苯甲苯分离过程筛板式精馏塔设计方案.doc

苯甲苯分离过程筛板式精馏塔设计方案第一章 概述化工生产中所处理的原料，中间产物，粗产品几乎都是由若干组分组成的混合物，而且其中大部分都是均相物质。生产中为了满足储存，运输，加工和使用的需求，时常需要将这些混合物分离为较纯净或几乎纯态的物质。 精馏是分离液体混合物最常用的一种单元操作，在化工，炼油，石油化工等工业得到广泛应用。精馏过程在能量计的驱动下，使气、液两相多次直接接触和分离，利用液相混合物中各相分挥发度的不同，使挥发组分由液相向气相转移，难挥发组分由气相向液相转移。实现原料混合物中各组成分离该过程是同时进行传质传热的过程。本次设计任务为设计一定处理量的分离苯和甲苯混合物精馏塔。筛板式精馏塔也是很早出现的一种板式塔，20世纪50年代起对筛板式精馏塔进行了大量工业规模的研究，逐步掌握了筛板塔的性能，并形成了较完善的设计方法。与泡罩塔相比，筛板式精馏塔具有很多优点，其生产能力（20%40%）塔板效率（10%50%）而且结构简单，塔盘造价减少40%左右，安装、维修都较容易。1在本设计中我们使用筛板塔，筛板塔的突出优点是结构简单，造价低。合理的设计和适当的操作筛板塔能满足要求的操作弹性，而且效率高。采用筛板可解决堵塞问题，适当控制漏液。筛板塔是最早应用于工业生产的设备之一，五十年代之后，通过大量的工业实践逐步改进了设计方法和结构。近年来与浮阀塔一起成为化工生产中主要的传质设备。为减少对传质的不利影响，可将塔板的液体进入区制成突起的斜台状，这样可以降低进口处的速度，使塔板上气流分布均匀。筛板塔多用不锈钢板或合金制成，使用碳钢的比较少。实际操作表明，筛板在一定程度的漏夜状态下操作使其板效率明显下降，其操作的负荷范围比泡罩塔窄，但设计良好的塔其操作弹性仍可达到2-3。化工原理课程设计是培养学生化工设计能力的重要教学环节，通过课程设计使我们初步掌握化工设计的基础知识、设计原则及方法；学会各种手册的使用方法及物理性质、化学性质的查找方法和技巧；掌握各种结果的校核，能画出工艺流程、塔板结构等图形。在设计过程中不仅要考虑理论上的可行性，还要考虑生产上的安全性、经济合理性。在设计过程中应考虑到设计的业精馏塔具有较大的生产能力满足工艺要求，另外还要有一定的潜力。节省能源，综合利用余热。经济合理，冷却水进出口温度的高低，一方面影响到冷却水用量。另一方面影响到所需传热面积的大小。即对操作费用和设备费用均有影响，因此设计是否合理的利用热能等直接关系到生产过程的经济问题。2本课程设计的主要内容是设计过程的物料衡算，塔工艺计算，塔板结构设计以及校核。1.1精馏塔设计任务在一常压操作的连续精馏塔内分离苯-甲苯混合液。已知原料液的年处理量为3.8万吨，原料组成为0.4 (苯的质量分数)，要求塔顶馏出液的组成为0.955，塔底釜液含甲苯量不低于0.96（质量分数）。 图1-1设计条件图操作压力进料热状态回流比单板压降全塔效率建厂地址塔顶常压4 kPaq=1自选0.7kPaET=60%武汉地区试根据上述工艺条件作出筛板塔的设计1.2精馏塔设计方案的选定本设计任务为分离苯-甲苯混合物。对于二元混合物的分离，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，冷凝液在泡点温度下一部分回流至塔内，其余部分产品经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1.4倍。塔釜采用间接蒸汽加热，塔底产品经冷却后送至储罐。第二章 筛板精馏塔工艺计算2.1 精馏塔的物料衡算2.1.1 原料液及塔顶、塔底产品的摩尔分数 苯的摩尔质量 甲苯的摩尔质量 2.1.2 原料液及塔顶、塔底产品的平均摩尔质量 2.1.3 物料衡算 原料处理量总物料衡算 苯物料衡算 联立解得D=24.372 W=31.4472.2 塔板数的确定2.2.1 理论板层数的求取 苯的沸点为80.10，甲苯的沸点是110.63.