周迪-----苯甲苯分离过程板式精馏塔设计论文Word文件下载.doc
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原料温度:
泡点进料94℃
处理量:
2万吨/年
原料组成:
苯的摩尔分率为0.40,甲苯的摩尔分率为0.60
产品要求:
塔顶苯的摩尔分率为0.93,塔底苯的摩尔分率为0.03
生产时间:
300天/年
冷却水进口温度:
25℃
加热剂:
0.9MPa饱和水蒸汽
单板压降:
≤0.7kpa
生产方式:
连续操作,泡点回流
五、设计说明书内容(指设计说明书正文中包括的主要设计内容,根据目录列出大标题即可)
1.设计方案的确定
2.带控制点的工艺流程图的确定
3.操作条件的选择(包括操作压强、进料状态、加热剂、冷却剂、回流比)
4.塔的工艺计算
(1)全塔物料衡算
(2)最佳回流比的确定
(3)理论板及实际板的确定
(4)塔径的计算
(5)降液管及溢流堰尺寸的确定
(6)浮阀数及排列方式(筛板孔径及排列方式)的确定
(7)塔板流动性能的校核(液沫夹带校核,塔板阻力校核,降液管液泛校核,液体在降液管内停留时间校核,严重漏液校核)
(8)塔板负荷性能图的绘制
(9)塔板设计结果汇总表
5.辅助设备工艺计算
(1)换热器的面积计算及选型
(2)各种接管管径的计算及选型
(3)泵的扬程计算及选型
6.塔设备的结构设计:
(包括塔盘、裙座、进出口料管)
六、进度计划(列出完成项目设计内容、绘图等具体起始日期)
2012年12月31~2013年01月2:
查找资料,初步确定设计方案及设计容
2013年01月03~2013年01月5:
根据设计要求进行设计,确定设计说明书初稿
2013年01月06~2013年01月08:
撰写设计说明书
2013年01月09~2013年01月11:
绘制工艺流程图及总装图
2013年01月12~2013年01月13:
答辩
指导教师(签名):
杜治平2012年12月30日
学科部主任(签名):
吴广文2012年12月31日
《课程设计》综合成绩评定表
学生姓名
学生班级
设计题目
指导教师评语
指导教师签字:
年月日
答辩记录
答辩组成员签字:
记录人:
成绩综合评定栏
设计情况
答辩情况
项目
权重
分值
1、计算和绘图能力
35
1、回答问题能力
20
2、综合运用专业知识能力
10
2、表述能力(逻辑性、条理性)
3、运用计算机能力和外语能力
4、查阅资料、运用工具书的能力
5
5、独立完成设计能力
6、书写情况(文字能力、整洁度)
综合成绩
指导教师签名:
学科部主任签名:
年月日年月日
摘要
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
Distillationseparationisthemostcommonlyusedliquidmixtureofaunitoperationinchemical,petrochemicalandotherindustriesrefining,widelyapplied.Thisdesignisthesubjectofbenzenemorpholine-toluenebinarysystem-atypeofdistillationprocessofdesign,indeterminingtherequest,designscheme.Designcontentincludesdistillation,distillationprocessflowcharts,distillationequipmentstructureanddesignspecification.
Keyword:
Series-platetower;
Benzene-methylbenzene;
Distillationprocess;
distillationequipmentstructure
-6-
目录
第一章文献综述 1
第二章设计方案的确定 3
2.1操作条件的确定 3
2.2确定设计方案的原则 4
第三章塔体计算 5
3.1设计方案的确定 5
3.2精馏塔的物料衡算 5
第四章塔板计算 7
4.1塔板数的确定 7
4.2精馏段的计算 10
4.3提留段的计算 23
第五章塔附件设计 37
5.1附件的计算 37
5.2附属设备设计 40
设计小结 43
附录 44
第一章文献综述
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。
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。
甲苯是最简单,最重要的芳烃化合物之一。
在空气中,甲苯只能不完全燃烧,火焰呈黄色。
甲苯的熔点为-95℃,沸点为111℃。
甲苯带有一种特殊的芳香味(与苯的气味类似),在常温常压下是一种无色透明,清澈如水的液体,密度为0.866克/厘米3,对光有很强的折射作用(折射率:
