2022年苯甲苯筛板精馏塔的设计方案 .pdf

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1、1 / 30 淮 阴 工 学 院课程设计说明书作者 : 学 号：系 (院: 专业: 题目 : 苯-甲苯筛板精馏塔的设计指导者：2018 年6 月精选学习资料 - - - - - - - - - 名师归纳总结 - - - - - - -第 1 页，共 30 页2 / 30 化工原理课程设计说明书中文摘要精馏是利用混合液中组分挥发度的差异，实现组分高纯度分离的多级蒸馏操作，即同时实现多次部分汽化和部分冷凝的过程。实现精馏操作的主体设备是精馏塔。塔设备是能够实现蒸馏的气液传质设备，广泛应用于化工、石油化工、石油等工业中，其结构形式基本上可以分为板式塔和填料塔两大类。我国石油工业具有一定的水平，但还是

2、一个发展中的国家,摆在我们石油工作者面前的任务是繁重的。因此必须坚持独立自主、自力更生，革新挖潜，全面提高，综合利用，大搞化工原料，赶超世界先进水平。关键词：精馏塔 塔板 苯甲苯塔板负荷精选学习资料 - - - - - - - - - 名师归纳总结 - - - - - - -第 2 页，共 30 页3 / 30 淮 阴 工 学 院化 工 原 理 课 程 设 计 任 务 书专业： 化学工程与工艺班级：姓名：学号：设计日期： 2018年 6 月 21 日 至 2018 年 7 月 2 日设计题目：苯 -甲苯筛板精馏塔的设计设计条件：进料量F = 160 kmol/h 进料组成= 0.55 流动，气

3、体两相密切接触进行传热与传质。在正常操作过程中，气相为连续相，液相为分散相，气相组成呈连续变化，属于微分接触逆流操作过程。1.2 塔设备在化工生产中的作用和地位精馏过程的实质是利用混合物中各组分具有不同的挥发度。即在同一温度下，各组分的饱和蒸汽压不同这一性质，使液相中的轻组分转移到汽相中，汽相中的重组分转移到液相中，从而达到分离的目的。因此精馏塔操作弹性的好坏直接关系到石油化工企业的经济效益。在化工生产中，塔设备的性能对于整个装置的产品产量、质量、生产能力和消耗定额，以及三废处理和环境保护等各个方面，都有非常重大的影响。精选学习资料 - - - - - - - - - 名师归纳总结 - - -

4、 - - - -第 8 页，共 30 页9 / 30 1.3 设计条件进料量每小时 160 千摩尔，原料中含苯55% 摩尔分率），以沸点状态送入塔内。要求塔顶馏出物含苯96% 摩尔分率），塔釜残液中含苯不大于4% ，操作回流比取最小回流比的2.5 倍。1.4 问题研究本设计是针对苯甲苯的分离而专门设计的塔设备。根据设计条件以及给出的数据描述出塔温度的分布，求得最小回流比以及塔顶的相对挥发度、塔釜的相对挥发度、全塔平均相对挥发度，又根据物料平衡公式分别计算出精馏段和提馏段的汽、液两相的流量。之后，计算塔板数、塔径等。根据这些计算结果进行了塔板结构的设计等。计算和设计这些之后进行了有关的力学性能计

5、算和一系列的校核。2板式塔的设计2.1 工业生产对塔板的要求 ：通过能力要大，即单位塔截面能处理的气液流量大。塔板效率要高。塔板压力降要低。操作弹性要大。结构简单，易于制造。在这些要求中，对于要求产品纯度高的分离操作，首先应考虑高效率；对于处理量大的一般性分离如原油蒸馏等），主要是考虑通过能力大。22 设计方案的确定22.1 装置流程的确定精馏装置包括精馏塔，原料预热器，再沸器，冷凝器，釜液冷却器和产品冷却器等设备。蒸馏过程按操作方式不同，可分为连续精馏和间歇精馏两种流程。在本次的设计中，是为分离苯甲苯混合物。对于二元混合物的分离，应该采用连续精馏流程。2.2.2 操作压力的选择蒸馏过程按操作

