苯-甲苯精馏塔课程设计.pdf

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1、课程设计任务书 一、课题名称 苯甲苯混合体系分离过程设计 二、课题条件(原始数据)1、设计方案得选定 原料:苯、甲苯 年处理量:1800 原料组成（甲苯得质量分率):0、5 塔顶产品组成:塔底产品组成:、操作条件 操作压力:常压 进料热状态:泡点进料 冷却水：20 加热蒸汽:0、2MPa 塔顶为全凝器,中间泡点进料,连续精馏 3、设备型式:筛板塔 三、设计内容 1、概述 2、设计方案得选择及流程说明、塔板得计算(板式塔)4、主要设备工艺尺寸设计 板式塔:(）塔径及提馏段塔板结构尺寸得确定 (2)塔板得流体力学校核 (3)塔板得负荷性能图 (4)总塔高、总压降及接管尺寸得确定 5、辅助设备选型与

2、计算(泵、塔顶冷凝器与塔釜再沸器)6、设计结果汇总 7、工艺流程图 设计内容 摘要：精馏就就是分离液体混合物最常用得一种单元操作，在化工炼油石油化工等工业中得到广泛得应用。本设计得题目就就是苯甲苯二元物系板式精馏塔得设计。在确定得工艺要求下,确定设计方案,设计内容包括精馏塔工艺设计计算,塔辅助设备设计计算,精馏工艺过程流程图,精馏塔设备结构图，设计说明书。关键词:板式塔;苯-甲苯；工艺计算；结构图 一、简介 塔设备就就是炼油、化工、石油化工等生产中广泛应用得气液传质设备。根据塔内气液接触部件得结构型式,可分为板式塔与填料塔。板式塔内设置一定数目得塔板，气体以鼓泡或喷射形式穿过板上液层进行质热传

3、递,气液相组成呈阶梯变化,属逐级接触逆流操作过程。填料塔内装有一定高度得填料层,液体自塔顶沿填料表面下流,气体逆流向上(也有并流向下者)与液相接触进行质热传递,气液相组成沿塔高连续变化,属微分接触操作过程。工业上对塔设备得主要要求就就是:(1）生产能力大；()传热、传质效率高；（)气流得摩擦阻力小；(4)操作稳定,适应性强，操作弹性大;(5)结构简单,材料耗用量少;(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。板式塔大致可分为两类:(1)有降液管得塔板,如泡罩、浮阀、筛板、导向筛板、新型垂直筛板、蛇形、S 型、多降液管塔板；(2)无降液管得塔板,如穿流式筛板（栅板)、穿流式

4、波纹板等。工业应用较多得就就是有降液管得塔板,如浮阀、筛板、泡罩塔板等。苯得沸点为 80、,熔点为 5、,在常温下就就是一种无色、味甜、有芳香气味得透明液体,易挥发。苯比水密度低，密度为 0、88g/ml,但其分子质量比水重。苯难溶于水，1 升水中最多溶解、g 苯;但苯就就是一种良好得有机溶剂,溶解有机分子与一些非极性得无机分子得能力很强。甲苯就就是最简单,最重要得芳烃化合物之一。在空气中,甲苯只能不完全燃烧,火焰呈黄色。甲苯得熔点为-95，沸点为11。甲苯带有一种特殊得芳香味(与苯得气味类似)，在常温常压下就就是一种无色透明,清澈如水得液体,密度为 0、86 克/厘米 3，对光有很强得折射作

5、用(折射率：1,49)。甲苯几乎不溶于水（0,52 g),但可以与二硫化碳，酒精,乙醚以任意比例混溶,在氯仿,丙酮与大多数其她常用有机溶剂中也有很好得溶解性。甲苯得粘性为 0，6 ma s,也就就就是说它得粘稠性弱于水。甲苯得热值为 40、940 kJkg，闪点为 4,燃点为 535。分离苯与甲苯，可以利用二者沸点得不同,采用塔式设备改变其温度,使其分离并分别进行回收与储存。板式精馏塔、浮法塔都就就是常用得塔类型,可以根据不同塔各自特点选择所需要得塔。筛板就就是在塔板上钻有均布得筛孔，呈正三角形排列。上升气流经筛孔分散、鼓泡通过板上液层,形成气液密切接触得泡沫层（或喷射得液滴群)。筛板塔就就是

