1、課 程 設 計 說 明 書 化工與制藥學院課程設計說明書課題名稱 苯-乙苯精餾裝置工藝設計 專業班級 化工01班 學生學號 學生姓名 學生成績 指導教師 課題工作時間 目錄前言1一、概述21.1 精餾原理及其在化工生產上的應用21.2 精餾塔對塔設備的要求21.3常用板式塔類型及本設計的選型21.4 精餾過程模擬計算方法3二、工藝流程方案的說明和論證42.1工藝流程42.2設計方案簡介42.2.1塔型的選擇52.2.2設計的依據與技術來源52.2.3加料方式和加料熱狀況的選擇52.3設計條件52.4被分離的物質的性質5三、精餾塔模擬設計計算及操作條件的選擇83.1精餾塔全塔物料衡算83.1.1

2、摩爾分數計算83.1.2平均摩爾質量83.1.3物料衡算83.2理論塔板數計算93.2.1最小回流比93.2.2精餾線、提餾線確定93.2.3平衡線93.2.4操作線的確定103.3 實際塔板數的計算113.3.1溫度及壓力的計算113.3.2相對揮發度123.3.3粘度13四、精餾塔主體工藝尺寸的計算及結構設計144.1塔徑的計算144.1.1表面張力144.1.2密度144.1.3流速計算154.1.4檢驗塔徑164.2溢流裝置計算174.2.1溢流堰長174.2.2弓形降液管寬度和截面積174.2.3溢流堰的高度184.2.4安定區194.3塔板布置194.3.1浮閥孔徑194.3.2篩

3、孔排列194.3.3篩孔數的計算204.4塔板的流體力學性能計算204.4.1氣相通過塔板的壓降204.4.2降液管內液面高度214.4.3漏氣點氣速214.4.4霧沫夾帶量214.5負荷性能圖224.5.1漏液線224.5.2霧沫夾帶線224.5.3液相負荷下限線224.5.4液相負荷上限線224.5.5液泛線234.5.6負荷性能圖244.6. 塔高計算244.6.1 塔頂空間244.6.2塔底空間244.6.3人孔數目254.6.4塔高25五、輔助設備選型265.1進料管265.2塔頂出液管275.3回流管275.4塔頂蒸汽接管285.5釜液排出管(冷凝器后)295.6釜液排出管(冷凝器

4、前)295.7塔釜進氣管305.8泵的選取305.9冷凝器的計算315.10再沸器335.11預熱器34六、精餾塔的工藝設計計算結果總表35七、設計結果概要36八、主要符號說明37參考文獻39前言課程設計是本課程教學中綜合性和實踐性較強的教學環節，是理論聯系實際的橋梁，是使學生體察工程問題復雜性、學習化工設計基礎知識的初次嘗試。通過課程設計，要求學生能綜合運用本課程和前修課程的基礎知識，進行融會貫通的獨立思考在規定的時間內完成指定的化工設計任務，從而得到化工工程設計的初步訓練。通過課程設計，要求學生了解工程設計的基本內容，掌握化工設計的程序和方法，培養學生分析和解決工程實際問題的能力。同時，通

5、過課程設計，還能使學生樹立正確的設計思想，培養實事求是、嚴肅認真、高度責任感的工作作風。在當前大多數學生結業工作以論文為主的情況下，通過課程設計培養學生的設計能力和嚴謹的科學作風就更為重要了。苯和乙苯是工業上常見的有機溶劑，也是非常重要的化工原料之一。苯通常用作溶劑及合成苯的衍生物、香料、染料、塑料、醫藥、炸藥、橡膠等，乙苯是一個芳香族的有機化合物，主要用途是在石油化學工業作為生產苯乙烯的中間體，所制成的苯乙烯一般被用來制備常用的塑料制品聚苯乙烯。塔設備是化工，石油化工和煉油等生產中最重要的設備之一，它可以使氣液亮相緊密接觸，達到傳質傳熱的目的，中化工廠，石油化工廠，煉油廠等中，塔設備的性能對