6、压力不同，可分为常压蒸馏，减压蒸馏和加压蒸馏。一般除热敏性物系外，凡通过常压分离要求，并能用江河水或循环水将馏出物冷凝下来的物系，都应采用常压精馏。根据本次任务的生产要求，应采用常压精馏操作。2.2 3 进料热状况的选择蒸馏操作有五种进料热状况，它的不同将影响塔内各层塔板的汽、液相负荷。工业上多采用接近泡点的液体进料和饱和液体进料，通常用釜残液预精选学习资料 - - - - - - - - - 名师归纳总结 - - - - - - -第 9 页，共 30 页10 / 30 热原料。所以这次采用的是泡点进料。2.2.4 加热方式的选择由于采用泡点进料，将原料液加热至泡点后送入精馏塔内。塔顶上升蒸

7、汽采用全凝气冷凝，冷凝液在泡点下一部分回流至塔内，其余部分经产品冷却后送至储罐。2.2.5 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。苯甲苯混合液是属易分离物系，最小回流比较小，故操作回流比取最小回流比的2.0 倍。塔釜采用间接蒸汽加热，塔顶产品经冷却后送至储罐。3 工艺流程图板式塔主要由筒体、封头、塔内构件包括塔板、降液管和受液盘）、人孔、进出口管和群座等组成。按照塔内气、液流动的方式，可将塔板分为错流与逆流塔板两类。工业应用以错流式塔板为主，常用的由泡罩塔、筛板塔、浮阀塔等。此次设计按照要求选用筛板塔来分离苯- 甲苯系。精选学习资料 - - -

8、 - - - - - - 名师归纳总结 - - - - - - -第 10 页，共 30 页11 / 30 4工艺计算及主体设备的计算4.1 精馏塔的物料衡算苯的摩尔质量 =78.11 kg/kmol 甲苯的摩尔质量 =93.13 kg/kmol原料处理量 F=160 kmol/h 进料苯的摩尔分率=0.55 塔顶苯的摩尔分率=0.96 塔顶易挥发组分的回收率=94% 总物料衡算： F = D + W 易挥发 苯）组分衡算：塔顶易挥发组分 苯）的回收率：=联立解得4.2 塔板数的确定4.2.1 理论板层数的求取苯- 甲苯属理想物系，可采用图解法求理论板层数。由手册查得苯 - 甲苯物系的气液平衡

9、数据，绘出x-y 图，见图 1。求最小回流比及操作回流比采用作图法求最小回流比。在图1 中对角线上，自点e，该线与平衡线的交点坐标为= 0.75 = 0.55故最小回流比为精选学习资料 - - - - - - - - - 名师归纳总结 - - - - - - -第 11 页，共 30 页12 / 30 R=取操作回流比为 R=2=21.05=2.1 求精馏塔的气、液相负荷求操作线方程精馏段操作线方程提留段操作线方程图解法求理论塔板数采用图解法求理论塔板数，如图1 所示。求解结果为：总理论板层数 N = 10.5(包括再沸器 进料板位置 N = 5 精选学习资料 - - - - - - - -

10、- 名师归纳总结 - - - - - - -第 12 页，共 30 页13 / 30 图 1 图解法求理论板层数4.2.2 实际板层数的求解精馏段实际板层数N= 提留段实际板层数N =4.3 精馏塔的工艺条件及有关物性数据计算以精馏段为例进行计算4.3.1 操作压力的计算设塔顶表压 P表= 4 kPa 塔顶操作压力 PD = 101.3 + 4 =105.3 kPa 每层塔板压降P = 0.7 kPa 进料板压力 PF = kPa 精馏段的平均压力 kPa 精选学习资料 - - - - - - - - - 名师归纳总结 - - - - - - -第 13 页，共 30 页14 / 30 4.3

11、.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、甲苯的饱和蒸气压由安托尼方程计算，计算过程略。计算结果如下：塔顶温度 tD82.1 进料板温度 t=泡点温度确定在 110.9kPa 下溶液的泡点需采用试差法。经过几次试差后，得到泡点 t = 92 进料板温度 t = 92 精馏段平均温度 t82.l 92）/2 = 87.054.3.3 平衡摩尔质量的计算塔顶平均摩尔质量计算由 x= y = 0.96, 查平衡曲线 92.13 = 78.67kg/kmolM =0.889 78.11 + (1-0.889 92.13 = 79.67kg/kmol进料板平均摩尔质量计

