苯—甲苯精馏塔设计.doc

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1、目录苯-甲苯精馏塔设计任务书I 前 言1一设计方案的确定11.1设计流程的说明21.2操作方案的说明21.3本设计中符号的说明3二精馏塔的物料衡算42.1原料液及塔顶、塔底产品的摩尔分率42.2原料液及塔顶、塔底产品的平均摩尔质量4三塔板数的确定53.1理论板数Nt的求取53.2实际板层数的求取7四 精馏塔的工艺条件及物性数据的计算84.1操作压力的计算84.1操作温度的计算84.3平均摩尔质量的计算84.4平均密度的计算84.5 平均粘度计算84.6液体平均表面张力计算9五精馏塔的塔体工艺尺寸计算95.1 塔径的计算105.2精馏塔有效高度的计算11六 塔板主要工艺尺寸的计算11七. 塔板的

2、流体力学验算12八 塔板负荷性能图15九 筛板塔设计计算结果16十参考文献17十一.设计感言18 板式精馏塔设计任务（一） 设计题目苯甲苯溶液连续精馏塔设计。（二）设计任务及操作条件 （1）进精馏塔的料液含苯35%（质量），其余为甲苯。（2）塔顶产品的苯含量不得低于96%（质量） （3）塔底产品的苯含量不得高于0.01（质量） （4）混合液处理量为5t/h （5）操作条件 （A）精馏塔顶压强4kpa(表压) （B）饱和液料进料 （C）回流比R/Rmin=1.5 （D）间接蒸汽加热 （E）单板压降不大于0.7Kpa。（三）设备形式 设备形式为筛板塔。（四）设计内容 1.设计方案的确定及流程说明。

3、 2.塔的工艺计算。 3.塔和塔板主要工艺尺寸的设计。 （1）塔高,塔径及塔板结构尺寸的确定。 （2）塔板的流体力学验算。（3）塔板的负荷性能图。4.设计结果概要货设计一览表。5.塔板结构俯视图和塔板安装图。6.对本设计的评述或有关问题的分析讨论。苯甲苯分离过程筛板精馏塔设计（南华大学化学化工学院，衡阳，黄刚） 摘要：本设计对苯甲苯分离过程筛板精馏塔装置进行了设计，主要进行了以下工作：1、对主要生产工艺流程和方案进行了选择和确定。2、对生产的主要设备筛板塔进行了工艺计算设计,其中包括：精馏塔的物料衡算；塔板数的确定；精馏塔的工艺条件及有关物性数据的计算；精馏塔的塔体工艺尺寸计算；精馏塔塔板的主

4、要工艺尺寸的计算。3、绘制了生产工艺流程图和精馏塔设计条件图。4、对设计过程中的有关问题进行了讨论和评述。本设计简明、合理，能满足初步生产工艺的需要，有一定的实践指导作用。关键词：苯甲苯；分离过程；精馏塔 前 言塔设备的应用有着悠久的历史，在很多工业部门都有应用，尤其用在化工、石油、能源等部门。精馏塔是分离混合主份的常用方法。由于、蒸馏属于气液两相见的传质过程。塔设备主要包括以下两类：板式塔、填料塔两大类。对一个具体达到分离过程，设计中选择何种塔型，应该根据生产能力、分离效率、塔压力降、操作弹性等要求，并结合制造、维修、造价等因素综合考虑。精馏塔的设计主要包括以下内容:根据分离任务和有关要求确

5、定设计方案;初步确定精馏塔的结构尺寸;核算流体力学;确定塔的工艺结构。绘制塔板的负荷性能图。（一）设计方案的确定本设计任务为分离苯-甲苯溶液混合物。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送入精馏塔内。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1.5倍。塔釜采用间接蒸汽加热，塔底产品经冷却后送至储罐。1. 设计流程的说明： 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凝器等设备。热量自塔釜输入，物料在塔内经多

