苯-甲苯填料精馏塔(南京工业大学).doc

南京工业大学化工原理课程设计设计题目 常压苯甲苯分离填料精馏塔的设计 学生姓名 叶建朋 班级、学号制药1202、1302120228 指导教师姓名 居沈贵，王重庆课程设计时间2015 年 6 月22日-2015年 7 月 3 日 课程设计成绩百分制 权重设计说明书、计算书及设计图纸质量，70%独立工作能力、综合能力、设计过程表现、设计答辩及回答问题情况，30%设计最终成绩（五级分制）指导教师签字 生物与制药工程学院专业： 制药工程 班级：制药1202 姓名：叶建朋 设计日期：2015年 6月 22日至2015年 7月 3 日设计题目：常压苯甲苯分离填料精馏塔的设计 设计条件：体系：苯甲苯已知：进料量F=180kmol/h 进料浓度ZF=0.3 （苯的摩尔分数，下同） 进料状态：q1 操作条件：塔顶压强为4 kPa(表压)，单板压降不大于0.7kPa。塔顶冷凝水采用深井水，温度t12；塔釜加热方式：间接蒸汽加热 全塔效率ET = 52%分离要求： XD=0.99；XW=0.05；回流比R/Rmin =1.2。 指导教师: 居沈贵，王重庆 2015 年6月23日化工原理课程设计任务书1、 设计条件与主要任务1.1 工艺条件：体系为苯甲苯二元混合物，采用连续精馏流程，填料塔，总板效率ET=52%；2.2 物料条件：冷液进料，含量（苯的摩尔分率，下同），自选适当的进料压力。1.3 操作条件：塔顶压强为4 kPa(表压)，单板压降不大于0.7kPa。塔顶冷凝水采用深井水，温度t12；塔釜加热方式：间接蒸汽加热1.4 分离要求：塔顶产品XD=0.99；XW=0.05；回流比R/Rmin =1.2。2、设计其它要求其它要求详见化工原理课程设计指导书。目录前言.11、 设计方案的确定.22、 1.1、设计流程说明.21.2、操作方案说明.21.3、本设计中符号的说明.32、 流程.5三、 精馏塔的物料衡算.53.1、物料衡算示意图.53.2 平衡线方程.63.3 q线方程 .73.4回流比 .73.5 操作线方程.73.6 理论板数的计算.7四、塔的结构计算.94.1平均分子量的计算.94.1.1塔顶的平均分子量.94.1.2进料板的平均分子量.9 4.1.3塔底的平均分子量.94.1.4精馏段、提馏段的平均分子量.94.2平均密度的计算.10 4.2.1液相平均密度.104.2.2汽相平均密度.104.3塔径的计算.114.3.1精馏段塔径.114.3.2提馏段塔径.124.3.3 全塔塔径.134.4填料层高度计算.134.5塔的总高度计算.13五、填料塔的流体力学性能.135.1压降.135.2泛点气速.135.3持液量.145.3.1精馏段.145.3.2提馏段.14六、填料塔的附件.14 6.1 筒体、法兰、封头和裙座.146.2 液体再分布装置选择.156.3 填料支撑装置选择.156.4 除沫器选择.156.5 液体喷淋装置选择.15七、辅助设备的选择.157.1塔顶冷凝器的选择.167.2塔底再沸器的选择.157.3预热器.177.4管道设计与选择.187.5 泵.207.5.1 进料泵7.5.2 回流泵.207.5.2 回流泵.21八、计算数据汇总表.21九、参考文献.22前言 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、石油化工等工业得到广泛应用。精馏是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多次部分冷凝达到轻重组分分离目的的方法。本次设计任务为设计一定处理量的精馏塔，实现苯甲苯的分离。苯是化工工业和医药工业的重要基本原料，分子式C6H6，分子量 78.11，相对密度 0.8794g/cm3(20)。沸点80.1在常温常压下是无色透明的液体，并具强烈的特殊芳香气味，有毒。苯遇热、明火易燃烧、爆炸。