6、932年提出得,当时主要用于酿造,其优点就就是结构简单,制造维修方便,造价低,气体压降小，板上液面落差较小，相同条件下生产能力高于浮阀塔,塔板效率接近浮阀塔。其缺点就就是稳定操作范围窄,小孔径筛板易堵塞,不适宜处理粘性大得、脏得与带固体粒子得料液。但设计良好得筛板塔仍具有足够得操作弹性，对易引起堵塞得物系可采用大孔径筛板，故近年我国对筛板得应用日益增多，所以在本设计中设计该种塔型。二、设计方案得确定、1操作条件得确定 确定设计方案就就是指确定整个精馏装置得流程、各种设备得结构型式与某些操作指标。例如组分得分离顺序、塔设备得型式、操作压力、进料热状态、塔顶蒸汽得冷凝方式等。下面结合课程设计得需要

7、,对某些问题作些阐述。、1、操作压力 蒸馏操作通常可在常压、加压与减压下进行。确定操作压力时,必须根据所处理物料得性质,兼顾技术上得可行性与经济上得合理性进行考虑。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得物料,但压力降低将导致塔径增加,同时还需要使用抽真空得设备。对于沸点低、在常压下为气态得物料,则应在加压下进行蒸馏。当物性无特殊要求时,一般就就是在稍高于大气压下操作。但在塔径相同得情况下,适当地提高操作压力可以提高塔得处理能力。有时应用加压蒸馏得原因，则在于提高平衡温度后,便于利用蒸汽冷凝时得热量，或可用较低品位得冷却剂使蒸汽冷凝,从而减少蒸馏得能量消耗。2、1、进料状态 进

8、料状态与塔板数、塔径、回流量及塔得热负荷都有密切得联系。在实际得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,这主要就就是由于此时塔得操作比较容易控制,不致受季节气温得影响。此外，在泡点进料时,精馏段与提馏段得塔径相同,为设计与制造上提供了方便。2、3 加热方式 蒸馏釜得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,由于蒸汽得不断通入,对塔底溶液起了稀释作用,在塔底易挥发物损失量相同得情况下,塔底残液中易挥发组分得浓度应较低，因而塔板数稍有增加。采用直接蒸汽加热时,加热蒸汽得压力要高于釜中得压力,以便克服蒸汽喷出小孔得阻力及釜中液

9、柱静压力。对于苯-甲苯溶液，一般采用1、2、0KPa(表压)。、2 确定设计方案得原则 确定设计方案总得原则就就是在可能得条件下,尽量采用科学技术上得最新成就,使生产达到技术上最先进、经济上最合理得要求,符合优质、高产、安全、低消耗得原则。为此,必须具体考虑如下几点:2、2、1 满足工艺与操作得要求 所设计出来得流程与设备,首先必须保证产品达到任务规定得要求,而且质量要稳定，这就要求各流体流量与压头稳定,入塔料液得温度与状态稳定,从而需要采取相应得措施。其次所定得设计方案需要有一定得操作弹性,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,在必要得位置上要装置调节阀门，在管路

10、中安装备用支线。计算传热面积与选取操作指标时,也应考虑到生产上得可能波动。再其次,要考虑必需装置得仪表(如温度计、压强计,流量计等)及其装置得位置,以便能通过这些仪表来观测生产过程就就是否正常,从而帮助找出不正常得原因，以便采取相应措施。2、2、2 满足经济上得要求 要节省热能与电能得消耗,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、塔底得废热,就能节约很多生蒸汽与冷却水，也能减少电能消耗。又如冷却水出口温度得高低,一方面影响到冷却水用量，另方面也影响到所需传热面积得大小,即对操作费与设备费都有影响。同样,回流比得大小对操作费与设备费也有很大影响。2、3 保证安全生产 例如苯属

11、有毒物料,不能让其蒸汽弥漫车间。又如,塔就就是指定在常压下操作得,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就就是同样重要得。但在化工原理课程设计中,对第一个原则应作较多得考虑,对第二个原则只作定性得考虑，而对第三个原则只要求作一般得考虑。三、塔体计算 3、设计方案得确定 本设计采用连续精馏流程,饱与液体进料。塔顶上升蒸汽采用全凝器冷凝,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。该物系属于易分离物系，最小回流比比较小,故操作回流比取最小回流比得 2 倍。塔釜采用饱与蒸汽间接加热，塔底产品冷却后送至储罐。3、2 精馏塔得物

