化工原理课程设计分离苯甲苯筛板式精馏塔的设计(完整版).doc

化工原理课程设计分离苯甲苯筛板式精馏塔的设计（完整版）(文档可以直接使用，也可根据实际需要修改使用,可编辑 欢迎下载）天津商业大学食品科学与工程系化 工 原 理 课 程 设 计说 明 书 设计题目： 分离苯甲苯混合物3000kg/h的连续操作精馏装置 设计者：班级： 食品科学与工程1202班 姓名： 日期 2021年12月30日 设计指导人：签名： 日期 设计答辩成绩： 答辩委员会：签名 日期 化工原理课程设计任务书一、设计题目：分离苯甲苯混合物3000kg/h的连续操作精馏装置二、设计任务及操作条件1、设计任务生产能力（进料量）： 21.6 千吨年（3000kg/h）操作周期： 300×24 =7200 小时年进料组成： 50%（质量分率，下同）塔顶产品组成： 93%塔底产品组成： 2% 2、操作条件操作压力： 4kPa （塔顶表压）进料热状态： q=1 泡点进料 回流比： R=1.5单板压降： 0.7 kPa3、设备型式 筛板式 4、厂址 天津地区 目 录一 设计方案简介 .61、 概述精馏原理.62、 精馏流程的确定.73、 操作压强的选择.74、 设计计算.8二 精馏塔物料衡算.12 1、原料液及塔顶、塔底产品的摩尔分数.12 2、原料液及塔顶、塔底产品的平均摩尔质量.12 3、物料衡算.12三 塔板数的确定.12 1、理论板层数NT的求取.12 1. 1求最小回流比及操作回流比.12 1. 2求精馏塔的气，液相负荷.14 1. 3求操作线方程.14 1. 4逐板法计算理论板数.14 2、实际板层数的求取.14四 精馏塔的工艺条件及有关物性数据的计算.14 1、操作压力计算.14 2、操作温度计算.15 3、平均摩尔质量计算.15 4、平均密度计算.16 5、液体平均表面张力计算.17 6、液体平均粘度计算.18五 精馏塔塔体工艺尺寸计算.18 1、塔径的计算.18 2、精馏塔有效高度计算.20六 塔板主要工艺尺寸计算 .20 1、溢流装置计算.20 1. 1堰长lw. .20 1. 2溢流堰高度.20 1. 3弓形降液管宽度Wd和截面积At .21 1. 4降液管底隙高度h0. .21 2、塔板布置.22 2.1塔板的分块.22 2.2边缘区宽度确定.22 2.3开孔区面积计算.22 2.4筛孔计算及其排列.22七 筛板的流体力学验算.23 1、塔板压降.23 1.1干板阻力hc计算 .23 1.2气体通过液层的阻力h1计算 .24 1.3液体表面张力的阻力计算.24 2、液面落差 .25 3、液沫夹带 .25 4、漏液 .25 5、液泛 .,.25八 塔板负荷性能图.26 1、漏液线.26 2、液沫夹带线.27 3、液相负荷下限线 .27 4、液相负荷上限线 .28 5、液泛线.28九、总塔高、总压降.30十、 板式塔的结构与附属设备 .30十一、筛板塔设计计算结果摘要 .32十二、对本设计的评述.33参考文献. 34主要符号说明.34附图（工艺流程简图、主体设备设计条件图）.35一 设计方案简介精馏是利用从塔底部上升的含轻组分蒸气，与从塔顶部回流的含重组分液体逆流接触，同时进行多次部分汽化和部分冷凝，使原料得到分离的过程。同时进行多次部分汽化和部分冷凝是在精馏塔中实现的。塔板上有一层液体，气流经塔板被分散于其中成为气泡，气、液两相在塔板上接触，液相吸收了气相带入的热量。使液相中的易挥发组分汽化，由液相转移到气相；同时，气相放出了热量，使气相中的难挥发组分冷凝，由气相转移到液相。部分汽化和部分冷凝的同时进行是汽化、冷凝潜热相互补偿。精馏就是多次而且同时进行部分汽化和部分冷凝，使混合液得到分离的过程。精馏是气液两相之间的传质过程，而传质过程是由能提供气液两相充分接触的塔设备完成，并要求达到较高的传质效率。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两大类。