16632 万吨年苯—甲苯连续精馏装置工艺设计.doc

成绩 化工原理课程设计设计说明书设计题目：1.6632 万吨/ 年苯—甲苯连续精馏装置工艺设计姓 名 xxx 班 级 应 化 10-3 学 号 xxxxxxxx 完成日期 2013-07-06 指导教师 梁伯行 化工原理课程设计任务书一、设计说明书题目1.6632(万吨/年) 苯—甲苯连续精馏装置工艺设计说明书二、设计任务（1）处理量:3 班(1500 + 学号×200)kg/h（每年生产时间按 330 天计算） ；本人学号 03，则处理量为 2100kg/h,生产时间为 7920h2）原料组成:(3 班) 含苯为 0.40(质量分率)；（3）进料热状况参数:（3 班）为 0.5；（4）产品组成：塔顶产品，含苯 0.98(质量分率，下同)；塔底产品，含苯0.01；（5）塔顶采用 30℃的冷回流，冷却水温度 25℃，回用循环水温度 45℃；塔底重沸器加热介质为比密度 0.86 的柴油，进口温度 290℃，出口温度 160℃；（6）其它用于经济评价参数：加工纯利润 600 元/吨原料油，操作费用计量：料液输送 3 元/吨，冷却水 16 元/吨，热载体(柴油)160 元/吨；固定资产计量：传热面积 4000 元/平方米, 泵 1200 元/(立方米/小时) ；5000 元/(立方米塔体)；3000 元/(平方米 F1 型浮阀(重阀) 塔板) 。

装置使用年限 15 年三、设计说明书目录(主要内容) 要求1.说明书标准封面；2.目录页，任务书页；3.说明书主要内容规定1) 装置流程概述，2) 装置物料平衡，3) 精馏塔操作条件确定，4) (适宜回流比/最小回流比)为 1.35 时理论塔板数及进料位置，5) 精馏塔实际主要工艺尺寸，6) 精馏塔塔顶第二板、进料口上等三板和进料口下等二板塔板结构参数，7) 精馏塔结构参数汇总表和精馏塔结构简图(A3 图) ，8) 装置热衡算，9) 装置经济效益和工艺设计评价四、参考书目1．化工原理课程设计指导；2．夏清等编化工原理(上) 、( 下) 2002 年修订版；3．化工工艺设计图表；4．炼油工艺设计手册浮阀塔分册目录二、设计方案的确定2.1 处理量确定依设计任务书可知，处理量为: 2100kg/h,生产时间为 7920h 2.2 设计题目与设计进程该次设计题目：1.6632 万吨/年苯—甲苯连续精馏装置工艺设计本次设计为俩周，安排如下：表 2-1. 进程表找数据与上课 全部设计计算 画图 写说明书第一周的周一、二 第一周的周三到周日 第二周的周一到周四 剩余时间2 .3 概述塔设备是炼油、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大致可分为两类：有降液管的塔板和无降液管的塔板工业应用较多的是有降液管的塔板，如浮阀、筛板、泡罩塔板等浮阀塔广泛用于精馏、吸收和解吸等过程其主要特点是在塔板的开孔上装有可浮动的浮阀，气流从浮阀周边以稳定的速度水平地进入塔板上液层进行两相接触浮阀可根据气体流量的大小而上下浮动，自行调节浮阀塔的主要优点是生产能力大，操作弹性较大，塔板效率高，气体压强降及液面落差较小，塔的造价低，塔板结构较泡罩塔简单.浮阀塔由于气液接触状态良好，雾沫夹带量小(因气体水平吹出之故)，塔板效率较高，生产能力较大浮阀塔应用广泛，对液体负荷变化敏感，不适宜处理易聚合或者含有固体悬浮物的物料，浮阀塔涉及液体均布问题在气液接触需冷却时会使结构复杂板式塔的设计资料更易得到，便于设计和对比，而且更可靠浮阀塔更适合，塔径不是很大，易气泡物系，腐蚀性物系，而且适合真空操作2.4.1 塔设备的工业要求总的要求是在符合生产工艺条件下，尽可能多的使用新技术，节约能源和成本，少量的污染精馏塔对塔设备的要求大致如下：一：生产能力大：即单位塔截面大的气液相流率，不会产生液泛等不正常流动。