6、于整個裝置的產品產量，質量，生產能力和消耗定額，以及“三廢”處理和環境保護等方面都有重大影響，塔設備中常見的單元操作有：精餾，吸收，解吸和萃取等，此外，工業氣體的冷卻和回收，氣體濕法凈制和干燥，以及兼有氣液兩相傳質和傳熱的增濕和減濕等。最常見的塔設備為板式塔和填料塔兩類，作為主要的傳質過程的塔設備，首先必須是氣液兩相能充分接觸，以獲得高的傳質速率。一、概述1.1 精餾原理及其在化工生產上的應用 實際生產中，在精餾柱及精餾塔中精餾時，上述部分氣化和部分冷凝是同時進行的。對理想液態混合物精餾時，最后得到的餾液(氣相冷卻而成)是沸點低的B物質，而殘液是沸點高的A物質，精餾是多次簡單蒸餾的組合。精餾塔

7、底部是加熱區，溫度最高；塔頂溫度最低。精餾結果，塔頂冷凝收集的是純低沸點組分，純高沸點組分則留在塔底。1.2 精餾塔對塔設備的要求精餾設備所用的設備及其相互聯系，總稱為精餾裝置，其核心為精餾塔。常用的精餾塔有板式塔和填料塔兩類，通稱塔設備，和其他傳質過程一樣，精餾塔對塔設備的要求大致如下： 一：生產能力大：即單位塔截面大的氣液相流率，不會產生液泛等不正常流動。 二：效率高：氣液兩相在塔內保持充分的密切接觸，具有較高的塔板效率或傳質效率。 三：流體阻力小：流體通過塔設備時阻力降小，可以節省動力費用，在減壓操作是時，易于達到所要求的真空度。 四：有一定的操作彈性：當氣液相流率有一定波動時，兩相均能

8、維持正常的流動，而且不會使效率發生較大的變化。 五：結構簡單，造價低，安裝檢修方便。 六：能滿足某些工藝的特性：腐蝕性，熱敏性，起泡性等。1.3常用板式塔類型及本設計的選型常用板式塔類型有很多，如：篩板塔、泡罩塔、舌型塔、浮閥塔等。而浮閥塔具有很多優點，且加工方便，故有關浮閥塔板的研究開發遠較其他形式的塔板廣泛，是目前新型塔板研開發的主要方向。近年來與浮閥塔一直成為化工生中主要的傳質設備，浮閥塔多用不銹鋼板或合金 。實際操作表明，浮閥在一定程度的漏夜狀態下，使其操作板效率明顯下降，其操作的負荷范圍較泡罩塔窄，但設計良好的塔其操作彈性仍可達到滿意的程度。 浮閥塔塔板是在泡罩塔板和篩孔塔板的基礎上

9、發展起來的，它吸收了兩者的優點。所以在此我們使用浮閥塔，浮閥塔的突出優點是結構簡單，造價低，制造方便；塔板開孔率大，生產能力大等。 乙醇與水的分離是正常物系的分離，精餾的意義重大，在化工生產中應用非常廣泛，對于提純物質有非常重要的意義。所以有必要做好本次設計1.4 精餾過程模擬計算方法本次精餾過程我們首先進行了理論塔板的計算，依照化工原理實驗總結的經驗，我們算出一系列物系數據之后得到精餾、提餾方程，進而從圖中直接得到理論塔板數。 接下來的計算以塔設備計算、石油化工設計手冊為參考，以此算出塔徑、溢流堰尺寸、塔板布置以及負荷性能。二、工藝流程方案的說明和論證本設計任務為分離苯-乙苯混合物。對于二元

