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：q＝1 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t＝12℃； 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t＝12℃； 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...................................................1 1、 设计方案的确定.....................................2 2、 1.1、设计流程说明..................................2 1.2、操作方案说明......................................2 1.3、本设计中符号的说明................................3 2、 流程...............................................5 三、 精馏塔的物料衡算..................................5 3.1、物料衡算示意图....................................5 3.2 平衡线方程.........................................6 3.3 q线方程 ..........................................7 3.4回流比 .............................................7 3.5 操作线方程.........................................7 3.6 理论板数的计算.....................................7 四、塔的结构计算.......................................9 4.1平均分子量的计算....................................9 4.1.1塔顶的平均分子量..................................9 4.1.2进料板的平均分子量................................9 4.1.3塔底的平均分子量..................................9 4.1.4精馏段、提馏段的平均分子量........................9 4.2平均密度的计算.....................................10 4.2.1液相平均密度.....................................10 4.2.2汽相平均密度.....................................10 4.3塔径的计算.........................................11 4.3.1精馏段塔径.......................................11 4.3.2提馏段塔径.......................................12 4.3.3 全塔塔径........................................13 4.4填料层高度计算.....................................13 4.5塔的总高度计算.....................................13 五、填料塔的流体力学性能..............................13 5.1压降..............................................13 5.2泛点气速..........................................13 5.3持液量............................................14 5.3.1精馏段..........................................14 5.3.2提馏段..........................................14 六、填料塔的附件......................................14 6.1 筒体、法兰、封头和裙座............................14 6.2 液体再分布装置选择................................15 6.3 填料支撑装置选择..................................15 6.4 除沫器选择........................................15 6.5 液体喷淋装置选择..................................15 七、辅助设备的选择....................................15 7.1塔顶冷凝器的选择..................................16 7.2塔底再沸器的选择..................................15 7.3预热器............................................17 7.4管道设计与选择....................................18 7.5 泵................................................20 7.5.1 进料泵7.5.2 回流泵.............................20 7.5.2 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1/5～1/6； 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3～5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110～160mm，而规整填料的等板高为250～300mm，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 m2 Aa 塔板开孔面积 m2 Af 降液管面积 m2 AT 塔截面积 m2 C 计算时 umax 的负荷因数 \ C0 流量系数 \ D 塔径 m N 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/h F0 气相动能因数 \ H 板间距 mm hc 与干板压降相当液柱高度 m h0 进口堰与降液管的水平距离 m hl 与气流穿过液层的压降相当液柱高度 m hf 板上鼓泡层高度 m hL 板上液曾高度 m hd 与液体流经降液管压降相当液柱高度 m hw 溢流堰长度 m WC 无效区域宽度 m ws 安定区宽度 m h0 降液管底高度 m hσ 相克服表面张力压降所当高度 m k 筛板的稳定系数 \ L 塔内下降液体流量 kmol/h lW 溢流堰高度 m LS 下降液体流率 m /s d0 筛孔直径 mm NP 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 kPa △P 压强降 Pa 或 kPa q 进料热状态承参数 \ R 回流比 \ S 直接蒸汽量 kmol/h t 筛孔中心距 mm u 空塔气速 m/s u0 筛孔气速 m/s u0 降液管底隙处液体流速 m/s how 堰上液层高度 m W 釜残液流量 kmol/h Wd 弓形降液管高度 m Z 塔的有效高度 m ρ V 气相密度 kg/m3 希腊字母 含义 单位 α 相对挥发度 无因次 σ 液体表面张力 mN/m δ 筛板厚度 mm μ 粘度 mPa.s β 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=η 解得： D=47.87（kmol/h） W=132.13（kmol/h） Xw=0.05 3.2 平衡线方程 计算每一点的α，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） 110.6 0,0 1.00, 1.00 106.1 0.088, 0.212 0.912, 0.788 2.7882 102.2 0.20, 0.37 0.8， 0.63 2.3492 98.6 0.30, 0.50 0.7， 0.5 2.3333 95.2 0.397, 0.618 0.603， 0.382 2.4573 92.1 0.489, 0.71 0.511， 0.29 2.5584 89.4 0.592, 0.789 0.408， 0.211 2.5771 86.8 0.7, 0.853 0.3， 0.147 2.4869 84.4 0.803, 0.914 0.197 0.086 2.6073 82.3 0.903, 0.957 0.097 0.043 2.3907 81.2 0.95, 0.979 0.05 0.021 2.4536 80.2 1.00, 1.00 0 0 x y t/℃ X y t/℃ 0 0 110.6 0.592 0.789 89.4 0.088 0.212 106.1 0.7 0.853 86.8 0.20 0.37 102.2 0.803 0.914 84.4 0.30 0.50 98.6 0.903 0.957 82.3 0.397 0.618 95.2 0.95 0.979 81.2 0.489 0.71 92.1 1.00 1.00 80.2 平衡线方程：y=αx/[1+(α-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=2.57 3.5 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-0.0387 3.6 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XiVmin，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1.04m 6.3 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 20 40 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120 7.1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r2＝365kJ/kg rD=r1y1+r2(1-y1)=377.85 kJ/kg Q=(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 400 25 40 正三角形 6 25 86 4 1 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=4.34 7.2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c1＝1.87kJ/kgK （甲苯）比热c2＝1.9kJ/kgK （苯）汽化潜热r1＝378kJ/kg （甲苯）汽化潜热r2＝365kJ/kg rW=r1*XW+r2*(1-XW)=365.65 kJ/kg 平均 =0.05*1.87+0.95*1.9[kj/(kg.k)]=1.8985kj/(kg.k) 由 ，计算可得，换热器面积A’=54.64m2 =29.35 Q’=V’*rW+ V’Δt = 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 600 25 60 正三角形 3 25 269 1 1 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Wh＝Q’/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=1.91 7.3预热器 查第四章传热表4-8：取总传热系数K’= 800W/m2℃ （苯）比热c1＝1.87 kJ/kgK （甲苯）比热c2＝1.9kJ/kgK 平均 =0.292*1.87+0.708*1.9[kj/(kg.k)]=1.89kj/(kg.k) 由 ，计算可得，换热器面积A’=17.08 m2 =52.25 Q’=FΔt = 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 400 25 20 正三角形 3 25 86 4 1 (A-A’)/A’=18.56% 水蒸气用量Wh＝Q’/rh水蒸气=2205.2＝1165.21kg/h 一年的生产时间按7200小时计 年水蒸气用量：Wh*7200h=8389480.85kg 7.4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=0.029m 3. 塔顶产品出口管 由28.8mm=0.0288m 4. 进料管 由59mm=0.059m 5. 塔釜出料管 由78.5mm=0.0785m 6. 塔釜回流管 由304mm=0.304m 7. 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Φ50*1.5 塔顶蒸汽出口管 Φ325*15 塔顶产品出口管 Φ32*1.5 进料管 Φ63.5*2.0 塔釜出料管 Φ83*2.0 塔釜回流管 Φ325*4 塔釜产品出口管 Φ54*1.5 7.5 泵 7.5.1 进料泵 给出：流量F= 19.89m3/hr, d=59.5mm 估计