6、次部分汽化与与部分冷凝器进行精馏分离，由冷凝器和冷却器中的冷却介质将余热带走。在此过程中，热能利用率很低，为此，在确定流程装置时应考虑余热的利用，注意节能。另外，为保持塔的操作稳定性，流程中除用泵直接送入塔原料外，也可以采用高位槽送料以免受泵操作波动的影响塔顶冷凝装置根据生产状况以决定采用全凝器，以便于准确地控制回流比。若后继装置使用气态物料，则宜用全分凝器。总而言之确定流程时要较全面，合理的兼顾设备，操作费用操作控制及安全因素。 连续精馏操作流程图 2. 操作方案的说明：本设计任务为分离苯甲苯混合物。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，降原料液通过预热器加热至泡点后

7、送入精馏塔内。塔顶上升蒸汽采用全凝器冷凝。冷凝器在泡点下一部分回流到塔内，其余部分经产品冷却器冷却后送入储罐。该物系属于易分离物系，最小回流比较小，故操作回流比去最小回流比的两倍。塔釜采用间接蒸汽加热，塔底产品冷却送到储罐。设计操作流程图3. 本设计中符号的说明英文字母:A0筛孔面积， h0降液管底高度，m Aa塔板开孔面积， h相克服表面张力压降所当高度，m Af降液管面积， k筛板的稳定系数 AT 塔截面积， L塔内下降液体流量，kmol/hC计算时umax的负荷因数 lW溢流堰高度,mCO流量系数 LS下降液体流率，m3/sD塔径，m N 理论板数 d0 筛孔直径，mm NP实际塔板数E

8、液流收缩系数 NT理论塔板数 ET 全塔效率 n筛孔数ev 雾沫夹带量，kg液/kg气 P操作压强，pa或kpaF 进料流量, kmol/h P压强降， pa或kpaFa气相动能因数 q 进料热状态承参数H 板间距，mm R回流比hc 与干板压降相当液柱高度 ，m S直接蒸汽量，kmol/hh1 进口堰与降液管的水平距离，m t筛孔中心距，mmhl 与气流穿过液层的压降 相当液柱高度m u空塔气速，m/shf 板上鼓泡层高度，m u0 筛孔气速, m/s hL 板上液曾高度，m u0降液管底隙处液体流速,m/s hd,与液体流经降液管压降相当液柱高度，m DF 进料管直径, m Dl 回流管直

9、径, mDW 釜液出口管直径, m DT 塔顶蒸汽管直径, m 下标： hp 与单板压降相当液层高度，m A易挥发组分 B难挥发组分how 堰上液层高度，m D馏出液 hw 溢流堰长度， m L液相W釜残液流量，kmol/h h 小时 WC 无效区块度，m i组分序号 Wd 弓形降液管高度，m m平均ws安定区宽度，m F原料液X液相中易挥发组分摩尔分率 min最小Y气相中易挥发组分摩尔分率 max最大Z塔的有效高度，m n塔板序号vs塔内上升蒸汽流量，m3/s 希腊字母 ： 相对挥发度，无因次干筛孔流量系数的修正系数 ，无因次 液体表面张力， mN/m 筛板厚度，mm 粘度， mPa.s 液

10、体密度校正系数 开孔率t时间,sL液相密度,kg/m3V液相密度,kg/m3（二）精馏塔的物料衡算1原料及塔顶产品的摩尔分率苯的摩尔质量为：78.11kg/kmol甲苯的摩尔质量为： 92.13kg/kmolxf=(0.35/78.11)/(0.35/78.11+0.65/92.13)=0.388xd=(0.96/78.11)/(0.96/78.11+0.04/92.13)=0.966xw=(0.01/78.11)/(0.01/78.11+0.99/92.13)=0.012 2.原料液及塔顶产品的平均摩尔质量Mf=0.38878.11+92.13(1-0.412)=86.69kg/kmolMd

11、=0.96678.11+92.13(1-0.966)=78.59kg/kmolMw=0.01278.11+92.13(1-0.012)=91.96 kg/kmol则可知：原料的处理量：F=50000/86.69=57.67kmol/h由总物料衡算：F= D+W以及: xfF= xd D+Wxw容易得出： D=22.73 kmol/hW=34.94 kmol/h (三)塔板数的确定1.理论板数的求取(1)相对挥发度的求取苯的沸点为80.1，甲苯额沸点为110.63 当温度为80.1时 解得， 当温度为110.63时 解得，则有 (2)最小回流比的求取由于是饱和液体进料，有q=1，q线为一垂直线，

