化学工程与工艺课程设计分离苯甲苯混合物的连续精馏装置

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1、2009级化学工程与工艺课程设计设计题目：分离苯-甲苯混合物的连续精馏装置姓名：学院：学号：成绩：目录第一章 绪论1.1 精馏的定义及原理11.2 精馏的分类1.3 精馏的操作特点1.4 精馏的操作评价1.5 苯甲苯的相关物性参数1.6 符号说明第二章 设计任务2.1 技术参数2.2 设计的主要内容第三章 设计内容3.1 方案的确定和工艺流程说明3.2 全塔物料衡算3.3 塔板的层数3.4 塔的操作工艺条件及计算3.4.1平均压强3.4.2 平均温度3.4.3 平均黏度3.4.4 平均分子量3.4.5 平均表面张力3.4.6平均相对密度3.5 塔体尺寸的工艺计算3.5.1 塔径的计算3.5.2

2、 精馏塔有效高度的计算第四章 辅助设备的选择和计算4.1冷凝器的设计4.2换热器的设计4.3再沸器的设计4.4离心泵的设计附录：参考资料第一章 绪论1.1精馏的定义及原理精馏是一种利用回流使液体混合物得到高纯度分离的蒸馏方法，是工业上应用最广的液体混合物分离操作，广泛用于石油、化工、轻工、食品、冶金等部门。对于一次汽化，冷凝来说，由于液体混合物中所含的组分的沸点不同，当其在一定温度下部分汽化时，因低沸点物易于气化，故它在气相中的浓度较液相高，而液相中高沸点物的浓度较气相高，这就改变了气液两相的组成。当对部分汽化所得蒸汽进行部分冷凝时，因高沸点物易于冷凝，使冷凝液中高沸点物的浓度较气相高，而为冷

3、凝气中低沸点物的浓度比冷凝液中要高。这样经过一次部分汽化和部分冷凝，使混合液通过各组分浓度的改变得到了初步分离。如果多次的这样进行下去，将最终在液相中留下的基本上是高沸点的组分，在气相中留下的基本上是低沸点的组分，混合物就分离为纯或比较纯的组分。1.2精馏的分类精馏操作按不同方法进行分类。根据操作方式，可分为连续精馏和间歇精馏；根据混合物的组分数，可分为二元精馏和多元精馏；根据是否在混合物中加入影响汽液平衡的添加剂，可分为普通精馏和特殊精馏（包括萃取精馏、恒沸精馏、水蒸汽精馏、分子精馏和加盐精馏等）；按照精馏操作的条件（如压力）不同，可分为加压精馏、常压精馏、减压精馏等。1.3精馏的操作特点通

4、过精馏分离可以直接获得所需要的产品，较其它一些分离方法，如吸收、萃取等精馏的操作流程较为简单。 精馏分离的适用范围广，它不仅可以分离液体混合物，而且可用于气态或固态混合物的分离。 精馏过程适用于各种浓度混合物的分离，而像吸收、萃取、结晶、膜分离等操作，只有当被提取组分浓度较低时才比较经济。 精馏操作是通过对混合液加热建立汽液两相体系的，所得到的汽相还需要再冷凝液化。因此，精馏操作耗能较大。 精馏技术经过多年的发展及广泛的使用，目前已具有相当成熟的工程设计经验与一定的基础理论研究，并发展出了以精馏为基础的许多新型复合传质分离技术。 精馏过程操作简单，易于工程化。即可连续操作，也可间歇操作，可应用