12、算由图解理论板 ( 见图 1，得y = 0.702 查平衡曲线 92.13 =82.29kg/kmolM =0.495 78.11 + (1-0.495 92.13 = 85.19kg/kmol 精馏段平均摩尔质量M = ( 78.67+82.29 /2 = 80.48kg/kmolM = (79.67 + 85.19 / 2 = 82.43kg/kmol 精选学习资料 - - - - - - - - - 名师归纳总结 - - - - - - -第 14 页，共 30 页15 / 30 4.3.4 平均密度的计算气相平均密度计算由理想气体状态方程计算，即= = = 2.91kg/m液相平均密度

13、计算液相平均密度依下式计算，即塔顶液相平均密度的计算由 t82.1，查手册得 = 812.7 kg/m = 807.9 kg/m = =812.5kg/m进料板液相平均密度的计算由 tF92，查手册得= 734.1kg/m = 734.3 kg/m进料板液相的质量分率a = = 0.454 精馏段液相平均密度为=812.5+734.2 ）/2= 773.35kg/m34.3.5 液体平均表面张力计算液相平均表面张力依下式计算，即塔顶液相平均表面张力的计算由 tD82.1，查手册得精选学习资料 - - - - - - - - - 名师归纳总结 - - - - - - -第 15 页，共 30 页

14、16 / 30 =21.24 mN/m =21.42 mN/m= 0.960.0421.42 = 21.25mN/m 进料板液相平均表面张力的计算由 tF92，查手册得=19.82mN/m =20.61mN/m精馏段液相平均表面张力为=+ (1-0.96 lg(0.306=0.302 mPa s进料板液相平均粘度的计算由 tF92，查手册得 =0.276 mPa s =0.283 mPa s= 0.495 lg(0. 276+ (1-0.495 lg(0. 283 =0.280 mPa s精馏段液相平均表面张力为 = 0.302 +0.280）/2 = 0.291mPa ?s 4.4 精馏塔的

15、塔体工艺尺寸计算4.4.1 塔径计算精选学习资料 - - - - - - - - - 名师归纳总结 - - - - - - -第 16 页，共 30 页17 / 30 精馏段的气、液相体积流率为V = = L = = 由 u = C式中 C由式 5-5 计算，其中的由图 5-1 查取，图的横坐标为( = ( = 0.0426 取板间距 H =0.40m，板上液层高度h = 0.06m, 则H- h = 0.40-0.06 = 0.34m 查图 5-1 得，C = 0.075C = C( = 0.075( = 0.0755 u = 0.0755 = 1.228 m/s 取安全系数为 0.7 ，则

16、空塔系数为u = 0.7 u= 0.71.228 = 0.860D = =按标准塔径圆整后为D1.8m 塔截面积为A = D = 1.8=2.543 m实际空塔系数为u = 4.4.2 精馏塔有效高度的计算精馏段有效高度为精选学习资料 - - - - - - - - - 名师归纳总结 - - - - - - -第 17 页，共 30 页18 / 30 Z精= 0.4=2.8m 提馏段有效高度为Z提 = N提 -1 ）HT= 5s 故降液管设计合理。降液管底隙高度取=0.16m/s 0.042-0.0282=0.0138m 0.006m 故降液管底隙高度设计合理选用凹形受液盘，深度=50mm 4

17、.5.2 塔板布置塔板的分块因 D 800mm ，故塔板采用分块式。查表5-3 得，塔极分为 5块。边缘区宽度确定取 W = W = 0.065m , W = 0.035m 开孔区面积计算开孔区面积Aa按式 5-12 计算，即其中 x= - (W+ W = - (0.223+0.065 = 0.612m r =- W = -0.035 = 0.865m 故 A = 2(0.612+sin= 1.924m筛孔计算及其排列精选学习资料 - - - - - - - - - 名师归纳总结 - - - - - - -第 19 页，共 30 页20 / 30 本设计所处理的物系无腐蚀性，可选用3 mm 碳

18、钢板，取筛孔直径5 mm。筛孔按正三角形排列，取孔中心距t 为t 33 5 15mm 筛孔数目 n 为n = = =9876 个开孔率为 = 0.907） = 0.907 ( =0.0359m 液柱气体通过液层的阻力计算 气体通过液层的阻力h1由式 5-20 计算，即u = = = 0.870m/s F = 0.87 = 1.484kg/(s m 查图 5-11，得=0.59 精选学习资料 - - - - - - - - - 名师归纳总结 - - - - - - -第 20 页，共 30 页21 / 30 故 h=h = (hh = 0.59(0.042 + 0.018=0.0354m液柱液体