板式塔内设置一定数量塔板，气体以鼓泡或喷射形式穿过板上液层进行质量、热量传递，气液相组成呈阶梯变化，属于逐级接触逆流操作过程。填料塔内装有一定高度的填料层，液体自塔顶填料表面下流，气体逆流而上，与液相接触进行质量、热量传递，气液相组成沿塔高连续变化，属于微分接触操作过程。这里选择的是板式塔。板式塔大致可分为两类：一类是有降液管的塔板，如泡罩、浮阀、筛板等；另一类是无降液管塔板，如栅板、穿流式波纹板等。工业上应用较多的是前者。这里，我们选择的是具有降液管的筛板塔。筛板塔是在塔板上钻有均匀分布的筛孔，上升气流经筛孔分散、鼓泡通过板上液层，形成气液密切接触的泡沫层（或喷射的液滴群）。筛板塔的优点是结构简单，制造维修方便，造价低，相同条件下生产能力高于浮阀塔。其缺点是稳定操作范围窄，小孔径筛板易堵塞，不适宜处理粘性大的、脏的和带固体粒子的液料。但设计良好的筛板塔仍具有足够的操作弹性，对易阻塞的物系可采用大孔径筛板。工业上对塔设备的主要要求：（1）生产能力大；（2）传质、传热效率高；（3）气流的摩擦阻力小；（4）操作稳定，适应性强，操作弹性大；（5）结构简单，材料耗用量小；（6）制造安装容易，操作维修方便。此外还要求不易堵塞、耐腐蚀等。实际上，任何塔设备都难以满足上述所有要求，因此，设计者应根据塔型特点、物系性质、生产工艺条件、操作方式、设备投资、操作与维修费用等技术经济评价以及设计经验等因素,依矛盾的主次，综合考虑选择适宜的塔型。1、设计方案的确定确定设计方案总的原则是在可能的条件下，尽量采用科学技术上的最新成就，使生产达到技术上最先进、经济上最合理的要求，符合优质、高产、安全、低消耗的原则。为此，必须具体考虑如下几点：（1）满足工艺和操作的要求所设计出来的流程和设备，首先必须保证产品达到任务规定的要求，而且质量要稳定，这就要求各流体流量和压头稳定，入塔料液的温度和状态稳定，从而需要采取相应的措施。其次所定的设计方案需要有一定的操作弹性，各处流量应能在一定范围内进行调节，必要时传热量也可进行调整。因此，在必要的位置上要装置调节阀门，在管路中安装备用支线。计算传热面积和选取操作指标时，也应考虑到生产上的可能波动。再其次，要考虑必需装置的仪表(如温度计、压强计，流量计等)及其装置的位置，以便能通过这些仪表来观测生产过程是否正常，从而帮助找出不正常的原因，以便采取相应措施。（2）满足经济上的要求要节省热能和电能的消耗，减少设备及基建费用。如前所述在蒸馏过程中如能适当地利用塔顶、塔底的废热，就能节约很多生蒸汽和冷却水，也能减少电能消耗。又如冷却水出口温度的高低，一方面影响到冷却水用量，另方面也影响到所需传热面积的大小，即对操作费和设备费都有影响。同样，回流比的大小对操作费和设备费也有很大影响。(3）保证安全生产例如苯属有毒物料，不能让其蒸汽弥漫车间。又如，塔是指定在常压下操作的，塔内压力过大或塔骤冷而产生真空，都会使塔受到破坏，因而需要安全装置。以上三项原则在生产中都是同样重要的。但在化工原理课程设计中，对第一个原则应作较多的考虑，对第二个原则只作定性的考虑，而对第三个原则只要求作一般的考虑。2、操作条件的确定确定设计方案是指确定整个精馏装置的流程、各种设备的结构型式和某些操作指标。例如组分的分离顺序、塔设备的型式、操作压力、进料热状态、塔顶蒸汽的冷凝方式等。下面结合课程设计的需要，对某些问题作些阐述。(1）操作压力的选择蒸馏操作通常可在常压、加压和减压下进行。确定操作压力时，必须根据所处理物料的性质，兼顾技术上的可行性和经济上的合理性进行考虑。例如，采用减压操作有利于分离相对挥发度较大组分及热敏性的物料，但压力降低将导致塔径增加，同时还需要使用抽真空的设备。对于沸点低、在常压下为气态的物料，则应在加压下进行蒸馏。当物性无特殊要求时，一般是在稍高于大气压下操作。但在塔径相同的情况下，适当地提高操作压力可以提高塔的处理能力。有时应用加压蒸馏的原因，则在于提高平衡温度后，便于利用蒸汽冷凝时的热量，或可用较低品位的冷却剂使蒸汽冷凝，从而减少蒸馏的能量消耗。