同塔径的板间距塔径D/m0.3-0.50.5-0.80.8-1.61.6-2.42.4-4.0板间距HT/mm200-300250-350300-450350-600400-600第三章工艺计算3.1精馏塔的物料衡算原料液及塔顶，塔底产品的摩尔分数XF=（0.65/78）／（0.65/78+0.35/106）=0.7465XD=（0.995/78）／（0.995/78+0.005/106)=0.9963XW=（0.002/78）／（0.002/78+0.998/106）=0.002716塔底产品的平均摩尔质量Mw=0.002716×78+(1-0.002716)×106=105.9kg/kmol全塔物料衡算F=D+W；FXF=DXD+WXWD=130kmol/h则：可知F=173.66Kmol/h；w=43.66Kmol/h年产量=43.66×24×300=314352吨。3.2塔板数的确定查化工手册得苯和乙苯的t-x-y关系T/℃xy-11840.860.974880.740.939920.6350.906960.5410.8641000.4850.8161040.40.81080.3180.7110.60.2780.6541150.2170.5711200.1560.4631250.1030.3441300.0550.2051350.010.042136.200由上图可得q线与平衡线的交点坐标（xq，yq）为（0.67，0.91）则最小回流比为31.067.091.091.0985.0minqqqDxyyxR取回流比62.031.022minRR则精馏塔的气液负荷：V=（R+1）D=210.6kmol/hL=RD=80.6kmol/h提馏段：V=V=130kmol/hL=L+F=254.26kmol/h求取操作线方程精馏段操作线方程：608.0383.0111DDnnxRxxRRy提馏段操作线方程：0082.03.1'''1mWmmxxVWxVLy由x-y图，画梯级可得理论板数为8（不包含塔釜），进料板为第3块板。3.3实际塔板数的求取塔板效率是气、液两相的传质速率、混合和流动状况，以及板间反混（液沫夹带、气泡夹带和漏液所致）的综合结果。板效率为设计的重要数据。渗釤呛俨匀谔鱉调硯錦。板效率与塔板结构、操作条件、物质的物理性质及流体力学性质有关，它反映了实际塔板上传质过程进行的程度。计算实际塔板数全塔效率65.0TE计算实际塔板数精馏段565.03ENTT精PN提馏段865.05ENTT提PN故全塔实际所需塔板数13块加料板位置在第6块第四章相关物性参数的计算4.1操作压强塔顶压强PD=120kpa，取每层塔板压强ΔP=0.7kpa，则进料板压强PF=120+5*0.7=123.5kpa塔釜压强PW=123.5+8*0.7=129.1kpa精馏段平均操作压强Pm精=(PD+PF)/2=121.75kpa提馏段平均操作压强Pm提=(PW+PF)/2=126.3kpa全塔压强Pm=(PW+PD)/2=124.55kpa4.2平均温度由前℃℃、℃、5.905.12983FWDttt精馏段平均温度:℃精75.862DFttt提馏段平均温度:℃提1102WFttt全塔平均温度:℃4.982DWttt4.3平均摩尔质量由苯乙苯图解理论板及t-x-y图查知xy(图解理论板)x（平衡曲线）xD=0.985yD=0.985xD'=0.93xf=0.67yF=0.865xf'=0.557xw=0.027yW=0.0