1,4961)。
甲苯几乎不溶于水(0,52g/l),但可以和二硫化碳,酒精,乙醚以任意比例混溶,在氯仿,丙酮和大多数其他常用有机溶剂中也有很好的溶解性。
甲苯的粘性为0,6mPas,也就是说它的粘稠性弱于水。
甲苯的热值为40.940kJ/kg,闪点为4℃,燃点为535℃。
分离苯和甲苯,可以利用二者沸点的不同,采用塔式设备改变其温度,使其分离并分别进行回收和储存。
板式精馏塔、浮法塔都是常用的塔类型,可以根据不同塔各自特点选择所需要的塔。
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。
-24-
第二章设计方案的确定
2.1操作条件的确定
确定设计方案是指确定整个精馏装置的流程、各种设备的结构型式和某些操作指标。
例如组分的分离顺序、塔设备的型式、操作压力、进料热状态、塔顶蒸汽的冷凝方式等。
下面结合课程设计的需要,对某些问题作些阐述。
2.1.1操作压力
蒸馏操作通常可在常压、加压和减压下进行。
确定操作压力时,必须根据所处理物料的性质,兼顾技术上的可行性和经济上的合理性进行考虑。
例如,采用减压操作有利于分离相对挥发度较大组分及热敏性的物料,但压力降低将导致塔径增加,同时还需要使用抽真空的设备。
对于沸点低、在常压下为气态的物料,则应在加压下进行蒸馏。
当物性无特殊要求时,一般是在稍高于大气压下操作。
但在塔径相同的情况下,适当地提高操作压力可以提高塔的处理能力。
有时应用加压蒸馏的原因,则在于提高平衡温度后,便于利用蒸汽冷凝时的热量,或可用较低品位的冷却剂使蒸汽冷凝,从而减少蒸馏的能量消耗。
2.1.2进料状态
进料状态与塔板数、塔径、回流量及塔的热负荷都有密切的联系。
在实际的生产中进料状态有多种,但一般都将料液预热到泡点或接近泡点才送入塔中,这主要是由于此时塔的操作比较容易控制,不致受季节气温的影响。
此外,在泡点进料时,精馏段与提馏段的塔径相同,为设计和制造上提供了方便。
2.1.3加热方式
蒸馏釜的加热方式通常采用间接蒸汽加热,设置再沸器。
有时也可采用直接蒸汽加热。
然而,直接蒸汽加热,由于蒸汽的不断通入,对塔底溶液起了稀释作用,在塔底易挥发物损失量相同的情况下,塔底残液中易挥发组分的浓度应较低,因而塔板数稍有增加。
采用直接蒸汽加热时,加热蒸汽的压力要高于釜中的压力,以便克服蒸汽喷出小孔的阻力及釜中液柱静压力。
对于苯-甲苯溶液,一般采用1.1~2.0KPa(表压)。
2.2确定设计方案的原则
确定设计方案总的原则是在可能的条件下,尽量采用科学技术上的最新成就,使生产达到技术上最先进、经济上最合理的要求,符合优质、高产、安全、低消耗的原则。
为此,必须具体考虑如下几点:
2.2.1满足工艺和操作的要求
所设计出来的流程和设备,首先必须保证产品达到任务规定的要求,而且质量要稳定,这就要求各流体流量和压头稳定,入塔料液的温度和状态稳定,从而需要采取相应的措施。
其次所定的设计方案需要有一定的操作弹性,各处流量应能在一定范围内进行调节,必要时传热量也可进行调整。
因此,在必要的位置上要装置调节阀门,在管路中安装备用支线。
计算传热面积和选取操作指标时,也应考虑到生产上的可能波动。
再其次,要考虑必需装置的仪表(如温度计、压强计,流量计等)及其装置的位置,以便能通过这些仪表来观测生产过程是否正常,从而帮助找出不正常的原因,以便采取相应措施。
2.2.2满足经济上的要求
要节省热能和电能的消耗,减少设备及基建费用。
如前所述在蒸馏过程中如能适当地利用塔顶、塔底的废热,就能节约很多生蒸汽和冷却水,也能减少电能消耗。
又如冷却水出口温度的高低,一方面影响到冷却水用量,另方面也影响到所需传热面积的大小,即对操作费和设备费都有影响。
同样,回流比的大小对操作费和设备费也有很大影响。
2.2.3保证安全生产
例如苯属有毒物料,不能让其蒸汽弥漫车间。
又如,塔是指定在常压下操作的,塔内压力过大或塔骤冷而产生真空,都会使塔受到破坏,因而需要安全装置。
以上三项原则在生产中都是同样重要的。
但在化工原理课程设计中,对第一个原则应作较多的考虑,对第二个原则只作定性的考虑,而对第三个原则只要求作一般的考虑。
第三章塔体计算
3.1设计方案的确定
本设计采用连续精馏流程,饱和液体进料。
塔顶上升蒸汽采用全凝器冷凝,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。
该物系属于易分离物系,最小回流比比较小,故操作回流比取最小回流比的2倍。
塔釜采用饱和蒸汽间接加热,塔底产品冷却后送至储罐。
3.2精馏塔的物料衡算
3.2.1原料液级塔顶、塔底产品的摩尔分率
苯的摩尔质量
甲苯的摩尔质量
3.2.2原料液及塔顶、塔底产品的平均摩尔质量
3.2.3物料衡算
原料处理量
总物料衡算
苯物料衡算
联立解得
第四章塔板计算
4.1塔板数的确定
4.1.1理论板数的求取
(1)相对挥发度的求取
苯的沸点为80.1℃,甲苯额沸点为110.63℃