5、于各种批量的操作中。1.4精馏的操作评价评价精馏操作的主要指标是：产品的纯度。板式塔中的塔板数或填充塔中填料层高度，以及料液加入的位置和回流比等，对产品纯度均有一定影响。调节回流比是精馏塔操作中用来控制产品纯度的主要手段。组分回收率。这是产品中组分含量与料液中组分含量之比。操作总费用。主要包括再沸器的加热费用、冷凝器的冷却费用和精馏设备的折旧费，操作时变动回流比，直接影响前两项费用。此外，即使同样的加热量和冷却量，加热费用和冷却费用还随着沸腾温度和冷凝温度而变化，特别当不使用水蒸气作为加热剂或者不能用空气或冷却水作为冷却剂时，这两项费用将大大增加。选择适当的操作压力，有时可避免使用高温加热剂或

6、低温冷却剂（或冷冻剂），但却增添加压或抽真空的操作费用。1.5苯、甲苯的相关物性参数表1 苯和甲苯的物理性质项目分子式分子量M沸点（）临界温度tC（）临界压强PC（kPa）苯AC6H678.1180.1288.56833.4甲苯BC6H5CH392.13110.6318.574107.7表2 苯和甲苯的饱和蒸汽压温度80.1859095100105110.6,kPa101.33116.9135.5155.7179.2204.2240.0，kPa40.046.054.063.374.386.0表3 常温下苯甲苯气液平衡数据温度80.1859095100105液相中苯的摩尔分率1.0000.780

7、0.5810.4120.2580.130汽相中苯的摩尔分率1.0000.9000.7770.6300.4560.262表4 纯组分的表面张力温度8090100110120苯，mN/m甲苯，mN/m21.221.72020.618.819.517.518.416.217.3表5 组分的液相密度温度()8090100110120苯,kg/814805791778763甲苯,kg/809801791780768表6 液体粘度温度()8090100110120苯（mP.s）0.3080.2790.2550.2330.215甲苯（mP.s）0.3110.2860.2640.2540.2281.6符号说明

8、符号意义单位M摩尔质量Kg/kmol理论板层数-F原料处理量Kmol/hD塔顶产品馏出液流量Kmol/hW塔底产品釜残液Kmol/hL下降液体的流量Kmol/hV上升气体的流量Kmol/hq进料热状况参数-R回流比-D塔径mC计算液泛速度的负荷因子-C20液体表面张力为20mN/m时的负荷因子-P操作压力kPaT热力学温度KET全塔效率-x液相中易挥发组分的摩尔分数-y气相中易挥发组分的摩尔分数-相对挥发度-密度Kg/m黏度mPa.s表面张力NA塔截面积u空塔气速m/s气相平均流量m/s液相平均流量m/sHT板间距mK传热系数-Q热流量KW第二章 设计任务书2.1技术参数设计任务：在一常压操作

9、的连续精馏塔内分离苯-甲苯混合物。已知原料液的处理量为8000kg/h(按7200h/年)，组成为0.04（摩尔分数），要求塔顶馏出液的组成为0.97，塔底釜液的组成为0.02，平均=2.5。操作压力进料热状况回流比单板压降全塔效率4kPa（塔顶表压）泡点进料q = 1R=1.8 Rmin0.7kPa设计条件：2.2设计的主要内容编写设计任务书：设计方案的确定精馏塔的工艺计算精馏塔和塔板主要尺寸的计算绘制精馏装置流程图第三章 主要内容3.1设计方案的确定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。设计中采用泡点进料，将原料液通过预热器加热至泡点后送入精馏塔内。塔顶上

10、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1.8倍。塔釜采用间接蒸汽加热，塔底产品经冷却后送至储罐。3.2全塔物料衡算1）原料液及塔顶，塔底产品的摩尔分率苯的摩尔质量 MA=78.11 kg/kmol 甲苯的摩尔质量 MB=92.13 kg/kmol 2）原料液及塔顶，塔底产品的平均摩尔质量 3）物料衡算 原料处理量 总物料衡算 F=D+W 93.07=D+W 苯物料衡算 93.07*0.4402=0.9744D+0.0235W 联立解得 D=40.79kmol/h W=52.28k