12、料衡算 3、2、1 原料液进料量、塔顶、塔底摩尔分率 进料量：F=08t/年=1500/苯得摩尔质量 MA=78K/mol 甲苯得摩尔质量 B=9Kgmol 、2、2 原料液及塔顶、塔底产品得平均摩尔质量 MD0、995 3、3 物料衡算 原料处理量 总物料衡算 FD+W=177、6kmol/h F、XF=D、XD+W、XW 解得:D94、9839Kml/h W=8、861Km/h 四、塔板计算、1 塔板数得确定 4、理论板数得求取()相对挥发度得求取 苯得沸点为 8、1,甲苯得沸点为 110、8 当温度为 80、1时 解得:,当温度为 1、时 解得:，=39、/101、835=、5 (2)最

13、小回流比得求取 由于就就是饱与液体进料，有 q1,q 线为一垂直线,故,根据相平衡方程有 最小回流比为 回流比为最小回流比得 2 倍,即 R=2Rmi=2、6(3)精馏塔得气、液相负荷 (4）操作线方程 精馏段操作线方程 287.0711.046.39915.0146.246.2111xxRxxRRynDnn 提馏段操作线方程 两操作线交点横坐标为 理论板计算过程如下WfDxxyxxyxyxyxyxyxxyxyxyxyxyxyxyxxy 0147.00353.00322.00755.0y0644.01444.01194.02497.02036.03855.03121.05268.04251.0

14、6447.05193.07261.06176.07988.07195.08624.080996.09217.08801.09474.09288.09697.09603.09834.09794.0987.0151514141313121211111010998877665544332211相平衡相平衡相平衡相平衡相平衡相平衡相平衡相平衡相平衡相平衡相平衡相平衡相平衡相平衡相平衡 总理论板数为 1(包括蒸馏釜）,精馏段理论板数为,第 8 块板为进料板。4、2 实际板数得求取 取全塔效率为 0、5,则有 总板数为 2(包括蒸馏釜)，精馏段板数为 14,提馏段板数为 12 4、提溜段得计算 4、2、1

15、 精馏塔得提馏段工艺条件（)操作压力得计算 设每层塔板压降 已知则 ()操作温度得计算 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、甲苯得饱与蒸汽有安托尼方程计算,计算结果如下：试差得到得 PA、PB代入到 计算得到得结果如下:塔顶温度:塔釜温度 进料板温度 提馏段平均温度 (3)平均摩尔质量计算 塔釜平均摩尔质量得计算 由理论板得计算过程可知，,kmolKgMmV/91.7913.92)0147.01(11.780147.0W kmolKgMmL/91.513.92)0353.01(11.780353.0W,kmolKgMmV/81.834613.92)7261.01(11.7

16、87261.0F kmolKgMmL/84.729813.92)5193.01(11.785193.0F 由理论板得计算过程可知,提馏段得平均摩尔质量为:(4)平均密度计算 气相平均密度计算 由理想气体状态方程式计算,即 精馏段气相平均密度:提馏段气相平均密度：液相平均密度计算 液相平均密度计算依下式计算,即:塔顶液相平均密度得计算。由,查液体在不同温度下得密度表得:塔釜液相平均密度得计算。由,查液体在不同温度下得密度表得:进料板液相平均密度得计算。由，查液体在不同温度下得密度表得:提馏段得平均密度为:精馏段得平均密度为:(）液体平均表面张力得计算 液相平均表面张力依下式计算,即:进料板液相平

17、均表面张力得计算。由,查液体表面张力共线图得:塔釜液液相平均表面张力得计算。由，查液体表面张力共线图得：提馏段平均表面张力为:(6）液体平均黏度计算 液相平均黏度依下式计算,即:塔釜液相平均黏度得计算:由，查气体黏度共线图得:提馏段液相平均黏度得计算:由,查气体黏度共线图得:提馏段液相平均黏度为:4、2 塔径得计算(）最大气速 精馏段得气、液相体积流率为:hsmLMLLmLmS/m6.948/0136.05.874236006.2883.3411360033 设 查筛板塔汽液负荷因子曲线图得 smCuVVL/909.0288.5288.585.74277.00max 取安全系数为0、5,则空塔