用Antoine方程计算饱和蒸汽压其中，苯 A=6.03055 B=1211.033 C=220.79甲苯 A=6.07954 B=1344.8 C=219.482苯 甲苯 当t=80.10时，Pa=101.332kPa，Pb=38.961 kPa；当t=110.63时，Pa=237.684kPa，Pb=101.351 kPa80.10时， 110.63时， =2.470得相平衡方程： 则故最小回流比： 去操作回流比为最小回流比的1.4倍， 各段操作线方程的求取： 精馏段操作线方程为： 提馏段操作线方程： 两操作线交点横坐标为 由逐板计算法得 总理论板塔数=13块(包括再沸器)进料位置=7 精馏段板数 6块 提馏段板数 7块2.2.2 实际板层数的求取 实际板数求取：ET=60%精馏段：N精=6/0.6=10提馏段：N提=7/0.6=11.67122.3 精馏塔的工艺条件及有关物性数据的计算 2.3.1 操作压力计算 塔顶操作压力：=105.325每层塔板压降: =0.7进料板压力: 精馏段的平均压力: 每层塔板压降：p =0.7kpa 塔釜操作压力：提馏段的平均压力：2.3.2 操作温度计算（由试差法计算） 则, 精馏段的平均温度：以求的进料板的温度为塔釜气相组成： 试差计算得：则提馏段的平均操作温度：2.3.3 平均摩尔质量计算 由，由逐板计算法得进料板上汽液组成，由逐板计算法得 精馏段的平均摩尔质量：由， 精馏段平均温度 查得由，则与之平衡的气相组成：以求出进料板： 提馏段的平均摩尔质量：2.3.4 平均密度计算 1.气相平均密度 由理想气体状态方程计算，即 2.液相平均密度 液相平均密度依下式计算，即 计算公式：塔顶液相平均密度的计算： 进料板液相平均密度的计算： 精馏段的液相平均密度： a,气相平均密度的计算由理想气体状态方程，即b,液相平均密度计算液相平均密度依下式计算，即进料板的平均密度已求出为：塔釜液相平均密度的计算：由，查有机液体表面张力共线图得 塔釜的液相质量分数提馏段液相平均密度：2.3.5 液体平均表面张力液相平均表面张力依下式计算，即 塔顶液相平均表面张力：，查有机液体表面张力共线图得：进料板液相平均表面张力的计算：由，查得: 精馏段液相平均表面张力: 由，查有机液体表面张力共线图得 提馏段的平均表面张力为：2.3.6 液相平均粘度 液相平均粘度依下式计算，即 塔顶液相平均粘度的计算，由，查液体粘度共线图得： 解得：进料板液相平均粘度的计算由查液体粘度共线图得 解出：精馏段液相平均表面张力为：液相平均粘度依下式计算，即：进料板平均粘度已求得：塔釜平均粘度的计算：由，查液体粘度共线图得 代入公式：解得：提馏段液相平均粘度为：第三章 筛板精馏塔塔体尺寸计算3.1 塔径的计算 3.1.1 塔径的计算1.最大空塔气速和空塔气速 最大空塔气速计算公式： 精馏段的气、液相体积流率为： 取板间距，板上液层高度，则 图3-1斯密斯关联图由斯密斯关联图查得取安全系数为，则空塔气速为 ： 2.塔径 按标准塔径圆整后为 塔截面积为气体的实际气速：同理：提馏段的气液相体积流率为：表3-1板间距与塔径关系塔径Dr,m0.30.50.50.80.81.61.62.42.44.0板间距Hr,mm200300250350300450350600400600取板间距，板上液层高度，查图3-1斯密斯关联图，得取安全系数为0.7，则空塔气速为：按标准塔径圆整后为：D1.2m塔截面积为：实际空塔气速为： 3.1.2 精馏塔有效高度的计算 精馏段有效高度为 提馏段有效高度为 3.2筛板主要尺寸的计算 3.2.1 溢流装置计算 因塔径，可选用单溢流弓形降液管，采用凹形受液盘。