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1、化 工 原 理 课 程 设 计说 明 书设计项目： 苯甲苯精馏塔工艺设计与原料液预热器选型设计二八年七月十一日目录设计任务书3设计指导书4一、前言6二、苯甲苯精馏塔工艺设计？（一） 精馏方案的确定？（二） 产品流量计算？（三） 操作回流比确定？（四） 理论塔板数计算？（五） 实际塔板数计算？（六） 塔内气、液相流量计算？（七） 设计截面的选择？（八） 流体物性参数计算？（九） 设计截面结构参数计算？（十） 负荷性能图校核与结构参数推广？（十一） 浮阀塔结构参数一览表 ？三、列管式料液预热器的选型设计？（一） 物性参数计算？（二） 流体流动空间的选择？（三） 列管类型的选择？（四） 初估换热器传
2、热面积？（五） 设备选型？（六） 传热性能校核？（七） 换热器结构参数一览表？四、附设计图？五、参考文献？六、结束语？课程设计成绩评定表？前言我们的设计是为江华化工厂拟新建的苯-甲笨混合液分离系统进行的专项设计。为了您对我们的设计有一个粗略的了解，所以作以下解读，由于时间仓促，加之设计人员的水平有限，设计中难免有不足之处，衷心希望得到各位专家的批评指正，以使设计更趋完美。原料预热器拟采用标准 U 形管式换热器。我们知道，换热器是化工、石油、动力、食品及其他许多工业部门的通用设备，因而在生产中占有重要地位。换热器的种类根据冷、热流体热量交换的原理和方式基本上可分为混合式、间壁式、蓄热式和中间载热
3、体式四大类。为便于废热利用，同时考虑到使用的普遍性，故本设计中采用间壁式换热器。而间壁式换热器又以列管式换热器应用最广，具有单位体积设备的传热面积大，间壁两侧流体可通过流体输送机械控制在强制湍流状态，故传热系数大，传热效果好等优点。故本设计中对原料预热器的设计拟采用列管式换热器。又由本设计工艺条件可知，作为加热剂的热柴油进口温度为180，苯甲苯混合液的初温为 30，传热温差必超过 50。因此，列管式换热器必须从结构上考虑热膨胀的影响，采取各种补偿的办法，以消除或减小温差应力。根据所采取的温差补偿措施，列管式换热器又可分为：主体拟采用浮阀式精馏塔。浮阀式精馏塔是近 40 年发展起来的，它兼备了泡
4、罩塔和筛板塔的优点，具有结构简单，制造方便，造价低，生产能力大的优点。由于阀片的采用，可以随气量的变化自由升降，漏液几率低；上升气流水平进入液层，气液两相接触时间长，具有较高的塔板效率。故浮阀塔具有操作弹性大，稳定性高，分离性能好等优点。由于浮阀塔优点显著，迄今为止仍是化工蒸馏过程中使用最广泛的一种塔型。故本设计中主体分离设备拟采用该结构。化工生产中所处理的原料，中间产物，粗产品几乎都是由若干组分组成的混合物，而且其中大部分都是均相物质。生产中为了满足储存，运输，加工和使用的需求，时常需要将这些混合物分离为较纯净或几乎纯态的物质。 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
5、工等工业得到广泛应用。精馏过程在能量计的驱动下，使气，液两相多次直接接触和分离，利用液相混合物中各相分挥发度的不同，使挥发组分由液相向气相转移，难挥发组分由气相向液相转移。实现原料混合物中各组成分离该过程是同时进行传质传热的过程。本次设计任务为设计一定处理量的分离四氯化碳和二硫化碳混合物精馏塔。板式精馏塔也是很早出现的一种板式塔，20 世纪 50 年代起对板式精馏塔进行了大量工业规模的研究，逐步掌握了筛板塔的性能，并形成了较完善的设计方法。与泡罩塔相比，板式精馏塔具有下列优点：生产能力（20%40%）塔板效率（10%50%）而且结构简单，塔盘造价减少 40%左右，安装，维修都较容易。化工原理课
6、程设计是培养学生化工设计能力的重要教学环节，通过课程设计使我们初步掌握化工设计的基础知识、设计原则及方法；学会各种手册的使用方法及物理性质、化学性质的查找方法和技巧；掌握各种结果的校核，能画出工艺流程、塔板结构等图形。在设计过程中不仅要考虑理论上的可行性，还要考虑生产上的安全性、经济合理性。在设计过程中应考虑到设计的业精馏塔具有较大的生产能力满足工艺要求，另外还要有一定的潜力。节省能源，综合利用余热。经济合理，冷却水进出口温度的高低，一方面影响到冷却水用量。另一方面影响到所需传热面积的大小。即对操作费用和设备费用均有影响，因此设计是否合理的利用热能 R 等直接关系到生产过程的经济问题。本课程设
7、计的主要内容是过程的物料衡算，工艺计算，结构设计和校核。a) 带膨胀节的固定管板式换热器优点：结构简单,成本低；适用场合：壳程流体不易结垢或容易化学清洗，温差低于6070，压力低于 7kg/cm。缺点：壳程不易机械清洗，对高压流体膨胀节的胀缩不灵敏，温差范围低。b) 浮头式换热器优点：热补偿范围宽，易于清洗，应用较普遍。缺点：结构较为复杂，消耗金属材料多，浮头密封要求高，造价高。.c) U 形管式换热器优点：结构简单，造价低廉，壳程易清洗，热补偿范围宽，易于维修，便于加工。通常化工厂的机械车间即能制造。缺点：U 形管的肘管部位不易清洗，适用于管程流体不易结垢的场合。鉴此，本设计过程中的原料预热