19、表面张力的阻力计算液体表面张力所产生的阻力由式 5-23 计算，即h = = =0.0022m液柱气体通过每层塔板的液柱高度hp 可按下式计算，即h = 0.0359+0.0354+0.0022 = 0.0735m液柱气体通过每层塔板的压降为P = hg= 0.0735773.359.81= 557.6Pa 4.6.2 液面落差对于筛板塔，液面落差很小，且本例的塔径和液流量均不大，故可忽略液面落差的影响。4.6.3 液沫夹带 液沫夹带量由式 5-24 计算，即h =2.5h = 2.50.06 =0.15m故 = = 0.015kg 液/kg 气u稳定系数为K=1.857 1.5 故在本设计中

20、无明显漏液4.6.5 液泛为防止塔内发生液泛，降液管内液层高应服从式 5-32 的关系，即苯一甲苯物系属一般物系，取0.5 ，则=0.5(0.40+0.042=0.221m 而板上不设进口堰，可由式 5-30 计算，即h=0.513=0.153(0.16=0.00392m液柱H =0.0735+0.06+0.00392=0.137m 液柱故在本设计中不会发生液泛现象4.7. 塔板负荷性能图4.7.1 漏液线由h =E(得精选学习资料 - - - - - - - - - 名师归纳总结 - - - - - - -第 22 页，共 30 页23 / 30 =4.40.7720.1011.924整理得

21、在操作范围内，任取几个Ls 值，依上式计算出 Vs 值，计算结果列于表1 表 1 L ,m /s 0.0006 0.0015 0.0030 0.0045 V m /s, 1.044 1.069 1.101 1.127 由上表数据即可作出漏液线l 4.7.2 液沫夹带线以0.1kg 液/kg 气为限，求 Vs-Ls 关系如下由u= = =0.424Vh =0.042 h= = 0.594L故 h= 0.105 +1.485LH- h=0.295-1.485Le =0.1 精选学习资料 - - - - - - - - - 名师归纳总结 - - - - - - -第 23 页，共 30 页24 /

22、30 整理得在操作范围内，任取几个Ls 值，依上式计算出 Vs 值，计算结果列于表2 表 2 L ,m /s 0.0006 0.0015 0.0030 0.0045 V m /s, 4.237 4.1043.9343.791由上表数据即可作出液沫夹带线2 4.7.3 液相负荷下限线对于平直堰，取堰上液层高度=0.006m作为最小液体负荷标准。由式 5-7 得h= =0.006 取 E=1，则L= ( = 0.00102 据此可作出与气体流量无关的垂直液相负荷下限线3。4.7.4 液相负荷上限线 以 4s 作为液体在降液管中停留时间的下限=4 故 L=0.0184 m /s 据此可作出与气体流量

23、元关的垂直液相负荷上限线4。4.7.5 液泛线令由；联立得忽略，将与 LS，与 LS，与 VS的关系式代人上式，并整理得式中=b=H +(- -1h精选学习资料 - - - - - - - - - 名师归纳总结 - - - - - - -第 24 页，共 30 页25 / 30 c =0.153/(lh d=2.84(1+将有关数据代入，得=0.00853 b=0.5=0.154 c= 135.86 d=2.84=0.945 故 0.00853=0.154-135.86-0.945或=18.05-15927.3-110.79在操作范围内，任取几个Ls 值，依上式计算出Vs 值，计算结果列于表3

24、表 3 L ,m /s 0.0006 0.0015 0.0030 0.0045 V m /s, 4.154 4.070 3.950 3.835由上表数据即可作出液泛线根据以上各线方程，可作出筛板塔的负荷性能图，如图所示精选学习资料 - - - - - - - - - 名师归纳总结 - - - - - - -第 25 页，共 30 页26 / 30 在负荷性能图上，作出操作点A，连接 OA ，即作出操作线。由图可看出，该筛板的操作上限为液泛控制，下限为漏液控制。由图2 查得故操作弹性为所设计筛板的主要结果汇总于表4 序号工程数值序号工程数值1 平均温度tm,87.05 17 边缘区宽度 ,m 0

25、.035 2 平均压力pm,kPa 108.1 18 开孔区面积 ,m21.924 3 气相流量VS,(m3/s 2.053 19 筛孔直径 ,m 0.005 4 液相流量LS,(m3/s 0.00536 20 筛孔数目9876 5 塔的有效高度Z,m 10 21 孔中心距 ,m 0.015 6 实际塔板数21 22 开孔率 ,% 10.1 7 塔径 ,m 10 23 空塔气速 , m/s 0.807 8 板间距0.4 24 筛孔气速 , m/s 10.56 9 溢流型式单溢流25 稳定系数1.857 10 降液管型式弓型26 单板压降 ,kPa 0.629 11 堰长 ,m 1.19 27