10、混合物的分離，應采用連續精餾。連續精餾的流程設計如下：2.1工藝流程如圖所示，原料液由高位槽經過預熱器預熱后進入精餾塔內，操作時連續的從再沸器中取出部分液體作為塔底產品（釜殘液）再沸器中原料液部分汽化，產生上升蒸汽，依次通過各層塔板。塔頂蒸汽進入冷凝器中全部冷凝或部分冷凝，然后進入貯槽再經過冷卻器冷卻，并將冷凝液借助重力作用送回塔頂作為回流液體，其余部分經過冷凝器后被送出作為塔頂產品。為了使精餾塔連續的穩定的進行，流程中還要考慮設置原料槽。產品槽和相應的泵,有時還要設置高位槽，且在適當位置設置必要的儀表（流量計、溫度計和壓力表）以測量物流的各項參數2.2設計方案簡介設計中采用泡點進料，塔頂上升

11、蒸汽采用全冷凝器冷凝，冷凝液在泡點下一部分回流至塔內，其余部分經產品冷卻器冷卻后送至儲罐。該物系屬易分離物系，最小回流比較小，故操作回流比取最小回流比的1.4倍。塔釜采用間接蒸汽加熱，塔底產品經冷卻后送至儲罐。加料方式采用直接流入塔內，采用泡點進料，即熱狀態參數q=1.0。具體如下：2.2.1塔型的選擇本設計中采用浮閥塔。浮閥塔的優點是可根據氣體的流量自行調節開度。這樣在低氣量時浮閥處于低位，開度較小，氣體仍以足夠氣速通過環隙，避免過多的漏液；在高氣速時閥片自動浮起，開度增大，從而降低了高氣速時的壓降。由于降低了壓降，塔板的液泛氣速提高，故在高液氣比L/V下，浮閥塔板的生產能力較高。缺點是其結

12、構仍有些復雜，結構上采用了運動件，不免留下隱患。2.2.2設計的依據與技術來源本設計依據于精餾的原理（即利用液體混合物中各組分揮發度的不同并借助于多次部分汽化和部分冷凝使輕重組分分離），并在滿足工藝和操作的要求，滿足經濟上的要求，保證生產安全的基礎上， 對設計任務進行分析并做出理論計算。2.2.3加料方式和加料熱狀況的選擇加熱方式采用直接流入塔內。雖然進料方式有多種，但是飽和液體進料時進料溫度不受季節、氣溫變化和前段工序波動的影響，塔的操作比較容易控制；此外，飽和液體進料時精餾塔和提餾段的塔徑相同，無論是設計計算還是實際加工制造這樣的精餾塔都比較容易，為此，本次設計中采取飽和液體進料

13、。2.3設計條件 進料量9850kg/h的物料由20預熱至壓力為0.14Mpa下泡點狀態下進料，進料組成（質量分數）：苯0.620、乙苯0.380。要求塔頂餾出苯液中，苯含量不低于98.5%（質量分數，下同），釜液中苯含量低于1.5%。塔頂餾出液和釜液要求降至40。塔頂全凝器壓力為常壓0.1013MPa。2.4被分離的物質的性質苯的沸點為80.1，熔點為5.5，在常溫下是一種無色、味甜、有芳苯香氣味的透明液體，易揮發。苯比水密度低，密度為0.88g/ml，但其分子質量比水重。苯難溶于水，1升水中最多溶解1.7g苯；但苯是一種良好的有機溶劑，溶解有機分子和一些非極性的無機分子的能力很強,除甘油,

14、乙二醇等多元醇外能與大多數有機溶劑混溶.除碘和硫稍溶解外,無機物在苯中不溶解.苯對金屬無腐蝕性。乙苯（ethylbenzene）一種芳烴。存在于煤焦油和某些柴油中。易燃，其蒸氣與空氣可形成爆炸性混合物。遇明火、高熱或與氧化劑接觸，有引起燃燒爆炸的危險。主要用途是在石油化學工業作為生產苯乙烯的中間體，所制成的苯乙烯一般被用來制備常用的塑料制品聚苯乙烯。盡管在原油里存在少量的乙苯，但大批量生產仍然是靠在酸催化下苯與乙烯反應。乙苯經過催化脫氫，生成氫氣和聚苯乙烯。乙苯也存在與某些顏料中。苯、乙苯的物理性質項目分子式分子量沸點臨界溫度臨界壓強Pa苯AC6H678.1180.1288.56833.4乙苯