11、mol/h 4）求最小回流比及操作回流比 平均挥发度=2.5 泡点进料q=1 所以 混合物的相平衡方程为 故最小回流比为 取操作回流比为 5）求精馏塔的气，液相负荷 6）求操作线方程 精馏段操作线方程为 提馏段操作线方程 代入得 3.3塔板的层数1）理论板层数的求取逐板法计算理论板数 泡点进料 q=1 第一块板上升的蒸汽组成 从第一块板下降的液体组成式由 求取 第二块板上升的气相组成用式求取 第二块板下降的液体组成 如此反复计算 因,第八块板上升的气相组成由提馏段操作方程计算 第八块板下降的液体组成 同理： 所需总理论板数为13块，精馏段需6块板,第7块加料。2）实际板层数的求取 精馏段实际板

12、层数： 提馏段实际板层数：所以，实际加料在第13块板。3.4塔的操作工艺条件及计算3.41平均压强 塔顶操作压力 每层塔板压降 进料板压力 精馏段平均压力塔底操作压力 pw=105.3+0.726=123.5（kPa）提馏段平均压降 pm=(116.5+123.5)/2=120.0（kPa）3.42平均温度根据汽液相平衡数据画出汽液相平衡图：苯的气液平衡相图7585951051150102030405060708090100气液相中苯的摩尔分数（%）温度（）又因为： 由不同部位的含量在图中查得塔顶、塔釜、及加料板处的温度并计算精馏段、提馏段的平均温度：塔顶温度 t D=81. 5 塔底温度 t

13、 W= 109.5 进料板温度 t F=93.5精馏段平均温度 t m=(81.5.1 +93.5)=87.5提馏段平均温度 t m=(109.5 +93.5)=101.53.43平均黏度1)精馏段液相平均粘度计算公式：Lm=xii塔顶液相平均粘度： t D=81.5 ，查附表 A=0.304mPa.s B=0.307mPa.s 计算得，LDm=0.304mPa.s进料板液相平均粘度： t F=93.5，查附表 A=0.271mPa.s B=0.278mPa.s 计算得，LFm=0.275mPa.s精馏段的液相平均粘度： Lm=（0.304+0.275）/2=0.2895 mPa.s2)提馏段

14、液相平均粘度计算公式：Lm=xii塔顶液相平均粘度： t w=109.5 ，查附表 A=0.234mPa.s B=0.255mPa.s计算得，LDm=0.234mPa.s进料板液相平均粘度： t F=93.5，查附表 A=0.271mPa.s B=0.278mPa.s 计算得，LFm=0.275mPa.s提馏段的液相平均粘度： Lm=（0.234+0.275）/2=0.2545mPa.s3.44平均分子量1)精馏段: 塔顶气液混合物平均摩尔质量： kg/kmol kg/kmol 进料板平均摩尔质量计算 (kg/kmol) (kg/kmol) 精馏段平均摩尔质量 (kg/kmol) (kg/km

15、ol)2)提馏段: 塔底气液混合物平均摩尔质量： MVDm=0.060978.11+(10.0609)92.13=91.28kg/kmol)MLDm=0.023578.11+(10.0235)92.13= 91.80(kg/kmol)进料板气、液混合物平均摩尔质量： (kg/kmol) (kg/kmol) 提馏段气液混合物的平均摩尔质量： MVm=（91.28+83.56）/2=87.42kg/kmol)MLm= (91.80+86.72) / 2 =89.26(kg/kmol)3.45平均表面张力1）精馏段液相平均表面张力计算公式： Lm=xii 塔顶液相平均表面张力：t D=81.5，查表

16、可得，A =0.0210N/m, B=0.0215N/m LDm =0.9744 0.0210+ 0.02560.0215= 0.0210N/m进料板液相平均表面张力：t F=93.5，查表可得，A =0.0196N/m, B=0.0204N/m LFm =0.4402+ 0.0196+ 0.55980.0204=0.0537N/m精馏段液相平均表面张力：Lm =(0.0210+0.0537)=0.0374 N/m2）提馏段液相平均表面张力计算公式： Lm=xii 塔底液相平均表面张力：t w=109.5，查表可得，A =0.0163N/m, B=0.0174N/m LDm =0.9744 0