二：效率高：气液两相在塔内保持充分的密切接触，具有较高的塔板效率或传质效率 三：流体阻力小：流体通过塔设备时阻力降小，可以节省动力费用，在减压操作是时，易于达到所要求的真空度 四：有一定的操作弹性：当气液相流率有一定波动时，两相均能维持正常的流动，而且不会使效率发生较大的变化 五：结构简单，造价低，安装检修方便 六：能满足某些工艺的特性：腐蚀性，热敏性，起泡性等.2.4.2 工艺流程如下：苯与甲苯混合液（原料储罐）→原料预热器→浮阀精馏塔（塔顶：→全凝器→分配器→部分回流，部分进入冷却器→产品储罐）(塔釜：再沸器→冷却器→产品进入储罐）三、装置流程说明本方案主要是采用板式塔，苯和甲苯的原料混合物进入原料罐，在里面停留一定的时间之后，通过泵进入原料预热器，在原料预热器中加热到 103.5度，然后，原料从进料口进入到精馏塔中混合物中既有气相混合物，又有液相混合物，这时候原料混合物就分开了，气相混合物在精馏塔中上升，而液相混合物在精馏塔中下降气相混合物上升到塔顶上方的冷凝器中，这些气相混合物被降温到泡点，其中的液态部分进入到塔顶产品冷却器中，停留一定的时间然后进入苯的储罐，而其中的气态部分重新回到精馏塔中，这个过程就叫做回流。

液相混合物就从塔底一部分进入到塔底产品冷却器中，一部分进入再沸器，在再沸器中被加热到泡点温度重新回到精馏塔塔里的混合物不断重复前面所说的过程，而进料口不断有新鲜原料的加入最终，完成苯与甲苯的分离本次设计的要求是先算出最小回流比，然后随意选三个系数得到三个回流比，最后比较那个最好，而不是找出最佳的回流比3.1 精馏塔设计3.1.1 工艺条件的确定3.1.1.1 苯与甲苯的基础数据表 3-1 相平衡数据温度/℃ 80.1 85 90 95 100 105 110.6POA /Kpa 101.33 116.9 135.5 155.7 179.2 204.2 240.0POB /Kpa 40 46 54 63.3 74.3 86 101.332.54 2.51 2.46 2.41 2.37x 1.00 0.780 0.581 0.412 0.258 0.130 0y 1.00 0.900 0.777 0.633 0.456 0.262 0表 3-2 苯与甲苯的物理性质项目 分子式 相对分子量 沸点/℃ 临界温度/℃ 临界压力/Pa苯 C6H6 78.11 80.1 288.5 6833.4甲苯 C6H5-----CH3 92.13 110.6 318.57 4107.7表 3-3 Antoine 常数值组分 A B C苯 6.023 1206.35 220.24甲苯 6.078 1343.94 219.58表 3-4 苯与甲苯的液相密度温度/℃ 80 90 100 110 120)/(3,mkgL苯810 800.2 792.5 780.3 768.9,甲 苯815 803.9 790.3 780.3 770.9表 3-5 液体的表面张力温度/℃ 80 90 100 110 120）（苯 mN21.27 20.06 18.85 17.66 16.49）（甲 苯 /21.69 20.59 19.94 18.41 17.31表 3-6 液体的黏度温度/℃ 80 90 100 110 120）苯 （ smpLa.,0.308 0.279 0.255 0.233 0.215）甲 苯 （ .,0.311 0.286 0.264 0.254 0.228表 3.7 液体的汽化热 温度/℃ 80 90 100 110 120苯/(KJ/Kg)384.1 386.9 379.3 371.5 363.2甲苯/(KJ/Kg) 379.9 373.8 367.6 361.2 354.63.1.1.2 温度的条件：假定常压，作出苯—甲苯混合液的 t-x-y 图，如后附图所示。