各项计算如下： 1.堰长 取2.溢流堰高度由，选用平直堰，堰上液层高度由下式计算，即 取，当E=1时搜引起的误差可以满足工艺误差要求。液体收缩系数图如图3-2所示。图3-2 液体收缩系数则取板上清液层高度 故提馏段：3.弓形降液管宽度和截面积 图3-3弓形降液管的宽度与面积图由，查弓形降液管的宽度与面积图，得 依下式验算液体在降液管中停留时间，即 提馏段：故降液管设计合理。 4.精馏段降液管底隙高度取降液管底隙的流速，则 提馏段：则选用凹形受液盘，深度验算：故 降液管底隙设计合理。3.2.2 塔板布置 1.塔板的分块 因，故塔板分为4块2.安定区宽度确定 选取3.开孔区面积计算 开孔区面积计算得：4.筛孔计算及其排列 物系无腐蚀性，可选用碳钢板，取筛孔直径筛孔按正三角形排列，取孔中心距筛孔数目个开孔率为精馏段气体通过筛孔的气速为： 提馏段气体通过筛孔的气速为：第四章 筛板塔的流体力学验算4.1 校核4.1.1 塔板压降 1.干板阻力计算 图4-1干筛孔的流量系数干板阻力由计算由， 故精馏段：液柱提馏段：液柱2.气体通过液层的阻力计算 图4-2充气系数与Fb的关联图精馏段：查图4-2充气系数与Fb的关联图，得液柱提馏段：查图4-2充气系数与Fb的关联图，得 液柱3.液体表面张力的阻力计算 精馏段：液体表面张力所产生的阻力的计算：液柱气体通过每层塔板得液柱高度可按下式计算：液柱气体通过每层塔板的压降为：（设计允许）提馏段：液体表面张力所产生的阻力的计算：液柱气体通过每层塔板得液柱高度可按下式计算：液柱气体通过每层塔板的压降为：（设计允许）4.1.2 液面落差 对于筛板塔，液面落差很小，且本设计的塔径和液流量均不大，故可忽略液面落差的影响。 4.1.3 液沫夹带 精馏段：故在本设计中液沫夹带量在允许范围内提馏段：故在本设计中液沫夹带量在允许范围内4.1.4 漏液 对筛板塔，漏液点气速的计算精馏段： 实际孔数稳定系数为：提馏段：实际孔数稳定系数为综上，在设计负荷下不会产生漏液。4.1.5 液泛 为防止塔内发生液泛，降液管内液层高应服：苯-甲苯物系属一般物系，取，则精馏段：板上不设进口堰，的计算：液柱液柱提馏段：板上不设进口堰，的计算，得液柱液柱故在本设计中不会发生泛液现象4.2 负荷性能图计算4.2.1 漏液线 精馏段：计算如下： 在操作范围内，任取n个Ls值，依上式计算出Vs值，得：表4-1精馏段漏液线上的气液体积流量表Ls/()0.00060.00150.00300.0085Vs/()0.3730.3840.3980.432由此表数据即可做出漏液线，如图4-3所示。提馏段：计算如下：在操作范围内，任取n个Ls值，依上式计算出Vs值，得：表4-2提馏段漏液线上的气液体积流量表Ls/()0.00060.00150.00450.0085Vs/()0.3310.3420.3670.390由此表数据即可做出漏液线，如图4-4所示。4.2.2 液沫夹带线 以kg液/kg气为限，求Vs-Ls关系如下；精馏段：由, , 在操作范围内，任取n个Ls值，依上式计算出Vs值，得表4-3精馏段液沫夹带线上的气液体积流量Ls/()0.00060.0030.0060.0085Vs/()1.7361.5551.3921.277由此表数据即可做出液沫夹带线，如图4-3所示。提馏段：由, , 在操作范围内，任取n个Ls值，依上式计算出Vs值，计算结果列于下表 表4-4提馏段液沫夹带线上的气液体积流量表Ls/()0.00060.0030.0060.0085Vs/()1.8301.649 1.4871.373由此表数据即可做出液沫夹带线，如图4-4所示。 