常态下，苯的蒸气密度为 2.77，蒸气压 13.33kPa(26.1 )。可用来制备染料、树脂、农药、合成药物、合成橡胶、合成纤维和洗涤剂等等；甲苯不仅是有机化工合成的优良溶剂，而且可以合成异氰酸酯、甲酚等化工产品，其分子式CH3（C6H5），分子量 92.14，相对密度0.866g/cm3(20)。沸点110.63。在常温下呈液体状、无色、易燃。可以用来制造三硝基甲苯、苯甲酸、对苯二甲酸、防腐剂、泡沫塑料、合成纤维等。本次化工原理精馏塔的设计，目的在于综合运用知识，高效分离出易挥发的苯和不易挥发的甲苯。本次设计选用填料精馏塔。而填料精馏塔相对于板式精馏塔有以下优点：1、压降非常小。气相在填料中的液相膜表面进行对流传热、传质，不存在塔板上清液层及筛孔的阻力。在正常情况下，规整填料的阻力只有相应筛板塔阻力的1/51/6；2、热、质交换充分，分离效率高，使产品的提取率提高；3、操作弹性大，不产生液泛或漏液，所以负荷调节范围大，适应性强。负荷调节范围可以在30%110%，筛板塔的调节范围在70%100%；4、液体滞留量少，启动和负荷调节速度快； 5、可节约能源。由于阻力小，空气进塔压力可降低0.07MPa左右，因而使空气压缩能耗减少6.5%左右；6、塔径可以减小。此外，应用规整填料后，由于当量理论塔板的压差减小，全精馏制氩可能实现，氩提取率提高10%15%。规整填料精馏塔一般分为35段填料层，每段之间有液体收集器和再分布器，传统筛板塔的板间距为110160mm，而规整填料的等板高为250300mm，因此填料塔的高度会增加。1、 设计方案的确定本课程设计要求为：体系为苯甲苯混合物，采用连续精馏流程，填料塔，总板效率ET=52%；原料组成为冷液进料，含量（苯的摩尔分率），选择进料压力为常压。塔顶采用全凝器，冷凝液在泡点下部分回流至塔内，其余部分经产品冷却器冷却后送储罐；塔釜采用间接蒸汽加热，塔釜产品冷却后送储罐。操作条件为：操作压力：塔顶表压4kPa；原料处理量F为180kmol/h、进料温度为80及操作回流比R为1.2，分离要求为：塔顶产品，塔釜产品。1.1、设计流程说明精馏装置包括精馏塔，原料预热器，再沸器，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与部分冷凝器进行精馏分离，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塔原料外，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，则宜用全分凝器。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。1.2、操作方案说明 本设计任务为分离苯甲苯混合物。对于二元混合物的分离，应采用连续精馏流程。设计中采用冷液进料。塔顶上升蒸汽采用全凝器冷凝。冷凝器在泡点下一部分回流到塔内，其余部分经产品冷却器冷却后送入储罐。该物系属于易分离物系，操作回流比为1.2，塔釜采用间接蒸汽加热，塔底产品冷却送到储罐。1.3、本设计中符号的说明英文字母含义单位A0筛孔面积m2Aa塔板开孔面积m2Af降液管面积m2AT塔截面积m2C计算时 umax 的负荷因数C0流量系数D塔径mN理论板数个E液流收缩系数ET全塔效率ev雾沫夹带量kg 液/kg 气F进料流量kmol/hF0气相动能因数H板间距mmhc与干板压降相当液柱高度mh0进口堰与降液管的水平距离mhl与气流穿过液层的压降相当液柱高度mhf板上鼓泡层高度mhL板上液曾高度mhd与液体流经降液管压降相当液柱高度mhw溢流堰长度mWC无效区域宽度mws安定区宽度mh0降液管底高度mh相克服表面张力压降所当高度mk筛板的稳定系数L塔内下降液体流量kmol/hlW溢流堰高度mLS下降液体流率m /sd0筛孔直径mmNP实际塔板数个NT理论塔板数个n筛孔数个P操作压强Pa 