17、.0163+ 0.02560.0174=0.0163N/m进料板液相平均表面张力：t F=93.5，查表可得，A =0.0196N/m, B=0.0204N/m LFm =0.4402+ 0.0196+ 0.55980.0204=0.0200N/m提馏段液相平均表面张力：Lm =(0.0163+0.0200)= 0.0182N/m3.46平均密度计算1)精馏段气相平均密度计算由理想气体状态方程式计算，即 液相平均密度计算 液相平均密度依 计算 塔顶液相平均密度计算 由 0C，查手册得 kg/ kg/ 进料板液相平均密度计算 由 0C，查手册得 kg/m3 kg/m3 进料板液相的质量分率 kg

18、/m3 精馏段液相平均密度为 kg/m32）提馏段气相平均密度 由理想气体状态方程计算，即 vm= （kg/m3)液相平均密度： 液相平均密度计算公式 由塔底液相平均密度 ：由 tw=109.5，查手册得 A=778.65(kg/m3) B=780.55(kg/m3) kg/m进料板液相平均密度计算：由 0C，查手册得 kg/m3 kg/m3 进料板液相的质量分数： (kg/m3)精馏段液相平均密度为Lm =（780.50+798.61/2=789.56(kg/m3)3.5塔体尺寸的工艺计算3.51塔径的计算1）精馏段精馏段的气液相体积流率为：qv,v = (m3/s)ql,l =0.0029

19、(m3/s)图中横坐标：塔径与板间距的关系塔径m0.5-0.80.8-1.61.6-2.02.0-2.4板间距mm300-350350-450450-600500-800取板间距HT =0.45m，板上层液的高度h L=0.05m,则HT - h L=0.45-0.05=0.4m从图中查出C20 =0.0825由公式C=C20(/0.02)0.2 可求出C= 0.0825(0.0374/0.02)0.2=0.0935=1.5352(m/s)取安全系数为0.6，则空塔气速=0.6max=0.61.5352=0.9211(m/s)塔径：按标准塔径圆整后为 D=1.4m塔截面积为 m2实际空塔气速为

20、 2)提馏段提馏段的气液相体积流率为q V,V = (m3/s)qL,L =(m3/s)图中横坐标 同上，取板间距HT =0.45m，板上层液的高度h L=0.05m,则HT - h L=0.45-0.05=0.4m从图中查出C20=0.082由公式C=C20(/0.02)0.2 可求出C=0 .082（0.0182/0.02）0.2=0.0805(m/s)取安全系数为0.6.则空塔气速为， =0.6max=0.61.230=0.738(m/s)塔径:m按标准塔径圆整后为 D=1.4m塔截面积为 m2实际空塔气速为 综上：将精馏段和提溜段相比较可以知道二者的塔径一致,因此在设计塔的时候塔径取1

21、.4 m。3.52精馏塔有效高度的计算 精馏段有效高度为 提馏段有效高度为 在进料板上方开一人孔，其高度为0.8m，故精馏塔的有效高度为 第四章 辅助设备的选择和计算精馏装置的主要附属设备包括蒸气冷凝器、产品冷凝器、塔底再沸器、原料预热器、直接蒸汽鼓管、物料输送管及泵等。前四种设备本质上属换热器，并多采用列管式换热器，管线和泵属输送装置。4.1冷凝器的设计冷凝器选型按冷凝器与塔的位置，可分为：整体式、自流式和强制循环式。整体式如图(a)和(b)所示。将冷凝器与精馏塔作成一体。这种布局的优点是上升蒸汽压降较小，蒸汽分布均匀，缺点是塔顶结构复杂，不便维修，当需用阀门、流量计来调节时，需较大位差，须