4.2.3 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得取E=1，则据此可作出与气体流量无关的垂直液相负荷下线限了，如图4-3,4-4中线（3）所示。 4.2.4 液相负荷上限线 以作为液体在降液管中停留时间的下限，得故据此可作出与气体流量无关的垂直液相负荷上限线，如图4-3，4-4所示。4.2.5 液泛线 精馏段：近似取，则则将为0.4m, 为0.049m, 及上式代入得：在操作范围内，任取几个值，依上式计算出Vs值，计算结果列于下表表4-5精馏段液泛线上的气液体积流量表Ls/()0.00060.0030.00450.0085Vs/()1.3271.2151.1430.888由上表数据即可作出液泛线，如图4-3所示。提馏段：近似取，则则将为0.4m, 为0.0397m, 及上式代入得：在操作范围内，任取几个值，依上式计算出Vs值，计算结果列于下表 表4-6提馏段液泛线上的气液体积流量表Ls/()0.00060.0030.00450.0085Vs/()1.2891.2011.1551034由上表数据即可作出液泛线，如图4-4所示。根据以上各线方程可求出筛板塔的精馏段的负荷性能图（如下图所示）。精馏段： 图4-3精馏段负荷性能图在精馏段负荷性能曲线上，作出操作点A，与原点连接即得精馏段操作线，由图3-3可看出精馏段筛板的操作上线为液泛控制，下限为漏液控制。由图3-3可查得： 则操作弹性为：提馏段：(1)图4-4提馏段负荷性能图在精馏段负荷性能曲线上，作出操作点A，与原点连接即得精馏段操作线，由图4-4可看出精馏段筛板的操作上线为液泛控制，下限为漏液控制。由图4-4可查得： 则操作弹性为：第五章 塔附属设备选型及计算5.1 再沸器（蒸馏釜）该设备是用于加热塔底料液合之部分气化提供蒸馏过程所需要的热量的热交换设备，常用的有以下几种：内置式再沸器，釜式再沸器，虹式再沸器，强制循环式再沸器。综合考虑其生产的传热条件及经济效率选择虹式再沸。5.2 塔顶回流冷凝器塔顶回流冷凝器通常是采用管壳式换热器,有卧式、立式、或管外冷凝器等形式。按冷凝器与塔的相对位置区分有这样的两类：整体式及自流式、强制循环式。在这个设计的生产中，由于产量比较大，宜选用强制循环式。5.3 进料管管径料液由高位槽进塔时，料液流速取0.40.8m/s。由泵输送时，流速取为1.52.5 m/s。采用直管出料管取，则 而则查标准系列进料管取，管内径为d=40mm进料管实际流速5.4 回流管管径冷凝器安装在塔顶时，冷凝液靠重力回流，一般流速为0.20.5m/s，速度太大，则冷凝器的高度也相应增加。用泵回流时，速度可取1.52.5m/s。 故取，则 而则查标准系列回流管取，管内直径为d=21mm回流管实际流速5.5 塔顶出料管管径取查表取塔顶出料管径为，管内直径为d=24mm塔顶出料管实际流速 5.6 塔顶蒸汽接管管径蒸气出口管中的允许气速UV应不产生过大的压降，其值可参照表表5-1 蒸气出口管中允许气速参照表操作压力（绝压） 常压1406000Pa6000 Pa蒸汽速度/m/s122030505070因PD=105.3kPa6kPa，故取出口气速，故查表塔顶蒸汽接管取，管内直径为d=109mm塔顶出料管实际流速 5.7 法兰由于常压操作，所有的法兰均采用标准管法兰，平焊法兰，有不同的公称直径选用相应法兰。进料管接管法兰：PN6DN80HG 5010-58回流管接管法兰：PN6DN50HG 5010-58塔釜出料管接管法兰：PN6DN80HG 5010-58塔顶蒸汽管法兰：PN6DN500HG 5010-58塔釜蒸汽进气管法兰：PN6DN500HG 5010-585.8 人孔人孔是安装或检修人员进出塔的唯一通道。