(2)进料热状况的选择 进料状态与塔板数、塔径、回流量及塔的热负荷都有密切的联系。在实际的生产中进料状态有多种，但一般都将料液预热到泡点或接近泡点才送入塔中，这主要是由于此时塔的操作比较容易控制，不致受季节气温的影响。此外，在泡点进料时，精馏段与提馏段的塔径相同，为设计和制造上提供了方便。(3)加热方式的选择蒸馏釜的加热方式通常采用间接蒸汽加热，设置再沸器。有时也可采用直接蒸汽加热。然而，直接蒸汽加热，由于蒸汽的不断通入，对塔底溶液起了稀释作用，在塔底易挥发物损失量相同的情况下，塔底残液中易挥发组分的浓度应较低，因而塔板数稍有增加。采用直接蒸汽加热时，加热蒸汽的压力要高于釜中的压力，以便克服蒸汽喷出小孔的阻力及釜中液柱静压力。(4)回流比的选择 回流比是精馏操作的重要工艺条件，其选择的原则是使设备费用和操作费用之和最低。设计时，应根据实际需要选定回流比，也可参考同类生产的经验值选定。必要时可选用若干个R值，利用吉利兰图（简捷法）求出对应的理论板数N，作出NR曲线，从中找出适宜操作回流比R，也可作出R对精馏操作费用的关系线，从中确定适宜回流比R。3、设计方案的选定及基础数据的搜集本设计任务为分离苯一甲苯混合物。由于对物料没有特殊的要求，可以在常压下操作。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人精馏塔内。塔顶上升蒸气采用全凝器冷凝，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2倍。塔底设置再沸器采用间接蒸汽加热，塔底产品经冷却后送至储罐。其中由于蒸馏过程的原理是多次进行部分汽化和冷凝，热效率比较低，但塔顶冷凝器放出的热量很多，但其能量品位较低，不能直接用于塔釜的热源，在本次设计中设计把其热量作为低温热源产生低压蒸汽作为原料预热器的热源之一，充分利用了能量。塔板的类型为筛板塔精馏，筛板塔塔板上开有许多均布的筛孔，孔径一般为38mm，筛孔在塔板上作正三角形排列。图1是板式塔的简略图图1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（2：例11附表2）温度80.1859095100105液相中苯的摩尔分率1.0000.7800.5810.4120.2580.130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(1：附录图7)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(1：附录图8)温度()8090100110120苯,kg/814805791778763甲苯,kg/809801791780768表6 液体粘度µ（1：）温度()8090100110120苯（mP.s）0.3080.2790.2550.2330.215甲苯（mP.s）0.3110.2860.2640.2540.228表7常压下苯甲苯的气液平衡数据温度t液相中苯的摩尔分率X气相中苯的摩尔分率y110.560.000.00109.911.002.50108.793.007.11107.615.0011.2105.0510.020.8102.7915.029.4100.7520.037.298.8425.044.297.1330.050.795.5835.056.694.0940.061.992.6945.066.791.4050.071.390.1155.075.580.8060.079.187.6365.082.586.5270.085.785.4475.088.584.4080.091.283.3385.093.682.2590.095.981.1195.098.080.6697.098.880.2199.099.6180.01100.0100.0二 精馏塔的物料衡算 1）原料液及塔顶，塔底产品的摩尔分数 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 