22、增大塔顶板与冷凝器间距离，导致塔体过高。该型式常用于减压精馏或传热面较小场合。自流式如图（c）所示。将冷凝器装在塔顶附近的台架上，靠改变台架的高度来获得回流和采出所需的位差。强制循环式如图（d）、（e）所示。当冷凝器换热面过大时，装在塔顶附近对造价和维修都是不利的，故将冷凝器装在离塔顶较远的低处，用泵向塔提供回流液。在一般情况下，冷凝器采用卧式，因为卧式的冷凝液膜较薄，故对流传热系数较大，且卧式便于安装和维修。 冷凝器相关的计算塔顶温度tD=81.5 冷凝水t1=20 t2=40 则C5.41405.81tC5.61205.812211。=-=-=D=-=-=DtttttDDDT=50.85由

23、tD=81.5 查液体比汽化热共线图得smVpnRT/2.142336001015).273.(81.5314.81089.27433=.13)101(4 +又气体流量V=2.142m3/s塔顶被冷凝量q=V=2.1422.97=6.36冷凝的热量Q=q=6.36390.5=2483.58kJ/s取传热系数K=600W/m2k，则传热面积:285.506002483580t40.81mmAKQ=D冷凝水流量:()skgWtCpQ/69.292041832483580t21=-4.2换热器的设计（1）流体流动阻力（压强降）的计算管程流动阻力 管程阻力可按一般摩擦阻力公式求得。对于多程换热器，其阻

24、力pi等于各程直管阻力、回弯阻力及进、出口阻力之和。一般情况下进、出口阻力可忽略不计，故管程总阻力的计算式为 (6-1)式中 P1、P2分别为直管及回弯管中因摩擦阻力引起的压强降，Pa； Ft结垢校正因数，对25mm2.5mm的管子取1.4；对19mm2mm的管子取1.5；NP管程数；Ns串联的壳程数。上式中直管压强降P1可按第一章中介绍的公式计算；回弯管的压强降P2由下面的经验公式估算，即 (6-2)壳程流动阻力 壳程流动阻力的计算公式很多，在此介绍埃索法计算壳程压强降P0的公式，即 (6-3)式中 P1流体横过管束的压强降，Pa；P2流体通过折流板缺口的压强降，Pa；FS壳程压强降的结垢校

25、正因数；液体可取1.15，气体可取1.0。 (6-4)式中 F管子排列方法对压强降的校正因数，对正三角形排列F=0.5，对转角三角形为0.4，正方形为0.3；f0壳程流体的摩擦系数；Nc 横过管束中心线的管子数；Nc值可由下式估算：管子按正三角形排列： (6-5)管子按正方形排列： (6-6)式中 n换热器总管数。NB折流挡板数；h折流挡板间距； u0按壳程流通截面积A0计算的流速，m/s，而A0=h(D-ncd0)。（2）管壳式换热器的选型计算并初选设备规格a确定流体在换热器中的流动途径b根据传热任务计算热负荷Q。c确定流体在换热器两端的温度，选择列管换热器的形式；计算定性温度，并确定在定性

26、温度下的流体物性。d计算平均温度差，并根据温度差校正系数不应小于0.8的原则，决定壳程数。e依据总传热系数的经验值范围，或按生产实际情况，选择总传热系数K值。f由总传热速率方程Q = KStm，初步计算出传热面积S，并确定换热器的基本尺寸（如D、L、n及管子在管板上的排列等），或按系列标准选择设备规格。计算管程、壳程压强降 根据初定的设备规格，计算管程、壳程流体的流速和压强降。检查计算结果是否合理或满足工艺要求。若压降不符合要求，要调整流速，在确定管程数或折流板间距，或选择另一规格的换热器，重新计算压强降直至满足要求为止。核算总传热系数计算管程、壳程对流传热系数，确定污垢热阻Rsi和Rso，在