12、故，根据相平衡方程有最小回流比为回流比为最小回流比的1.5倍，即(3)精馏塔的气、液相负荷 (4)操作线方程精馏段操作线方程 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：气液平衡方程 变形有 由y求的x,再将x带入平衡方程，以此类推总理论板数为15（包括蒸馏釜），精馏段理论板数为7，第8块板为进料板。2.实际板层数的求取由t-x-y图td=82.1 tw=110.5平均温度 tm=（td+tw）/2=(82.1+110.5)/2=96.3查手册，知tm下的粘度为 A=0.27 B=031由t-x-y图得 xa=0.365 xb=0.635 ya=0.581 yb=0.419L=

13、0.3650.27+0.6350.31=0.296a=(ya xb)/(yb xa)=(0.5810.635)/(0.4190.365)=2.412Et=0.49（）=0.49(2.4120.296)=0.53精馏段实际板层数 N精=6/0.53=11.3=12N提=7.5/0.53=14.15=15 (四) 精馏塔的工艺条件及有关物性数据的计算 操作压力的计算塔顶操作压力 Pd=101.3+4=105.3（ Kpa）每层板压力：Pm=0.7(KPa)进料板压力： PW=105.3+120.7=189.3(KPa)精馏段平均压力：Pm=(105.3+189.3/2=147.3(KPa) 操作温

14、度的计算 塔顶温度 tD=82.1 进料板温度 tF=97.2 塔釜温度 tW=103.2精馏段平均温度 tm=(82.1+103.2)/2=89.65() 平均摩尔质量的计算塔顶平均摩尔质量的计算由理论板的计算过程可知，, 进料板平均摩尔质量的计算由理论板的计算过程可知，精馏段的平均摩尔质量为 平均密度的计算a. 精馏段平均密度的计算气相由理想气体状态方程得Vm=PmMvw/RTm=(14781.91)/8.314(273.15+89.65)=4.00kg/m3液相查不同温度下的密度，可得tD=82.1.时 A812.7kg/m3 B=807.9kg/m3tF=97.2时 A793.0kg/

15、m3 B=788.54kg/m3LDm=1/(0.96/812.7+0.04/807.9)=812.5kg/m3进料板液相的质量分率A=(0.38878.11)/(0.38878.11+0.61292.13)=0.35 LFm=1/(0.35/793.0+0.65/788.54)=791.6kg/m3精馏段液相平均密度为Lm=(789.9+791)/2=790.45kg/m3 平均粘度的计算液相平均粘度依下式计算 即lgLm=xilgia塔顶液相平均粘度的计算 由tD=82.1查手册得A=0.302mPa.s B=0.306mPa.slgLDm=0.966lg(0.302)+0.034lg(0

16、.306)解得LDm=0.302mPa.sb进料板平均粘度的计算由tF=97.2查手册得A=0.261mPa.s B=0.3030mPa.slgLFm=0.388lg(0.2610)+0.612lg(0.3030)解得LFm=0.261mPa.s精馏段平均粘度Lm=(0.302+0.261)/2=0.282mPa.s 液相平均表面张力的计算液相平均表面张力依下式计算 即Lm=xiia. 塔顶液相平均表面张力的计算 由tD=82.1查手册得A=21.24mN/m B=21.42mN/mLDm=0.96621.24+0.03421.42=21.25 mN/mb. 进料板液相平均表面张力的计算 由t

17、F=97.2查手册得A=19.10mN/m B=19.56N/mLFM=0.38819.10+0.61219.56=19.43 mN/m精馏段液相平均表面张力Lm=(21.25+19.43)/2=20.34 mN/m(五) 精馏塔的塔体工艺尺寸计算1.塔径的计算精馏段的气、液相体积流率为 VS=VMVm/3600Vm=(77.2881.085)/(36004.00)=0.451m3/sLS=LMLm/3600Lm=(54.5582.96)/(3600790.45)=0.0017m3/s式中，负荷因子由史密斯关联图查得C20再求图的横坐标为 Flv=L/V(l/v)0.5=0.0533取板间距，