26、负荷上限液泛控制12 堰高 ,m 0.042 28 负荷下限漏夜控制13 板上液层高度 ,m 0.06 29 液沫夹带 ,kg 液/kg 气0.015 14 堰上液层高度 ,m 0.018 30 气相负荷上限 , m3/s 3.334 15 降液管底隙高度,m 0.0282 31 气相负荷下限 , /s 1.105 精选学习资料 - - - - - - - - - 名师归纳总结 - - - - - - -第 26 页，共 30 页27 / 30 16 安定区宽度 ,m 0.065 32 操作弹性3.017 5. 辅助设备的草图及选型5.1 回流冷凝器按冷凝器与塔的位置，可分为：整体式、自流式和

27、强制循环式。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。图 3 冷凝器的型式2）自流式如图 3c）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。3）强制循环式如图 3d）、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。精选学习资料 - - - - - - - - - 名师归纳总结 - - - - -

28、 - -第 27 页，共 30 页28 / 30 需指出的是，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。 5.2再沸器精馏塔底的再沸器可分为：釜式再沸器、热虹吸式再沸器及强制循环再沸器。1）釜式式再沸器如图 4a）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

29、于小设备，管束上方至少有300mm 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。2）热虹吸式再沸器如图 4c）、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。3）强制循环再沸器如图 4 中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

30、循环量。原料预热器和产品冷却器的型式不象塔顶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。精选学习资料 - - - - - - - - - 名师归纳总结 - - - - - - -第 28 页，共 30 页29 / 30 图 4 再沸器的型式结束语在这次课程设计中，在老师的帮助下，我们学到了很多知识，也认识到理论与实践是有差别的。既而，提升了我们对“理论高于实践，源于实践”的理解。我们认识到，作为化学工程与工艺专业的学生，不仅要学好化工原理，而且还要兼顾物理、化学、计算机等相关自然科学，来提升专业知识，为以后的工作打下坚实的基础。整个设计过程中要注意的问题很多，尤其是一些细节性的问题，

31、否则“细节影响全局”。因而考虑问题的全面详细是至关重要的。通过设计，我们对化工原理课程的重要性有了更为深刻的认识，知道了工程设计人员的脑力工作之重、工作量之大。同时，也知道了什么叫工程进度。还有，原理的了解需要有一定的过程。在了解了原理后，验算数据也是相当繁琐的：数据是一环套一环的，有时一个数据的错误，会使后面的数据无法继续进行验算。这就对我们的计算能力和严谨的科学态度提出了高要求。要想核算精选学习资料 - - - - - - - - - 名师归纳总结 - - - - - - -第 29 页，共 30 页30 / 30 成功不仅要对相关的专业知识掌握娴熟，还要会查手册，会运用制图软件AutoC

32、AD 等等。由于能力以及实践还有许多不足，所以在整个设计过程中，难免有些不成熟和欠妥之处。最后，感谢胡涛老师，周伟老师对本课程设计的帮助。参考文献1. 朱有庭于浦义，化工设备设计手册上册），北京，化学工业出版社，2005.6 2朱有庭于浦义，化工设备设计手册下册），北京，化学工业出版社，2005.6 3. 柴成敬，化工原理 下册），天津，高等教育出版社，2006,1 4. 贾绍义，化工原理课程设计，天津，天津大学出版社，2002 5. 潘池林， AutoCAD 2005 实用教程，合肥，中国科学技术大学出版社，2006.9 6. 蔡纪宁、张秋翔，化工设备机械基础课程设计指导书化学工业出版社，2000 年 6 月7. 化工设备设计全书编辑委员会编 塔设备设计上海科学技术出版社出版 1998 年8. 全国压力容器标准化委员会编 GB150-98钢制压力容器出版 1998 年9. 中华人民共和国行业标准，HG20583-98钢制化工容器结构设计规定，出版1998 10. 中华人民共和国行业标准，HG20593-97钢制管法兰、垫片、紧固件，出版1997 精选学习资料 - - - - - - - - - 名师归纳总结 - - - - - - -第 30 页，共 30 页