① 当温度为80.1℃时
解得,
② 当温度为110.63℃时
则有
(2)最小回流比的求取
由于是饱和液体进料,有q=1,q线为一垂直线,故,根据相平衡方程有
最小回流比为
回流比为最小回流比的2倍,即
(3)精馏塔的气、液相负荷
(4)操作线方程
精馏段操作线方程
提馏段操作线方程
两操作线交点横坐标为(泡点进料)
理论板计算过程如下:
总理论板数为16(包括蒸馏釜),精馏段理论板数为5,第6块板为进料板。
4.2精馏段的计算
4.2.1精馏塔的工艺条件及有关物性数据的计算
(1)操作温度的计算
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、甲苯的饱和蒸汽有安托尼方程计算,计算结果如下:
塔顶温度
进料板温度
精馏段平均温度
(2)平均摩尔质量计算
塔顶平均摩尔质量的计算
由理论板的计算过程可知,,
进料板平均摩尔质量的计算
精馏段的平均摩尔质量为
(3)平均密度计算
①气相平均密度计算
由理想气体状态方程式计算,即
②液相平均密度计算
液相平均密度计算依下式计算,即:
塔顶液相平均密度的计算。
由,查液体在不同温度下的密度表得:
进料板液相平均密度的计算。
精馏段的平均密度为:
(4)液体平均表面张力的计算
液相平均表面张力依下式计算,即:
塔顶液相平均表面张力的计算。
由,查液体表面张力共线图得:
进料板液相平均表面张力的计算。
精馏段平均表面张力为:
(5)液体平均黏度计算
液相平均黏度依下式计算,即:
塔顶液相平均黏度的计算:
由,查气体黏度共线图得:
精馏段液相平均黏度的计算:
精馏段液相平均黏度为:
4.3提溜段的计算
4.3.1精馏塔的提馏段工艺条件
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、甲苯的饱和蒸汽有安托尼方程计算,计算结果如下:
塔釜温度
提馏段平均温度
塔釜平均摩尔质量的计算
由理论板的计算过程可知,提馏段的平均摩尔质量为:
塔釜液相平均密度的计算。
提馏段的平均密度为:
塔釜液相平均表面张力的计算。
提馏段平均表面张力为:
塔釜液相平均黏度的计算:
提馏段液相平均黏度的计算:
提馏段液相平均黏度为:
4.3.2精馏塔的塔体工艺尺寸计算
(1)实际塔板数计算
同理算得
全塔平均相对挥发度
全塔液体平均摩尔黏度
查奥康奈尔关联图得
实际板数
(2)塔径的计算
精馏段的气、液相体积流率为:
由,式中C由求取,其中由筛板塔汽液负荷因子曲线图查取,图横坐标为
取板间距,,板上液层高度,则
查筛板塔汽液负荷因子曲线图得
取安全系数为0.7,则空塔气速为:
按标准塔径圆整后为。
塔截面积为:
4.3.3提馏塔的塔体工艺尺寸计算
(1)塔径的计算
提馏段的气、液相体积流率为:
4.3.4塔板主要工艺尺寸的计算
(1)溢流装置计算
因塔径,可选用单溢流弓形降液管,采用平直形受液盘。
各项计算如下:
① 堰长
取
② 溢流堰高度
由,选用平直堰,堰上液层高度由下式计算,即:
近似取E=1,则
取板上清液层高度
故
(2)塔板布置
①边缘区宽度确定:
取,
降液管截面积:
③开孔区面积计算。
开孔区面积计算为:
其中
故
④阀孔计算及其排列。
采用F1型重阀,重量为33g,孔径为39mm,即。
取动能因子F=10,则气体通过阀孔的气速为
阀孔数目N为:
个
由于采用分块式塔板,故采用等腰三角形叉排。
若同中心距t=80mm那么相邻两排间的阀孔中心距为:
取时画出的阀孔数目只有40个
开孔率为:
气体通过筛孔的气速为:
4.3.5.筛板的流体力学验算
(1)塔板压降
①干板阻力计算
浮阀全开时的临界气速:
塔板上含气液层静压头降
气体通过每层塔板的液柱高度按下式计算:
气体通过每层塔板的压降为:
(2)降液管及清液层高度,液面落差很小忽略不计,不设入口堰
为了防止液泛,按式:
,取校正系数Ф=0.5,选定板间距,故,符合防止液泛的要求
(3)液沫夹带
液沫夹带按下式计算:
故在本设计中液沫夹带量在允许的范围内。
(4)漏液验算
取动能因数,相应气相最小负荷
故在本设计中无明显漏液。
4.3.6.精馏段塔板负荷性能图
(1)漏液线
(2)液沫夹带线
根据前面雾沫夹带校核可知,本测采用如下公式,对于大塔,取泛点率F=0.8
整理得
雾沫夹带为直线,由两点即可确定
当时,
当时。
(3)液相负荷下限线
对于平直堰,取堰上液层高度=0.006作为最小液体负荷标准:
据此可作出与气体流量无关的垂直液相负荷下限线
(4)液相负荷上限线
以作为液体在降液管中停留时间的下限
据此可作出与气体流量无关的垂直液相负荷上限线。
(5)液泛线
令
由
联立解得
忽略,将与,与,与的关系式代入上式,并整理得:
式中
将有关的数据代入整理,得
在操作范围内,任取几个值,依上式计算出值,计算结果列于下表
表1液泛线计算表
0.00020.00060.0010.0014
0.77440.75680.74220.7229
由上表即可作出液泛线
根