18、HT=0.40m,板上清液层高度取hL=0.06m，则HT-hL=0.34 m史密斯关联图由上面史密斯关联图，得知C20=0.073气体负荷因子C= C20(/20)0.2=0.0732Umax=1.033 m/s取安全系数为0.7，则空塔气速为0.7 U=Umax=0.71.033=0.723m/s=0.891m按标准塔径圆整后为D=0.9m塔截面积为At=3.140.90.9=0.636 m2实际空塔气速为U实际=0.451/0.636=0.709 m/sU实际/ Umax=1.887/2.43=0.78(安全系数在充许的范围内，符全设计要求) 由上面可知提馏段 L=389.65kmol/

19、h V=189.61kmol/h 2.精馏塔有效高度的计算精馏段有效高度为 Z精=（N精-1）HT=（12-1）0.40=4.4 m提馏段有效高度为 Z提=（N提-1）HT=（15-1）0.40=5.6 m在进料板上方开一个人孔，其高度为0.8 m故精馏塔有效高度为Z=Z精+Z提+0.5=4.4+5.6+0.8=10.8m (六)塔板主要工艺尺寸的计算1.溢流堰装置计算因塔径D=0.9m，所以可选取单溢流弓形降液管，采用凹形受液盘。( 此种溢流方式液体流径较长，塔板效率较高，塔板结构简单，加工方便，在直径小于2.2m的塔中被广泛使用。)各项计算如下：1) 堰长lw可取lw=0.65D=0.59

20、m2) 溢流堰高度hw由hw=hLhow选用平直堰，( 溢流堰板的形状有平直形与齿形两种，设计中一般采用平直形溢流堰板。) 堰上层液高度how由下列公式计算，即有 how=2.84/1000E(Lh/lw)(2/3)并由图液流收缩系数计算图，则可取用E= 1.0 ，则how=0.014m取板上清液层高度hL=0.06 m故 hw=0.046m3) 弓形降液管的宽度Wd和截面积Af由Wd/D=0.65 m 查图可求得Af/AT=0.071 1 Wd/D=0.122Af=0.0570.636=0.0452m2Wd=0.1220.9=0.110 m并依据下式验算液体在降液管中的停留时间，即=3600

21、 AfHT/Lh= 3600 0.04520.40/ (36000.0017)=10.64s5s 其中HT即为板间距0.40m，Lh即为每小时的体积流量验证结果为降液管设计符合要求。4）降液管底隙高度hoho= Lh/（3600lwuo）取uo=0.09m/s则ho=0.00173600/(36000.650.09) =0.029 m Hw-ho=0.046-0.029=0.017m0.006 m故降液管底隙高度设计合理选用凹形受液盘，深度hw=50mm。2.塔板布置1) 塔板的分块因为D 800mm，所以选择采用分块式，查表可得，塔板可分为3块。2) 边缘区宽度确定取Ws=Ws= 65mm

22、, Wc=35mmc开孔区面积计算开孔区面积Aa按下面式子计算，则有Aa=2【x（r2x2）0.5+ r2/180sin-1（x/r）】其中 x=D/2(WdWs)r= D/2Wc并由Wd/D=0.122， 推出Wd=0.110由上面推出 Aa=0.420m2d 筛孔计算与排列本实验研究的物系基本上没有腐蚀性，可选用= 3mm碳钢板，取筛孔直径do=5mm筛孔按正三角形排列，取孔中心距t为t=3do=15mm筛孔的数目n为n=1.155Ao/t2=2156个开孔率为=0.907（do/t）2=10.1%气体通过阀孔的气速为uo=Vs/Ao=0.451/（Aa）=10.63m/s（七）塔版流体力

23、学验算1) 塔板的压降a 干板的阻力hc计算干板的阻力hc计算由公式hc=0.051(uo/co)2（v/l）并取do/= 5/3=1.67 ,可查史密斯关联图得，co=0.772所以hc=0.051(10.63/0.772) 2(4/801.2)=0.0483m液柱b 气体通过液层的阻力hl的计算气体通过液层的阻力hl由公式hl=hLua=Vs/（ATAf）=0.451(0.636-0.0452)=0.763m/sFo=0.763 (4.00)1/2=1.53kg1/2/(s m1/2)可查得，得=0.59所以hl=hL=0.59(0.046+0.014)=0.0354 m液柱c 液体表面张