27、计算总传热系数K，比较K的初设值和计算值，若K /K=1.151.25，则初选的换热器合适。否则需另设K值，重复以上计算步骤。4.3 再沸器的设计再沸器的选型再沸器可分为釜式式再沸器、热虹吸式再沸器及强制循环再沸器。 釜式式再沸器如图（a）和（b）所示。（a）是卧式再沸器，壳方为釜液沸腾，管内可以加热蒸汽。塔底液体进入底液池中，再进入再沸器的管际空间被加热而部分汽化。蒸汽引到塔底最下一块塔板的下面，部分液体则通过再沸器内的垂直挡板，作为塔底产物被引出。液体的采出口与垂直塔板之间的空间至少停留810分钟，以分离液体中的气泡。为减少雾沫夹带，再沸器上方应有一分离空间，对于小设备，管束上方至少有30

28、0mm高的分离空间，对于大设备，取再沸器壳径为管束直径的1.31.6倍。（b）是夹套式再沸器，液面上方必须留有蒸发空间，一般液面维持在容积的70%左右。夹套式再沸器，常用于传热面较小或间歇精馏中。热虹吸式再沸器如图（c）、（d）、（e）所示。它是依靠釜内部分汽化所产生的汽、液混合物其密度小于塔底液体密度，由密度差产生静压差使液体自动从塔底流入再沸器，因此该种再沸器又称自然循环再沸器。这种型式再沸器汽化率不大于40%，否则传热不良。强制循环再沸器如图（f）所示。对于高粘度液体和热敏性气体，宜用泵强制循环式再沸器，因流速大、停留时间短，便于控制和调节液体循环量。原料预热器和产品冷却器的型式不象塔顶

29、冷凝器和塔底再沸器的制约条件那样多，可按传热原理计算。 再沸器相关的计算塔底温度tw=109.5用t0=135的蒸汽，釜液出口温度t1=112Dt1=135-109.5=25.5Dt2=135-112=23则Dt=24.23由tw=109.5 查液体比汽化热共线图得kgkJ/365=苯g又气体流量Vh=2.374m3/h 密度则skJqQm/2.250036585.6=甲苯g取传热系数K=600W/m2k, 则传热面积A=Q/(Kt)=171.98加热蒸汽的质量流量W=Q/(Cpt)=7.39kg/s 4.4离心泵的设计离心泵的选择，一般可按下列的方法与步骤进行：（1）确定输送系统的流量与压头

30、 液体的输送量一般为生产任务所规定，如果流量在一定范围内波动，选泵时应按最大流量考虑。根据输送系统管路的安排，用柏努利方程计算在最大流量下管路所需的压头。（2）选择泵的类型与型号 首先应根据输送液体的性质和操作条件确定泵的类型，然后按已确定的流量Qe和压头He从泵的样本或产品目录中选出合适的型号。显然，选出的泵所提供的流量和压头不见得与管路要求的流量Qe和压头He完全相符，且考虑到操作条件的变化和备有一定的裕量，所选泵的流量和压头可稍大一点，但在该条件下对应泵的效率应比较高，即点（Qe、He）坐标位置应靠在泵的高效率范围所对应的H-Q曲线下方。另外，泵的型号选出后，应列出该泵的各种性能参数。（3）核算泵的轴功率 若输送液体的密度大于水的密度时由下式核算泵的轴功率：附录：参考资料1）柴诚敬主编，化工原理（第二版），高等教育出版社，20062） 贾绍义、柴诚敬等， 化工原理课程设计，天津大学出版社，20053）夏清、陈常贵等，化工原理，天津大学出版社，2006 4）陈敏恒、丛德滋等，化工原理（第二版），化学工业出版社，2007 5）时钧主编，化学工程手册（第二版），化学工业出版社，1996 6）上海医药设计院，化工工艺设计手册，化学工业出版社，2000 7）大连理工大学化工原理教研室，化工原理课程设，大连理工大学出版社，1994