15、BC8H10106.16136.2348.574307.7苯、乙苯在某些溫度下的表面張力t/2040608010012014028.826.2523.7421.2718.8516.4914.1729.327.1425.0122.9220.8518.8116.82苯、乙苯在某些溫度下的粘度t/0204060801001201400.7420.6380.4850.3810.3080.2550.2150.1840.8740.6660.5250.4260.3540.3000.2590.226苯、乙苯的液相密度t/20406080100120140877.4857.3836.6815.0792.5768

16、.9744.1867.7849.8931.8913.6795.2776.2756.7化工手冊苯和乙苯的t-x-y關系T/xy80.111840.860.974880.740.939920.6350.906960.5410.8641000.4850.8161040.40.81080.3180.7110.60.2780.6541150.2170.5711200.1560.4631250.1030.3441300.0550.2051350.010.042136.200三、精餾塔模擬設計計算及操作條件的選擇3.1精餾塔全塔物料衡算已知量： F=9850Kg/mol W苯=0.62泡點進料 q=1苯的摩

17、爾質量 M苯=78.11Kg/mol乙苯的摩爾質量 M乙苯=106.16Kg/mol 3.1.1摩爾分數計算 3.1.2平均摩爾質量 =3.1.3物料衡算 D=78.3kmol/h W=35.14kmol/h 3.2理論塔板數計算3.2.1最小回流比 由平衡相圖課得 取 3.2.2精餾線、提餾線確定 精餾段 提餾段 q點（0.689,0.897）3.2.3平衡線根據苯和乙苯的t-x-y關系以及操作線做出圖像 T/xy80.111840.860.974880.740.939qq920.6350.906960.5410.8641000.4850.8161040.40.81080.3180.7110

18、.60.2780.6541150.2170.5711200.1560.4631250.1030.3441300.0550.2051350.010.042136.200 3.2.4操作線的確定由精餾線、提餾線、平衡線得到一系列操作線的點的xy0.9890.9890.9319590.9890.9319590.9712470.8620580.9712470.8620580.9499280.78540.9499280.78540.9265470.7098270.9265470.7098270.90340.6433350.9034970.6433350.8377250.4914410.8377250.4

19、914410.6384410.2570910.6384410.2570910.3309740.0979767390.3309740.0979767390.1222154820.0309052130.1222154820.0309052130.0342176390.0080951090.0342176390.0080951090.00429根據圖解法可得理論塔板數 3.3 實際塔板數的計算3.3.1溫度及壓力的計算全凝器壓力101.3KPa 其壓降為9KPa根據安妥因方程 用試差法計算溫度安托因常數苯 A：6.031 B：1211.033 C:220.790乙苯 A:6.082 B:1424.2

20、55 C:213.06(1) .加料處 x1=0.689 P=140KPa 假設溫度為t1=98.14=2.23 =1.85 驗算 則假設正確 即t1=98.14(2) .塔頂第一塊板x1=0.932 P=101.3+9=110.3KPa假設溫度為t1=84.8=2.072 =1.305 驗算 則假設正確 即為t1=84.8(3).塔底假設實際有20塊板P=110.3+20×0.5=120.3KPa 假設塔底溫度為138.55=2.691 =2.068 驗算 則假設溫度正確即t2=138.553.3.2相對揮發度= 3.3.3粘度粘度 則假設板數正確。四、精餾塔主體工藝尺寸的計算及結