或 kPaP压强降Pa 或 kPaq进料热状态承参数R回流比S直接蒸汽量kmol/ht筛孔中心距mmu空塔气速m/su0筛孔气速m/su0降液管底隙处液体流速m/show堰上液层高度mW釜残液流量kmol/hWd弓形降液管高度mZ塔的有效高度m V气相密度kg/m3希腊字母含义单位相对挥发度无因次液体表面张力mN/m筛板厚度mm粘度mPa.s干筛孔流量系数的修正系数无因次2、 流程 进料泵将物料送至填料精馏塔进行精馏操作，塔顶上升蒸汽采用全凝器冷凝以后，一部分作为进行回流，另一部分作为塔顶产品冷凝后送至储槽，塔釜采用间接蒸汽加热。三、 精馏塔的物料衡算3.1、物料衡算示意图 已知：，塔顶产品，塔釜产品，F=180kmol/h总物料： F = D + W 易挥发组分： FxF = DxD + WxW DXD/FXF= 解得： D=47.87（kmol/h） W=132.13（kmol/h） Xw=0.053.2 平衡线方程计算每一点的，列表，取平均值由a =计算的=2.50苯-甲苯体系平衡数据t/(x,y)苯(x,y)甲苯a（2.50）110.60,01.00, 1.00106.10.088, 0.2120.912, 0.7882.7882102.20.20, 0.370.8， 0.632.349298.60.30, 0.500.7， 0.52.333395.20.397, 0.6180.603， 0.3822.457392.10.489, 0.710.511， 0.292.558489.40.592, 0.7890.408， 0.2112.577186.80.7, 0.8530.3， 0.1472.486984.40.803, 0.9140.197 0.0862.607382.30.903, 0.9570.097 0.0432.390781.20.95, 0.9790.05 0.0212.453680.21.00, 1.000 0xyt/Xyt/00110.60.5920.78989.40.0880.212106.10.70.85386.80.200.37102.20.8030.91484.40.300.5098.60.9030.95782.30.3970.61895.20.950.97981.20.4890.7192.11.001.0080.2平衡线方程：y=x/1+(-1)x y=2.50 x/(1+1.50x) 3.3 q线方程泡点进料：q=1 q线方程：x=0.3与平衡线交点（0.3,0.52）3.4回流比取Rmin 1.2 最小回流比Rmin回流比R=1.22.14=2.573.5 操作线方程精馏段操作线方程为: y=0.720x+0.277提馏段操作线方程为: y=1.773x-0.03873.6 理论板数的计算（逐板计算，写出过程）精馏段: 平衡线方程为： 操作线方程为: y=0.720x+0.277 （X0=0.99，Y1=0.99）（X1=0.975,Y1=0.99）（X1=0.975，Y2=0.979）（X2=0.949,Y2=0.979）（X2=0.949,Y3=0.960）（X3=0.906,Y3=0.960）（X3=0.906,Y4=0.929）（X4=0.840,Y4=0.929）（X4=0.840,Y5=0.882）（X5=0.749,Y5=0.882）（X5=0.749,Y6=0.817）（X6=0.640,Y6=0.817）（X6=0.640,Y7=0.738）（X7=0.530,Y7=0.738）（X7=0.530,Y8=0.659）（X8=0.436,Y8=0.659）（X8=0.436,Y9=0.591）（X9=0.366,Y9=0.591）（X9=0.366,Y10=0.541）（X10=0.320,Y10=0.541）（X10=0.320,Y11=0.507）（X11=0.292,Y11=0.507）由于X5时首次出现Xi<Xq即Ef,故第11块理论板为加料板，精馏段理论板数为10块，提馏段：平衡线方程为： 