18、气速为:（2）塔径 按标准塔径圆整后为 塔截面积为:4、3、塔板主要工艺尺寸得计算(1)溢流堰工艺尺寸得计算 因塔径，液体流量为。可选用单溢流弓形降液管,采用凹形受液盘。各项计算如下:堰长 取 溢流堰高度 由,选用平直堰。由与查表得液流收缩系数=1、051 堰上液层高度由下式计算,即:则 故 弓形降液管宽度与截面积:由,查弓形降液管参数图得:则:,验算液体在降液管中停留时间,即:故降液管设计合理。降液管底隙得流速,则:则 故降液管底隙高度设计合理。选用凹形受液盘,深度。(2)塔板布置 塔板得分块。因,故塔板采用分块式。查塔板块数表得塔板分为4 块。边缘区宽度确定：取,开孔区面积计算。开孔区面积

19、计算为:其中 故 21222503.1)79.0515.0sin79.018014.3515.079.0515.0(2mAa 筛孔计算及其排列。由于苯与甲苯没有腐蚀性,可选用碳钢板,取筛孔直径。筛孔按正三角形排列,取孔中心距 t 为：筛孔数目为:开孔率为:气体通过筛孔得气速为:4、4、筛板得流体力学验算()塔板压降 干板阻力计算。干板阻力由下式计算：由,查筛板塔汽液负荷因子曲线图得 故mCughLVg0594.0772.0877.985.742288.581.921212200液柱 气体通过液层得阻力计算。气体通过液层得阻力由下式计算,即 查充气系数关联图得。故。液体表面张力得阻力计算。液体表

20、面张力所产生得阻力由下式计算,即:气体通过每层塔板得液柱高度按下式计算：气体通过每层塔板得压降为:KpaPaghpLpp9.027.81381.985.7421116.0(2)液面落差 对于筛板塔,液面落差很小，且本设计得塔径与液流量均不大，故可忽略液面落差得影响。(3)溢流液泛 为防止塔内发生液泛，降液管内液层高应服从下式所表示得关系,即：而 塔板不设进口堰 则 mhlqhwlvd00956.025.0153.0153.0.153.022020.苯甲苯物系属一般物系，取,则:所以设计中不会发生液泛现象(4）液沫夹带 液沫夹带按下式计算:气液气液KgKgKgKghHueLTaLV/1.0/01

21、46.009.05.245.0724.054.416107.55.2107.52.332.33故液沫夹带量在允许得范围内。(5)漏液 对筛板塔,漏液点气速可由以下公式计算:smhhCuVLL/011.593.2/03.803)0021.006.013.00056.0(772.04.4/13.00056.04.40min.0 实际气速 稳定系数为 故在本设计中无明显漏液。4、2、5、精馏段塔板负荷性能图(1)漏液线 由,得:32323200min.0407.11545.1516.0288.585.74200181.019.13600051.1100084.20545.013.00056.0503

22、.1101.0772.04.4/100084.213.00056.04.4SsVLwhwsLLhlLEhACV 在操作范围内，任取几个值,依上式计算出值,计算结果列于下表 表 4-1 漏液线计算结果 0、16 、02 0、035 0、045 0、764 0、797 、85 0、82 由上表数据即可作出漏液线 1()液沫夹带线 以为限，求关系如下：3/22.33/233/23/23/23/232.36946.1881.387.5561.1314.0484.01.0)561.1314.0484.0(454.16107.5561.1314.0561.1136.0)(5.25.2746.0)19.13

23、600(051.11084.2484.02043.027.2)(107.5ssSsssvsfTsowwLfssowssfTsafTaLvLVLVLVeLhHLhhhhLLhVVAAVhHue 在操作范围内,任取几个值,依上式计算出值,计算结果列于下表 表 4-液沫夹带线计算结果 0、013 0、02 、05 2、73 2、4 1、83 1、3 由上表数据即可作出液沫夹带线2(3）液相负荷下限线 对于平直堰,取堰上液层高度=0、006作为最小液体负荷标准：据此可作出与气体流量无关得垂直液相负荷下限线3(4)液相负荷上限线 以作为液体在降液管中停留时间得下限 故 据此可作出与气体流量无关得垂直液相

24、负荷上限线。(5）液泛线 令 由 联立解得 忽略,将与,与，与得关系式代入上式,并整理得:式中0264.085.74288.25772.0503.1101.0181.921.1.212200LVCAga 166.00545.0)158.05.0(45.05.0)1(wThHb 9865.019.13600)58.01(051.11084.23600)1(1084.23/233/23wlEd将有关得数据代入整理,得 在操作范围内,任取几个值，依上式计算出值,计算结果列于下表 表 4-3 液泛线计算表 、013 0、02 0、035 0、45 0、0989 、098 -0、08 0、78 由上表即