24、力的阻力h计算液体表面张力的阻力h由公式h=4L/（lgdo）计算,则有h=(420.3410-3)/(801.29.810.005)=0.0021 m液柱气体通过每层塔板的液柱高度hP，可按下面公式计算hP=hc+hl+h=0.0483+0.0354+0.0021=0.0858m液柱气体通过每层塔板的压降为 Pp= hPlg =0.0858801.29.81=674KPa0.9KPa（设计允许值） 2) 液面落差对于筛板塔，液面落差很小，由于塔径和液流量均不大，所以可忽略液面落差的影响。3) 液沫夹带 液沫夹带量，采用公式 ev=5.7106/L【 ua/(HThf)】3.2由hf=2.5h

25、L=2.50.06=0.15m 所以：ev=(5.710-6/20.3410-3) 【0.763/(0.4-0.15)】=0.010kg液/kg气0.1kg液/kg气可知液沫夹带量在设计范围之内。4) 漏液对于筛板塔，漏液点气速uo,min可由公式Uo,min=4.4Co【(0.0056+0.13 hL-h)/L /V】1/2=5.110m/s实际孔速为o10.63m/sUo,min稳定系数为 =Uo/Uo,min=10.63/5.110=2.081.5故在本设计中无明显漏液。5) 液泛为防止塔内发生液泛，降液管内液高度Hd应服从式子Hd(HThw)甲醇与水属于一般物系，取= 0.5，则(HT

26、hw)=0.5（0.40+0.046）=0.223m而Hd=hp+hL+hd板上不设进口堰，则有hd=0.153(uo)2=0.153(0.099)2=0.00151m液柱Hd=hp+hL+hd=0.0858+0.06+0.00151=0.147m液柱则有： Hd(HThw)于是可知本设计不会发生液泛（八）塔板负荷性能图精馏段a漏液线Uo,min=4.4Co【(0.0056+0.13 hL-h)/L /V】1/2Uo,min=Vs, min/AohL= h w +hOWhOW =2.84/1000E(Lh/lw)(2/3)Vs, min =4.4Co Ao【0.0056+0.13( hW+2.

27、84/1000E(Lh/lw)(2/3)- h】L /V 1/2 =2.039(0.00948+0.127Ls2/3) 1/2 在操作范围内，任取几个Ls值，依上式计算出Vs值计算结果列于下表Ls m3/s0.00060.00150.00300.0045Vs m3/s0.2080.2150.2240.231b 液沫夹带线ev =0.1kg液/kg气为限，求VsLs关系如下：ev=5.710-6/L【 ua/(HThf)】3.2ua=Vs/(AT-Af)=1.693 Vshf=2.5hL=2.5(hw+ how)hw=0.046how=2.84/1000E(Lh/lw)(2/3)hf=2.5(0

28、.046+ 0.98 Ls2/3)=0.115+2.5 Ls2/3HThf=0.40-0.115-2.5Ls2/3=0.285-2.5 Ls2/3 ev=5.710-6/20.3410-3【 1.693Vs/(0.285-2.5 Ls2/3)】3.2 =0.1整理得 Vs=1.06-9.27 Ls2/3 在操作范围内，任取几个Ls值，依上式计算出Vs值计算结果列于下表Ls m3/s0.00060.00150.00300.0045Vs m3/s0.9960.9410.8710.812c 液相负荷下限线对于平流堰，取堰上液层高度how=0.005m作为最小液体负荷标准，由式how=2.84/100

29、0E(Lh/lw)(2/3) =0.006Ls,min=0.00056m/s据此可做出与气体流量无关的垂直液相负荷下限线3d 液相负荷上限线 以=5s作为液体在降液管中停留时间的下限，由下式=（AfHT）/Ls=5故Ls,max=（AfHT）/5=（0.04520.40）/5=0.00362 m3/s据此可以作出与气体流量无关的垂直液相负荷上限e 液泛线令Hd=(HThw)Hd=hp+hL+hdhP=hc+hl+hhl=hLhL= h w +hOW联立得 HT(-1)hw=(+1) hOW+ hc + hd + h忽略h，将hOW与Ls、hd和Ls、hc与Vs的关系代入上式，得a V2s=b-