一般每隔68块塔板设1个人孔，本设计的精馏塔共设22块，需设4个人孔，直径为，人孔处高度600mm人孔伸入塔内部应与塔内壁修平。5.8.1塔体总高度 板式塔的塔高如图所示，塔体总高度（不包括裙座）由下式决定： HD塔顶空间，m；HB塔底空间，m；HT塔板间距，m；HT开有人孔的塔板间距，m； H1封头高度，m； H2底座高度，m；n实际塔板数；人孔数目（不包括塔顶空间和塔底空间的人孔）。1.塔顶空间HD 塔顶空间指塔内最上层塔板与塔顶空间的距离。为利于出塔气体夹带的液滴沉降，其高度应大于板间距，通常取HD为（ 1.52.0）HT。若图塔高示意图需要安装除沫器时，要根据除沫器的安装要求确定塔顶空间。2.塔底空间HB塔底空间指塔内最下层塔板到塔底间距。要求：1）当进料有15分钟缓冲时间的容量时，塔底产品的停留时间可取35分钟 2）再沸器的安装方式及安装高度 3）塔底液面与最下层塔板之间要留有12m的距离取4min液/干气3.筒体壁厚选8mm。4.封头本设计采用椭圆形封头，由于公称直径1.2m，查的曲面高度=300mm,厚度=10mm,直边高度40mm，内表面积F=1.71，容积V=0.272,选用封头120010 JB1154-73.5.裙座的相关尺寸计算 裙座壁厚 15mm基础环内径 基础环外径 圆整后 基础环内径 基础圆外径 考虑到再沸器，裙座高度取3m。6.吊柱设计对于较高的室内无框架的整体塔,在塔顶设计吊住,对于补充和更换填料、安装和拆卸内件,即经济又方便的一项设施,一般取15m以上的塔物设吊住。本设计中塔高度大，因此设吊住。因设计塔径D=1800mm，可选用吊住500kg。s=1000mm,L=3400mm,H=1000mm。材料为A3。塔体总高度 5.8.2辅助设备1.全凝器全凝器的热负荷式中，V塔顶上升蒸汽摩尔流率，kmol/hQc冷凝器的热负荷KJ/h,分别为苯、甲苯的气化热kJ/kg出料液温度：82.174（饱和蒸汽）82.174（饱和液体）以循环水为冷却介质，冷却水入口温度t1=25,出口温度t2=45 温度推动力： 由于是低黏度有机物和水的混合液，取总传热系数C，则传热面积： 带入数据冷凝水用量 2.原料预热器原料预热温度：20C97.311C（泡点温度）采用130C过热饱和蒸汽加热平均温度：C平均温度下得 取总传热系数：由：CCC得：换热面积换热面积预值为10%15%的换热面积，故预值为6.69根据计算故得，饱和蒸汽用量3.再沸器再沸器热负荷：选用150C的饱和水蒸气加热。再沸器液体入口温度C回流汽化为上升蒸汽时的温度C加热蒸汽C加热蒸汽冷凝为液体的温度C用潜热加热可节省蒸汽量从而减少热量损失CCC取， 换热面积预值为10%15%的换热面积，故预值为51.36根据计算故得，饱和蒸汽用量第六章 精馏塔工艺设计结果表6-1 设计计算结果汇总表序号项目精馏段提馏段1.平均温度，87.50107.8582.平均压力，kpa103.78110.4253.气相流量,0.5740.5744.液相流量,0.001350.002945.实际塔板数10126.塔径,m1.01.27.板间距，m0.40.48.溢流形式单溢流单溢流9.降液管形式弓形弓形10.堰长,m0.7920.7911.堰高，m0.0490.0412.板上液层高度，m0.060.0613.堰上液层高度,m0.0110.01114.降液管底隙高度，m0.0250.0615.安定区宽度，m0.0650.06516.边缘区宽度，m0.0350.03517.开孔区面积，m20.7990.79918.筛孔直径，m0.0050.00519.筛孔数目3022302220.孔中心距，m0.01750.017521.开孔率，7.47.422.空塔气速，m/s0.6080.57923.筛孔气速，m/s11.6211.0724.