操作线方程为: y=1.773x-0.0387 （X11=0.292，Y12=0.497）(X12=0.269,Y12=0.497)（X12=0.269，Y13=0.438）(X13=0.238,Y13=0.438)（X13=0.238，Y14=0.383）(X14=0.199,Y14=0.383)（X14=0.199，Y15=0.314）(X15=0.155,Y15=0.314)（X15=0.155，Y16=0.236）(X16=0.110,Y16=0.236)（X16=0.110，Y17=0.156）(X17=0.069,Y17=0.156)（X17=0.069，Y18=0.081）(X18=0.034,Y18=0.081)提馏段理论板数N=7+精馏段理论板数为10，第11块为进料板，提馏段理论板数为7.52，总的理论板数N=17.52四、塔的结构计算4.1平均分子量的计算4.1.1塔顶的平均分子量 （x1为与y1=XD平衡 的液相组成） X1=0.975，XD=0.99MVDM= XDM苯+（1XD）M甲苯=0.99*78.11+0.01*92.14=78.25MLDM= x1M苯+（1x1）M甲苯=78.464.1.2进料板的平均分子量 进料板对应的组成Xn 和yn (进料板对应的组成由逐板计算得到，n值各人不同)MVFM= ynM苯+（1yn）M甲苯=85.03MLFM= XnM苯+（1Xn）M甲苯=88.044.1.3塔底的平均分子量（yw为与xw平衡的气相组成） Xw=0.05,yw=0.116MVWM= ywM苯+（1yw）M甲苯=90.51MLWM= xwM苯+（1xw）M甲苯=91.444.1.4精馏段、提馏段的平均分子量精馏段平均分子量 MLM=( MLDM+ MLFM)/2=83.25 MVM=( MVDM+ MVFM)/2=80.64提馏段平均分子量 MLM=( MLWM+ MLFM)/2=89.74 MVM=( MVWM+ MVFM)/2=87.774.2平均密度的计算 4.2.1液相平均密度查物性数据： （苯）密度1798.36Kg/m3 （甲苯）密度2 796.26Kg/ m3塔顶（苯）质量百分比a1进料（苯）质量百分比a2塔底（苯）质量百分比a3塔顶液相密度：LD= 798.298（Kg/ m3）进料液相密度：LF= 796.803（Kg/ m3）塔底液相密度：LW= 796.349（Kg/ m3）精馏段的平均液相密度：LM=797.55（1Kg/ m3）提馏段的平均液相密度：LM=796.576（Kg/ m3 ）4.2.2汽相平均密度根据塔顶组成查平衡数据计算 塔顶温度TD=81.2根据进料板组成查平衡数据计算 进料板温度TF98根据塔底组成查平衡数据计算 塔底温度TW109.1精馏段：TM=（TF+TD）/2=89.6 VMPMV/RTM=2.816 Kg/ m3提馏段：TM=（TF+TW）/2=103.55 VMPMV/RTM= 2.952Kg/ m34.3塔径的计算表1填料类型理论板数N,，1/m比表面积a，1/m空隙率P/Z,Mpa/mAK250Y塑料孔板波纹填料2.25250973.0*1040.2911.5634.3.1精馏段塔径规整填料：lg(L,D)= XDlg(L苯)+（1XD）lg(L甲苯) =0.99Lg*0.259+0.01Lg*0.268 =-0587可得lg(L,F)= Xnlg(L苯)+（1Xn）lg(L甲苯) =0.292Lg*0.259+0.708Lg*0.268 =-0.576 可得液体粘度L(L,D+L,F)/2=0.262(mPas)计算：液相质量流量WL=(kg/h) 气相质量流量WG=13781.053(kg/h) 其中：uf：泛点气速，m/s g：重力加速度9.81m/s2a：填料比表面积a，1/m ：孔隙率VM、LM：精馏段气、液相密度，kg/m3 WL、WG：精馏段液、气相质量流量，kg/hL：液体粘度，mPas A、K：常数（见上表）有上述计算得：泛点气速uf= 2.24 m/su(0.6-0.8)uf=0.6uf=1.34m/s由园整后D=1.3m 4.3.2提馏段塔径规整填料：lg(L,F)= Xnlg(L苯)+（1Xn）lg(L甲苯) =0.292Lg*0.259+0.708Lg*0.268 =-0.576 可得：lg(L,W)= XWlg(L,苯)+（1XW）lg(L,甲苯) =0.05Lg*0.259+0.95Lg*0.268 =-0.573可得：液体粘度L(L,W+L,F)/2=0.2665 mPas计算：液相质量流量WL= (kg/h） 气相质量流量WG= （kg/h） 其中：uf：泛点气速，m/s g：重力加速度9.81m/s2a：填料比表面积a，1/m ：孔隙率VM、LM：提馏段气、液相密度，kg/m3 WL、WG：提馏段液、气相质量流量，kg/hL：液体粘度，mPas A、K：常数（见上表）计算得泛点气速uf= 1.758m/su(0.6-0.8)uf0.8=1.407m/s由，园整后D=1.3m 4.3.3 全塔塔径取全塔塔径D= 1.3m （说明： 精馏段和提馏段塔径相差不超过20%取等径塔，直径取精馏段和提馏段塔径中大的那个；精馏段和提馏段塔径相差超过20%取变径塔）4.4填料层高度计算规整填料：精馏段的高度Z1N精馏段=20/ NNT/0.52N=8.89m提馏段的高度Z2N提馏段=15/ NNT/ETN=6.67m 总填料层高度 Z= 15.56m N=2.254.5塔的总高度计算H=Hd+Z+(n-1)Hf+Hb=1.5+15.56+4*0.8+1.5=21.76m式中：Hd塔顶空间高度（不包括封头），m。取1.5 m。Hf液体再分布器的空间高度，m。取0.8 m。Hb塔底空间高度，m。取1.5 m。n填料层分层数。五 填料塔的流体力学性能5.1压降规整填料： 精馏段PZ精馏段*P/Z1332Pa 提馏段P Z提馏段*P/Z1005Pa5.2泛点气速 精馏段uf= 2.24m/s（前已经算出） 提馏段uf=1.758m/s（前已经算出）5.3持液量5.3.1精馏段液体喷淋量Lh=12.84/h（将L换成m3/h，LhL MLM /LM）喷淋密度：U= 9.68/h最小喷淋密度： 散装填料：U(Lw)minmin=250*0.02/h=5/h 式中：填料的比表面积，m2/m3； Umin最小喷淋密度，m3/（m2h）； (Lw)min最小润湿率，0.02 m3/（mh）。5.3.2提馏段液体喷淋量Lh=34.14m3/h 喷淋密度：U=Lh/0.785D2= 25.73/hV>Vmin，符合要求。六 填料塔的附件 6.1 筒体、法兰、封头和裙座 筒体（不锈钢）公称直径DN=1.5m 1米高容积V=1.77 壁厚10mm 1米高筒节钢板质量372kg 1米高内表面积F=4.71 法兰（不锈钢）公称直径DN=1.5m 公称直径PN=1.5mpa 型号为甲型JB4701平焊法兰 封头（不锈钢）公称直径DN=1.5m 直边高度40mm 质量为709kg 壁厚10mm 裙座（圆柱形群座）塔体内部直径DN=1.5m 塔底部直径DN=1.5m 6.2 液体再分布装置选择 锥形 锥体与塔壁夹角X=45 锥体下口直径1.04m6.3 填料支撑装置选择 栅板6.4 除沫器选择 折板除沫器6.5 液体喷淋装置选择 盘式分布器 筛孔式 筛孔直径 直径0.78m七、辅助设备的选择 表2换热器名称介质温度，进出塔顶冷凝器壳程塔顶泡点80.3塔顶泡点80.3管程循环冷凝水2040塔底再沸器管程泡点98.6泡点+4=102.6壳程蒸汽常压下查温度，自定义130常压下查温度，自定义130预热器管程16泡点98.6壳程蒸汽常压下查温度，自定义120常压下查温度，自定义1207.1塔顶冷凝器的选择查第四章传热表4-8（K值得大致范围）：取总传热系数K= 840W/m2（苯）汽化潜热r1 378kJ/kg （甲苯）汽化潜热r2365kJ/kgrD=r1y1+r2(1-y1)=377.85 kJ/kgQ=(R+1)DrD =1403.57kJ/s由 ，计算可得 换热器面积A=33.67 m2 选型：将计算出的换热器面积作为公称面积，在附录中选择换热器，并列出所选择的换热器的参数。