21、構設計4.1塔徑的計算 4.1.1表面張力表面張力 4.1.2密度(1) . 的計算 則 (2).的計算 則 4.1.3流速計算 則 則查表得 取 4.1.4檢驗塔徑塔截面積 實際空塔氣速 故DT=1.4合適。4.2溢流裝置計算DT=1.4m 最大液體流量降壓管中液體速度 V取0.08m/s4.2.1溢流堰長取 4.2.2弓形降液管寬度和截面積查圖得， 精餾段的停留時間提餾段的停留時間4.2.3溢流堰的高度 選用平直堰平直堰上的液流高度 精餾段 提餾段 E-液流收縮系數 液流收縮系數計算圖在范圍內，E近似取1 則 4.2.4安定區外堰前安定區 取內堰后安定區 取邊緣區 取4.3塔板布置4.3.

22、1浮閥孔徑取do=0.039m4.3.2篩孔排列篩孔按正三角形排列， 孔心距 取t=125mm開孔率 式中 -開孔面積， 4.3.3篩孔數的計算 取 則孔數： 4.4塔板的流體力學性能計算4.4.1氣相通過塔板的壓降氣相通過一塊塔板的壓降包括干板壓降,板上液層的有效阻力和鼓泡時克服液體表面張力的阻力,由于很小，一般忽略不計1）干板壓降 對于浮閥塔 閥全開前 閥全開后 則hd=0.0352）板上液層有效阻力 取 則板壓降 故上述假設單板壓降0.5KPa成立。4.4.2降液管內液面高度-液體通過降液管壓降，m液柱 -出口堰之間的液面梯度可忽略 取0.5 成立 可以防止液泛4.4.3漏氣點氣速 氣速

23、合適4.4.4霧沫夾帶量 取 合適4.5負荷性能圖4.5.1漏液線4.5.2霧沫夾帶線以F=80%為限4.5.3液相負荷下限線以作為規定最小流量的標準 4.5.4液相負荷上限線以5s作為流體在將壓管內停留時間的下限4.5.5液泛線 取 由 , 得 而 由上幾式得， 4.5.6負荷性能圖 操作彈性K=1.8÷0.5=3.64.6. 塔高計算4.6.1 塔頂空間塔的頂部空間指塔內最上層塔板與塔頂空間的距離。為利于出塔氣體夾帶的液滴沉降，其高度HD是指塔頂第一層塔盤到塔頂封頭的直線距離，通常取HD為（1.52.0）HT。取除沫器到第一塊板的距離為，故取塔頂空間為4.6.2塔底空間塔底空間是

24、指塔內最下層塔板到塔底間距。塔底儲液空間是依儲存液量停留38min而定的，塔底液面至最下層塔板之間保留12m。以保證塔底料液不致流空。塔的底部空間高度HB是指塔底最末一層塔盤到塔底下封頭切線的距離：(取t=5min，H=1.2m)則：4.6.3人孔數目人孔是安裝或檢修人員進出塔的唯一通道，人孔的設置應便于進入任何一層塔板，由于設置人孔處塔間距離大，且人孔設備過多會使制造時塔體的彎曲度難以達到要求， 對于D1000mm的板式塔， 每隔68塊塔板設置一個人孔；本塔中共20塊塔板，因此，在精餾段和提留段各設置一個人孔。每個孔直徑為，厚，筒體長250mm。在設置人孔處，板間距為850mm。4.6.4塔

25、高板式塔的塔高如圖9-1所示，塔體總高度由下式決定： 式中 HD塔頂空間，m；HB塔底空間，m；HT塔板間距，m；HT開有人孔的塔板間距，m； HF進料段板間距，m； Np實際塔板數；S 人孔數目（不包括塔頂空間和塔底空間的人孔） H1封頭高度；mH2裙座高度；m故H=1.4+(20-1-2)×0.4+2×(0.4+0.45)+0.5+1.2+0.4+3=15m五、輔助設備選型5.1進料管t=98.145.2塔頂出液管 查無縫鋼管標準，取塔頂出液管，則實際管徑，塔頂出液管實際流速 5.3回流管采用直管回流管,回流管的回流量,平均密度，塔頂液相平均摩爾質量則液體流量設u=2m