依任务书，可算出：x f=(0.40/78.11)/(0.40/78.11+0.60/92.13)=0.440;同理，x D=0.983，x w=0.012 查 t-x-y 图可得，t D=80.6℃,t W=110.0℃,t F=94.2℃精馏段平均温度 tm=（80.6×94.2） 1/2=87.14℃3.1.1.3 操作压力选定最低操作压力：取回流罐物料的温度为 45℃，查手册得POA =29.33Kpa，P OB =10.00Kpa.由泡点方程 XD=(Pmin-POB)/(POA -POB)=0.983,可得Pmin=29.00Kpa.取塔顶操作压力 P=101.33Kpa3.2 精馏塔物料恒算3.2.1 摩尔分数由以上可知，摩尔分数为 xf=0.440，x D=0.983，x w=0.0123.2.2 原料液及塔顶、塔底产品的平均摩尔量MF=xFMA+(1-xF)MB=0.440×78.11+（1-0.440）×92.13=85.96 kg/kmol ， MD=xDMA+(1-xD)MB=0.983× 78.11+(1-0.983) × 92.13=78.35kg/kmol ，MW=xWMA+(1-xW)MB=0.012×78.11+(1-0.012) × 92.13=91.96 kg/kmol3.2.3 质量物料恒算与负荷计算及其结果表总物料衡算 D+W=2100 kg/h 易挥发组分物料衡算 0.983D+0.012W=0.440×2100 联立（1） 、 （2）解得：F=2100 kg/h = 0.583 kg/s = 1.6632 万吨/年 F=2100/85.96 = 24.430 kmol/h = 0.007kmol/sW=1174 kg/h= 0.33kg/s= 0.93 万吨/年,W=1174/91.96=12.770 kmol/h=0.004kmol/sD=926kg/h =0.26 kg/s =0.73 万吨/年,D=926/78.35=11.82kmol/h=0.003kmol/s 表 3-8 物料恒算表物料 kg/h kg/s 万吨/年 kmol/h kmol/sF 2100 0.583 1.6632 24.430 0.007W 1174 0.33 0.93 12.770 0.004D 926 0.26 0.73 11.82 0.0033.3 塔板数计算3.3.1、确定最小回流比 R理论塔板数 X-Y 曲线由表 3-1 相平衡数据绘制苯—甲苯混合液的 x—y 图00.20.40.60.810 0.2 0.4 0.6 0.8 1系 列 1系 列 2系 列 3系 列 4系 列 5得出 f（0.34,0.54），即 Xq=0.34，Yq=0.54Rmin=（XD-Yq）/(Yq-Xq)=2.215 R=1.35Rmin=2.990精馏段操作线的截距 b=XD/（R+1）,b=0.246连接 ab 两点，直线 ab 即为精馏段操作线。

3.3.2 理论塔板数 TN的求取00.20.40.60.810 0.2 0.4 0.6 0.8 1系 列 1系 列 2系 列 3系 列 4系 列 53.3.3 求精馏塔的汽、液相负荷L=RD=2.99 X 11.82=35.34 Kmol/h V=(R+1)D=(2.99+1)X11.82=47.16 kmol/hL’=L+F=35.34+24.43=59.77 Kmol/h V’=V=47.16 Kmol/h3.3.4 求理论塔板数精馏段操作线： ,即得 y=0.75X+0.25提留段操作线： ，即得 y=1.29X+0.003NT图解法得到：总的理论塔板层数 NT=16 块（包括再沸器，冷凝器）进料板位置 NF=9 N 精=8 N 提=73.3.5 平均塔效率 ETaedbff 7075808590。