(A-A)/A=20.3%，符合要求，即该换热器适用于塔顶冷凝器。 表3塔顶冷凝器的主要参数外壳直径D/mm公称压强pg/(kgf/cm2)公称面积A/m2管子排列方法管长l/m管子外径d0/mm管子总数N/根管程数壳程数4002540正三角形6258641冷凝水量：WC= Q/CP水=4.19(t水进-t水出)= 60296.56kg/h一年的生产时间按7200小时计年冷凝水用量：Wc*7200h=434135255.4kg=4.347.2塔底再沸器的选择查第四章传热表4-8：取总传热系数K=1000 W/m2（苯）比热c11.87kJ/kgK （甲苯）比热c21.9kJ/kgK（苯）汽化潜热r1378kJ/kg（甲苯）汽化潜热r2365kJ/kg rW=r1*XW+r2*(1-XW)=365.65 kJ/kg平均 =0.05*1.87+0.95*1.9kj/(kg.k)=1.8985kj/(kg.k)由 ，计算可得，换热器面积A=54.64m2 =29.35Q=V*rW+ Vt = 5773262.409KJ/h选型：将计算出的换热器面积作为公称面积，在附录中选择换热器，并给出所选择的换热器的参数。表4 塔底再沸器的主要参数外壳直径D/mm公称压强pg/(kgf/cm2)公称面积A/m2管子排列方法管长l/m管子外径d0/mm管子总数N/根管程数壳程数6002560正三角形32526911换热器实际面积 (A-A)/A=15.94%，符合要求，即流换热器适合作为塔底再沸器水蒸气用量WhQ/rh水蒸气2651.2kg/h一年的生产时间按7200小时计年水蒸气用量：Wh*7200h=19088670.71kg=1.917.3预热器查第四章传热表4-8：取总传热系数K= 800W/m2（苯）比热c11.87 kJ/kgK（甲苯）比热c21.9kJ/kgK 平均 =0.292*1.87+0.708*1.9kj/(kg.k)=1.89kj/(kg.k)由 ，计算可得，换热器面积A=17.08 m2 =52.25Q=Ft = 2569511.55 KJ/h选型：将计算出的换热器面积作为公称面积，在化工原理附录中选择换热器，并给出所选择的换热器的参数（如果列表，必须写出表头）。表5预热器的主要参数外壳直径D/mm公称压强pg/(kgf/cm2)公称面积A/m2管子排列方法管长l/m管子外径d0/mm管子总数N/根管程数壳程数4002520正三角形3258641(A-A)/A=18.56%水蒸气用量WhQ/rh水蒸气=2205.21165.21kg/h一年的生产时间按7200小时计年水蒸气用量：Wh*7200h=8389480.85kg7.4管道设计与选择取：液体流速uL=2m/s常压气体u=20m/s公式：1. 塔顶回流管由，可得2. 塔顶蒸汽出口管由290mm=0.029m3. 塔顶产品出口管由28.8mm=0.0288m4. 进料管由59mm=0.059m5. 塔釜出料管由78.5mm=0.0785m6. 塔釜回流管由304mm=0.304m7. 塔釜产品出口管由52mm=0.052m表6管径表管道名称规格塔顶回流管例如50*1.5塔顶蒸汽出口管325*15塔顶产品出口管32*1.5进料管63.5*2.0塔釜出料管83*2.0塔釜回流管325*4塔釜产品出口管54*1.57.5 泵7.5.1 进料泵 给出：流量F= 19.89m3/hr, d=59.5mm估计