26、/s,則查無隙鋼管標準，取回流管規格 則管內直徑d=25mm回流管內實際流速5.4塔頂蒸汽接管塔頂汽相平均摩爾質量 塔頂汽相平均密度則蒸汽體積流量：取管內蒸汽流速則查無隙鋼管標準，取回流管規格146×6則實際管徑d=134mm5.5釜液排出管(冷凝器后)塔底 ，塔底汽相平均摩爾質量 體積流量：取管內流速則查無隙鋼管標準，取釜液排出管規格則實際管徑d=44mm釜液排出管實際流速5.6釜液排出管(冷凝器前)塔底溫度t=138.55 ，塔底汽相平均摩爾質量體積流量：取管內流速則查無隙鋼管標準，取釜液排出管規格則實際管徑d=47mm釜液排出管實際流速5.7塔釜進氣管，塔頂汽相平均摩爾質量 塔

27、釜蒸汽密度則塔釜蒸汽體積流量：取管內蒸汽流速則可取回流管規格152×7 則實際管徑d=138mm塔頂蒸汽接管實際流速5.8泵的選取取絕對粗糙度為：； 則相對粗糙度為：摩擦系數 由=0.029,取進料口位置高度：揚程：流量：故根據揚程流量可選擇P型屏蔽泵50CP-16 （流量12.5 揚程16）5.9冷凝器的計算塔頂溫度tD=84.8 冷凝水進口溫度t1=25 ，冷凝水出口溫度 t2=40 由圖查的t=84.8時，得塔頂被冷凝量 冷凝的熱量取傳熱系數則傳熱面積選型：，DN=900mm，管程數N=6 管子根數n=538，中心排管數26，管程流通面積0.0311，換熱管L=6000mm，換

28、熱面積249.2。5.10再沸器塔底溫度tw=138.55， 用壓力p=0.6MPa，t0=158.7的蒸汽。則 由圖查的t=138.55時，得則塔頂被冷凝量 冷凝的熱量取傳熱系數則傳熱面積選型：，DN=1100mm，管程數N=6 管子根數n=1380，中心排管數42，管程流通面積0.0406，換熱管L=9000mm，換熱面積733.1。DN/mmPN/MPa換熱面積/m211002.5733.15.11預熱器=20， 用壓力p=0.6MPa，t0=158.7的蒸汽。 由表格查的 時，則塔頂被冷凝量F=9850kg/h 冷凝的熱量：Q=F·CPM(t2-t1)=9850×1

29、.86×（98.14-20）=1.43×106kJ/h取傳熱系數則傳熱面積選型：，DN=500mm，管程數N=4 管子根數n=144，中心排管數15，管程流通面積0.0125，換熱管L=6000mm，換熱面積66.7。DN/mmPN/MPa換熱面積/m25002.566.7六、精餾塔的工藝設計計算結果總表項目符號單位計算數據精餾段提餾段各段平均壓強110.3120.3各段平均溫度84.8138.55平均流量氣相0.990.99液相0.004550.00455實際塔板數塊20板間距0.40.4塔的有效高度4.43.2塔徑1.41.4空塔氣速0.60990.6099塔板溢流形式單流型單流型溢流裝置溢流管型式平堰外堰前安定區Wsmm80邊緣區Wcmm50溢流堰寬度0.20.2管底與受液盤距離0.0210.021板上清液層高度0.050.05孔徑3939孔間距125125孔數個141開孔面積016840.1684浮閥氣速5.95.9塔板壓降0.4600.460液體在降液管中停留時間48.18811.22降液管內清液層高度0.117霧沫夾帶F%42.07負荷上限m3/s0.0102負荷下限m3/