35.48=D+W 苯物料衡算 联立解得 D=20.03kmol/h W=15.45kmol/h三、塔板数确定1) 理论版层数的求取1求最小回流比及操作回流比由表6中给出的常压下苯甲苯的气液平衡数据温度，8018590951001051106苯PA°kPa10133116913551557179220422400甲苯PB kPa40046054063374386010133利用公式 ; 得出下表：温度t/80.284889296100104108110.4xA1.0 0.83 0.639 0.508 0.376 0.255 0.1550.0580yA1.0 0.93 0.82 0.72 0.596 0.452 0.3040.1280绘出xy图，见图2图2 苯-甲苯气液平衡相图 采用作图法求最小回流比。在图2中对角线上，自然点e（0.541,0.541）作垂线ef即为进料线（q线），该线与平衡线的交点坐标为 ， 故操作回流比为 =0.98 操作回流比为 R=1.5312求精馏塔的气、液相负荷 Kmol/h Kmol/h Kmol/h Kmol/h3求操作线方程精馏段操作线方程为提馏段操作线方程为得 4.图解法求解理论板数 如图2所示，求解结果为总理论板层数 进料板位置 2） 实际板层数的求取查表得各组分黏度1=0.269，2=0.277L =XF1+（1-XF）2=0.541×0.269+（1-0.541）×0.277=0.273ET=0.49（*L）-0.245=0.54精馏段实际板层数 取8块 提馏段实际板层数 取15块所需总实际板数为23块（包括再沸器），精馏段需8块板,第9块加料四、精馏塔的工艺条件及有关物性数据的计算（以精馏段为例进行计算，下同） 1）操作压力计算 塔顶操作压力 塔底操作压力 =0.7*23+105.3=121.41 kPa 每层塔板压降 进料板压力 精馏段平均压力2）操作温度计算依据操作压力，由泡点方程通过试差法计算出泡点温度，其中苯、甲苯的饱和蒸汽压由安托尼方程计算。塔顶温度计算：lgPA*=6.032-1206.35/(t+220.24)lgPB*=6.078-1343.94/(t+219.58)由 ， 得P总= PA*0.94+PB*0.006试差法算出tD=82.1同理计算塔釜和进料板温度，计算结果如下： 塔顶温度 0C 进料板温度 0C 塔釜温度 =103.2 精馏段平均温度 =（ 82.193.9）/2 = 883）平均摩尔质量计算 由 kg/kmol kg/kmol进料板平均摩尔质量计算 kg/kmol kg/kmol塔底平均摩尔质量计算由 xw=0.023 kg/kmol kg/kmol精馏段平均摩尔质量 kg/kmol kg/kmol4)平均密度计算1.气相平均密度计算 由理想气体状态方程式计算，精馏段的平均气相密度即 2.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 根据手册数据得出函数yA=-1.29x+919.2yB=-1.03x+892.8带入 0C， 得出 kg/ kg/kmol 同理 进料板液相平均密度的计算：由 ,查手册得 kg/ kg/进料板液相的质量分数为 kg/塔底液相平均密度 kg/精馏段液相平均密度为 kg/kmol5）液体平均表面张力计算 液相平均表面张力依计算 塔顶液相平均表面张力的计算 根据手册数据得出函数yA=-0.125x+31.24yB=-0.11x+30.5带入 0C，得出 同理 进料板液相平均表面张力 LFm=19.52 mN/m塔底液相平均表面张力 Lwm=19.46mN/m精馏段液相平均表面张力为 Lm=（21.25+19.52）/2=20.39mN/m6）液相平均年黏度的计算 液相平均粘度依计算 塔顶液相平均粘度的计算根据手册数据得出函数yA=-0.0023x+0.49yB=-0.002x+0.4666带入 0C， mPa·s mPa·s 解出 同理 进料板液相平均