8、器选用标准 U 形管式换热器。设计分为两大部分进行：一.苯-甲苯精馏塔的工艺设计包括：（一）精馏方案的确定；（二）产品流量的计算；（三）操作回流比的确定；（四）理论塔板数计算；（五）实际塔板数计算；（六）塔内气液相流量计算；（七）设计截面选择；（八）流体物性参数计算；（九）设计截面结构参数计算；（十）负荷性能图校核与结构参数推广；（十一）浮阀塔结构参数一览表二.列管式料液预热器的选型设计包括：（一）物性参数计算；（二）流体流动空间计算；（三）列管类型选择；（四）初估换器传热面积；（五）设备选型；（六）传热性能校核；（七）换热器结构参数一览表。采用本设计方案进行苯-甲苯料液分离处理，进料液流量为
9、 11000kg/h，按一年 320 个工作日计算，年处理料液能力可达 10 万吨，馏出产量为 4.3 万吨/年，釜液产量 5.7 万吨/年，扣除生产操作费用和塔的折旧费用，可创造可观的经济利润。为确保设计的合理性，在本设计过程中，设计人员采用了最新化工工程标准及数据。以气液相负荷最大的近釜塔板为设计板面，并将设计结果通过流体力学验算、负荷性能校核加以分析并推广至全塔，从而对浮阀式精馏塔的塔结构进行精确定位。此外，在设计中赋予了一定的裕度，因此在一定程度上物料的进料流量及塔内的气液两相流量均具有一定的可调性，大大减少化工生产过程中事故发生的概率，减少由于事故发生所造成的损失。此外，设计在满足工
10、艺要求的前提下力求降低生产成本，以确保系统的最优化，设计方案的可操作性强。本设计王有为，叶少华，相庆庆完成。在设计过程中得到了张洪流教授的指导和帮助，同时对于在设计中给予帮助的同仁，在此一并表示感谢！项目名称 设计计算过程一、苯甲苯精馏塔的工艺设计（一）精馏方案的确定1、相图的绘制本设计相图数据采用计算法。其中苯-甲苯二元物系在总压 101.3K 下蒸汽aP压 AP、 B由安托万方程计算：1206.35lg6.7t=-+4978.B因苯-甲苯二元物系可近似为理想溶液，同时精馏系统的温度不太低、压力不大，气相可近似为理想气体。故汽液两相平衡组成可由下式计算: ； BApxP-=0pyx=在总压
11、P=101.3 kPa 下，取 80.1 至 110.6 共 30 组数据作出苯-甲苯的温C度-组成相图与苯- 甲苯的 y x 相图，其中 30 组数据计算结果见附表一。用坐标纸绘制苯-甲苯的温度组成相图总压 P=101.3 k 、苯-Pa甲苯 x-y 相图（见设计附图）2、分析系统由苯-甲苯的温度组成相图知在分离区域无恒沸组成、无热敏物质存在，沸点相差 30 ，组分挥发能力差异较大，故可用普通常压连续精馏方法加以C分离。综合塔板性能比较，确定采用浮阀式精馏塔作为分离主体。原料质量流量 13000kg/h料液组成 45塔顶产品苯95塔釜产品甲苯含量3设 、 代表塔顶、塔底产品质量流量，由进出口
12、质量守衡有DGW0.95 +0.03 =110000.45+ =13000 DGW可求得 =6367.347kg/h , =6632.653kg/hWGF 为料液流量（ ）,D,W 分为塔顶、塔底摩尔流量（ ） 。hkmol/ hkmol/苯M、 为苯、甲苯的分子量。 、 Dx、 分别苯的摩尔分率甲 苯 FWF= + =155.20212.784503138.950hkmol/Fx= =0.491.2= =0.957D0.5.9781.9138+= =0.035Wx.3.2.D=F =155.202 =76.343FwD-04.5.973-hkmol/W=F-D=78.859 hkmol/注:
13、 =78.112, =92.138 查元素周期表苯M甲 苯在苯-甲苯的 x-y 相图上,当线 =0.491 时与共交点为 e,查得坐标值Fx为 e(0.491,0.71)。由 min0.957.1.284R-=取实际操作回流比 R=1.7 =1.71.128=1.918minR拟采用塔釜间接加热，塔顶为全凝器。用图解法计算理论塔板数，步骤如下：1、在 x-y 相中作出苯- 甲苯平衡线和对角线如附图所示在对角线上定出点 a、f 、b2、作精馏段操作线 ac 先计算 cy： = ，在 y1DxR+0.957.328轴上标定点 c，连接 ac 即得3、作 q 线，对饱和液进料，q 线为通过点（0.4
14、91，0）的垂直线4、作提馏段操作线 db ，由 q 线与 ac 线交点得两操作线交点 d，连（二）产品流量计算b、d 即得由图中梯级数目知：全塔理论板数为 13 块（已扣除塔釜） ，其中精馏段需 7 块、提馏段 6 块。1、塔效率计算全塔平均温度按塔顶及塔釜温度的算术平均值计算，塔顶和塔釜可分别近似为纯苯和纯甲苯，则有80.1.695.32mt+=查取化工工艺设计手册得知，95.35时苯粘度为 ，0.267cPm=苯。故在全塔平均温度下平均粘度：0.275cP=甲 苯cP.4910.67.590.7.21L因苯甲苯体系可近似为理想溶液，故相对挥发度可用下式计算： 0ABpa=故有 1.3/92.57D7046W2.5.8a=全塔塔板效率0.245 0.245.9().9(.46.71).7TLEm- -=2、实际塔板数精馏段6/0.540712 块提馏段7/0.540713 块全塔实际塔板数为 25 块，其中上数第 14 块塔板为加料板。为便于调节浓度并考虑接管的方便，在 12、16 块塔板处加设辅助进料管。精馏段气相摩尔流