25、可作出液泛线 图一:图一提馏段负荷性能图 由上图可瞧出,该筛板得操作上限为液泛控制,下限为漏液控制。由图查得:0、664 =、28 故操作弹性为:/5、46 所设计提馏段筛板得主要结果汇总于下表 表 47 提馏段筛板塔设计计算结果 序号 项目 数值 2 3 4 5 6 7 8 9 10 1 12 13 4 15 16 7 18 1 20 1 22 平均温度 平均压力 气相流量 液相流量 塔得有效高度 塔径m 板间距 溢流形式 降液管形式 堰长m 堰高/m 板上液层高度/堰上液层高度/m 降液管底隙高度/m 开孔区面积/筛孔直径m 筛孔数目 孔中心距 开孔率/%空塔气数/(/s)筛孔气速/(ms

26、)稳定系数 126、3 18、15、496 0、136 5、2、7 0、4 单溢流 弓形 1、19 0、55 0、0、035 0、042 1、50 0、005 15 0、015 10、1 0、909 9、7 1、97 五、塔附件设计 5、1 附件得计算 5、1、接管(1)进料管 进料管得结构类型很多,有直管进料管、弯管进料管、T 形进料管。本设计采用直管进料管。F=t/15000Kg/h,=752、9Kg/则体积流量 取管内流速 则管径mmmuVdF8.36606638.06.114.33600/23.91943600/4 取进料管规格 63 则管内径 d6m 进料管实际流速 (2）回流管 采

27、用直管回流管,回流管得回流量:塔顶液相平均摩尔质量，24 25 2 7 28 单板压降/kPa 负荷上限 负荷下限 液沫夹带量/气相负荷上限/气相负荷下限/操作弹性 0、9 液泛控制 漏液控制 0、014 0、02298 0、00942 5、463 塔顶温度 t=105、3 查表得：平均密度 则液体流量hmmDVD/24.37.31014/)119.78839.994(/)(3 取管内流速 则回流管直径mmmuVdd5.240040246.06.114.33600/24.3743600/4 可取回流管规格 42、5 则管内直径 d=37m 回流管内实际流速()塔顶蒸汽接管 塔顶蒸汽密度 塔顶汽

28、相平均摩尔质量 则蒸汽得体积流量:取管内蒸汽流速 则mmmuVdv74.23723774.03014.33600/65.479143600/4 可取回流管规格 246、5 则实际管径 d=232mm 塔顶蒸汽接管实际流速 (4)釜液排出管 塔底 W82、686kml 平均密度 平均摩尔质量 体积流量：取管内流速 则mmmudW78.1578150.00.614.3360010.35743600V4 可取回流管规格 833、5 则实际管径=76m 塔顶蒸汽接管实际流速:()塔釜进气管 V32、644mol/相平均摩尔质量 塔釜蒸汽密度 则塔釜蒸汽体积流量:取管内蒸汽流速 则mmmuVdw02.2

29、6126102.03014.33600/5776.243600/4 可取回流管规格 2737 则实际管径 d=259mm 塔顶蒸汽接管实际流速 、1、2 总塔高 每隔 68 层塔板(苯-甲苯不需要经常清洗）设一个人孔便于安装、检修,则设整个塔设五个人孔,孔径为 500m 取塔顶空间顶=1、2m 塔底空间 H底、5m 则塔高（不包括封头与裙坐）H=5、25 、2 附属设备设计 5、1 泵得计算及选型 进料温度q=16、2 已知进料量 F15000kg/h4、17g/取管内流速则 故可采用 GB01-93 684 得油泵 则内径 d=53、550m 代入得 取绝对粗糙度为 则相对粗糙度为 由雷诺数

30、 Re 与相对粗糙度 可查图得摩擦系数、03 进料口位置高度=1、0、52=、5m 扬程 可选择泵为 IS065-160 5、2、2 冷凝器 塔顶温度 tD=05、冷凝水 t1=20 则 由 t105、3 查液体比汽化热共线图得 又气体流量491、6m/塔顶被冷凝量 冷凝得热量 取传热系数 K=6W/m2k,则传热面积 冷凝水流量、3 再沸器 塔底温度=13、4 用 t0=170得蒸汽,釜液出口温度 t1=140 则 参考文献 1诸林,王兵等、化工原理M、北京、石油工业出版社,27、柴诚敬,刘国维等、化工原理课程设计M、天津：天津科学技术出版社,1995、3申迎华,郝晓刚、化工原理课程设计M、北京：化学工业出版社,207、