30、c Ls2-d Ls2/3 式中a=0.051/(Aoco)2（v/l）b=HT(-1)hwc=0.153/(lwhO)2d=2.8410-3E( 1+)(3600/lw)(2/3)将有关数据代入,得a=0.051/(0.1010.420.772)2（4.00/801.2）=0.237b=0.50.4(0.5-0.59-1)0.046=0.150c=0.153/(0.590.029)2=522.63d=2.8410-31( 1+0.59)(3600/0.59)(2/3)=1.552 故V2s=0.63-2205.19 Ls2-6.55 L2/3s在操作范围内，任取几个Ls值，依上式计算出Vs的

31、值，计算结果如下表Ls m3/s0.00060.00150.00300.0045Vs m3/s0.7640.7360.6900.640在负荷性能图上，作出操作点A，连接OA，即作出操作线。由图二可看出，该筛板的操作上限为液泛控制，下限为漏控制。由图查得Vs,max= 0.704m3/s Vs,min=0.207 m3/s故操作弹性为 Vs,max/ Vs,min=0.704/0.207=3.400 图二(） （）（九）、筛板塔设计计算结果序号项目数值1平均温度 tm 89.652平均压力 Pm kPa147.33气相流量 Vs m3/s0.4514液相流量 Ls m3/s0.00175实际塔板

32、数276有效段高度 Z m10.87精馏塔塔径 m0.98板间距 m0.49溢流形式单溢流10降液管形式弓形11堰长 m0.5912堰高 m0.04613板上液层高度 m0.0614堰上液层高度 m0.01415降液管底隙高度 m0.02916安定区宽度 m0.06517边缘区宽度 m0.03518开孔区面积 m20.42019筛孔直径 m0.00520筛孔数目215621孔中心距 m0.01522开孔率10.123空塔气速 m/s0.72324筛孔气速 m/s10.6325稳定系数2.0826每层塔板压降 kPa67427负荷上限液泛控制28负荷下限漏液控制29液液沫夹带 ev (0.1kg

33、液/kg气)0.01030气相负荷上限m3/s0.70531气相负荷下限 m3/s0.20832操作弹性3.400 （十）.参考文献 1 、汪恺主编，机械设计标准应用手册，第1版， 机械工业出版社，1997 2 、夏清、陈常贵主编，化工原理（修订版），天津大学出版社，2005 3 、化工原理课程设计，化工原理教研室 4 、姚玉英主编，化工原理（上册），新版.天津：天津大学出版社，1999.8 5 、化工设计设计基础，上海科学技术出版社 6 、化工设备设计基础，编写组编，1987年6月版 7 、塔设备，工设备设计全书编辑委员会，上海科学技术出版社化，1988年4月版 8 、材料与零部件（上），上

34、海人民出版社（十一）.设计感言 本次课程设计通过给定的生产操作工艺条件自行设计一套苯甲苯物系的分离的塔板式连续精馏塔设备。通过两周的努力，反复计算和优化，小组成员终于设计出一套较为完善的塔板式连续精馏塔设备。其各项操作性能指标均能符合工艺生产技术要求，而且操作弹性大，生产能力强，达到了预期的目的。 课程设计需要我们把平时所学的理论知识运用到实践中，使我们对书本上所学理论知识有了进一步的理解，更让我们体会到了理论知识对实践工作的重要的指导意义。课程设计要求我们完全依靠自己的能力去学习和设计，而不是像以往课程那样一切都由教材和老师安排。因此，课程设计给我们提供了更大的发挥空间，让我们发挥主观能动性独立地去通过书籍、网络等各种途径查阅资料、查找数据，确定设计方案。通过这次课程设计提高了我们的认识问题、分析问题、解决问题的能力。更重要的是，该课程设计需要我们充分发挥团队合作精神，组员之间必须紧密合作，相互配合，才可能在有限的时间内设计出最优的设计方案。总之，这次课程设计既是对我们课程知识的考核，又是对我们思考问题、解决问题能力的考核，课程设计让我们学到了很多东西。最后感谢老师在这次课程设计的精心指导！ 附录【1】苯-甲苯连续精馏过程板式精馏塔示意图