稳定系数1.78461.8087序号项目精馏段提馏段25.每层塔板压降，pa60059026.负荷上限液泛控制液泛控制27.负荷下限漏液控制漏液控制28.液沫夹带0.00610.005729.气相负荷上限1.211.1130.气相负荷下限0.3750.37531.操作弹性3.2893.1732.冷凝器传热面积m2,27.6133.预热器传热面积, m25.9734.再沸器传热面积，m245.8635.塔顶蒸汽粗口管，mm13336.进料管直径，mm39.837.回流管直径，mm20.638.塔顶出料管径，mm23.839.塔釜出料管直径，mm4540.筒体壁厚，mm841.塔顶空间，m0.7242.人孔数,个443.裙座高度，m344.塔总体高度，m14.72设计小结经过两个星期的课程设计，我终于完成了苯甲苯分离过程板式精馏塔设计。总的来说，这次设计的内容不算复杂，运用的知识都可以在课本上找到，虽然计算量很大，但只要细心地计算，一步一步的把思路缕清晰，就能够完成课程设计的任务。俗话说：万事开头难。刚开始着手计算时，我们组在这部分上花了很多时间，更是由于计算的不仔细和做事马虎，我们的计算出了问题，尤其是在理论板数的计算时，因为我们的大意讲精馏段的计算公式误用到计算提留段板数的计算中，前前后后我们改了好几遍，着实让我们尝到了做事不认真的苦头。不管做任何事情，都不可马虎，马虎的做事，那么最后你得到的结果也会很马虎。应用的是我们有了方向，知道该怎么一步一步的做下去，事情就好办了。本次设计进行了苯甲苯混合液分离过程的精馏塔设计，根据精馏塔设计任务书进行了精馏塔工艺设计，我们的设计方案选择筛板式精馏塔。接着进行筛板的设计以及相关辅助设备的计算。绘制了精馏塔装配图，精馏工艺流程图。通过计算筛板精馏塔的塔高是14.72m，塔的内径是1m，基础环内径是1m，基础环外径是1.6m。精馏塔的理论板数13块，实际板数是22块，需设4个人孔，故设计板间距为400mm，人孔直径500mm，人孔高度600mm。接下来就是完成电子档部分了。电子档部分的输入比较繁琐，还有公式的输入和排版问题。特别是公式的编辑，虽然我以前在数学建模论文中用过公式编辑器，但是这次还是发现了，在一些小的问题上的不足。小组分工合作，一部分一部分的完成，经过反复得修改，终于完成了初稿。经过程老师的审阅和指正，我们最终完成了本次课程设计的电子说明书部分。最后就只剩下画图部分了。因为本次课程设计的任务要求是需要画一张Auto CAD的工艺流程图和一张手绘的装配图图。没有亲手画图的人就不会清楚，这是一项需要细心和耐心的工作。本次课程设计内容虽然不是很复杂，但是通过这次课程设计，仍然学到了很多知识。非常感谢程老师在课程设计中的指导与批评。致谢本次课程设计是我们这个学期做的第一个课程设计，本次课程设计在程玉洁老师的亲切关怀和悉心指导下完成的。她严肃的科学态度，严谨的治学精神，精益求精的工作作风，深深地感染和激励着我们。从课程设计的方案选择到项目的最终完成，程老师都始终给予我细心的指导和不懈的支持，当我第一次把说明书给老师看时，程老师更是认真详细的给我批改，在此谨向郑老师致以诚挚的谢意和崇高的敬意。 在此，我还要感谢我们小组的其他四名同学，正是由于他们的帮助和支持，我才能克服一个一个的困难，直至本课程设计的顺利完成。 在课程设计即将完成之际，我的心情无法平静，从开始进入课题到设计的顺利完成，有很多可敬的老师、同学、朋友给了我无言的帮助，在这里请接受我诚挚的谢意！最后我还要感谢培养我长大含辛茹苦的父母，谢谢你们！ 参考文献1陈敏恒化工原理M北京：化学工业出版社(第三版)，20032贾绍义，柴诚敬化工原理课程设计M天津：天津大学出版社，20023马江全，冷一欣化工原理课程设计M北京：中