年产24万吨的苯-甲苯混合液筛板精馏塔的设计.doc

化工原理课程设计 设计题目 年产24万吨的苯-甲苯混合液筛板精馏塔的设计学 生 指导教师 副教授年 级 专 业 学 院 课程设计任务书一、课题名称年产24万吨的苯-甲苯混合液筛板精馏塔的设计二、课题条件（原始数据）1、设计方案的选定 原料：苯、甲苯 原料苯含量：质量分率=55.4% 原料处理量：质量流量=30.4t/h 产品要求：苯的质量分率：xD =99%，xW=2% 2、操作条件常压精馏，泡点进料，塔顶全凝，泡点回流，塔底间接加热。3、设备型式：筛板塔三、设计内容1、设计方案的选择及流程说明2、工艺计算（物料衡算、塔板数、工艺条件及物性数据、气液负荷等）3、主要设备工艺尺寸设计 （1）塔径 （2）塔板（降液管、溢流堰、塔板布置等） （3）塔高4、流体力学验算与操作负荷性能图5、辅助设备选型（冷凝器、再沸器、泵、管道等）6、结果汇总表7、设计总结8、参考文献9、塔的设计条件图（A2）10、工艺流程图（A3）四、图纸要求1、带控制点的工艺流程图（2图纸）；2、精馏塔条件图（1图纸）。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 目 录目录11 文献综述31.1概述31.2方案的确定及基础数据32 塔物料衡算52.1原料液及塔顶、塔底产品的摩尔分率52.2原料液及塔顶、塔底产品的平均摩尔质量62.3物料衡算63 塔板数的确定63.1理论板层数的求取63.2求精馏塔气液相负荷73.3操作线方程83.4逐板计算法求理论板层数83.5全塔效率估算83.6求实际板数94 精馏塔的工艺条件及有关物性数据的计算94.1操作压力计算94.2安托尼方程计算104.3平均摩尔质量计算104.4平均密度计算114.5液体平均表面张力计算124.6液体平均粘度计算134.7气液负荷计算145 精馏塔塔体工艺尺寸的计算155.1塔径的计算156 塔板主要工艺尺寸的计算166.1溢流装置计算166.2塔板布置186.3筛孔数与开孔率的计算197 筛板的流体力学验算197.1塔板的压降167.2液面落差187.3液沫夹带187.4漏液187.5液泛198 塔板负荷性能图228.1漏液线208.2雾沫夹带线208.3液相负荷下限线218.4液相负荷上限线218.5液泛线219 设备设计269.1塔顶全凝器的计算与选型269.2再沸器2710 各种管尺寸确定2710.1进料管2710.2出料管2810.3塔顶蒸汽管2810.4回流管2810.5再沸返塔蒸汽管2811 塔高2812 设计体会3013 本设计中符号的说明3113.1英文字母:3113.2下标3213.3希腊字母3314.参考文献30年产24万吨的苯-甲苯混合液筛板精馏塔的设计1文献综述1.1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。工业生产中应用最广泛的是精馏。它是连续进行多次部分汽化和部分冷凝的过程，是可以让混合液体得到较为充分分离的连续操作。精馏也可按照不同方法分类，例如按操作压力可分为常压、加压和减压精馏，按分离混合液体中组分的数目可分为双组分和多组分精馏。塔设备是炼油、化工、石油化工等生产中广泛应用的气液传质设备。根据塔内气液接触部件的结构型式，主要分为板式塔和填料塔两大类。板式塔内设置一定数目的塔板，气体以鼓泡或喷射形式穿过板上液层进行质热传递，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的填料层，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。精馏操作既可采用板式塔，也可采用填料塔，板式塔为逐级接触型气液传质设备，其种类繁多，根据塔板上气液接触元件的不同，可分为泡罩塔、浮阀塔、筛板塔、穿流多孔板塔、舌形塔、浮动舌形塔和浮动喷射塔等多种。板式塔在工业上最早使用的是泡罩塔(1813年)、筛板塔(1832年)，其后，特别是在本世纪五十年代以后，随着石油、化学工业生产的迅速发展，相继出现了大批新型塔板，如S型板、浮阀塔板、多降液管筛板、舌形塔板、穿流式波纹塔板、浮动喷射塔板及角钢塔板等。目前从国内外实际使用情况看，主要的塔板类型为浮阀塔、筛板塔及泡罩塔，而前两者使用尤为广泛。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，使用碳刚的比率较少。实际操作表明，筛板塔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较袍罩塔窄，但良好的塔，其操作弹性仍可达到3-4。在常压操作的连续精馏塔内分离苯-甲苯混合液，已知原料液的处理量为30.4t/h，组成为55.4%（苯的质量分率），要求塔顶馏出液的组成为99%（苯的质量分率）塔底釜的组成为2%。设计条件如下： 操作压力 4kPa (塔顶表压) 进料热状况 泡点进料1.2方案的确定及基础数据 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，将原料液通过预热器加热至泡点后送入精馏塔内。塔顶上升的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贮罐。该物系属易分离物系，最小回流比较小，故操作回流比是最小回流比的2倍，塔釜采用间接蒸汽加热塔顶产品经冷却后送入贮罐。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A甲苯BC6H6C6H5CH378.1192.1380.1110.6288.5318.576833.44107.7表2 苯和甲苯的饱和蒸汽压温度80.1859095100105110.6,kPa，kPa101.3340.0116.946.0135.554.0155.763.3179.274.3204.286.0240.0表3 常温下苯甲苯气液平衡数据 温度80.1859095100105110.6液相中苯的摩尔分率汽相中苯的摩尔分率1.0001.0000.7800.9000.5810.7770.4120.6300.2580.4560.1300.26200表4 纯组分的表面张力 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 温度()8090100110120苯,kg/甲苯,kg/814809805801791791778780763768表6 液体粘度 温度()8090100110120苯（mP.s）甲苯（mP.s）0.3080.3110.2790.2860.2550.2640.2330.2540.2150.228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/y110.56109.91108.79107.61105.05102.79100.7598.8497.1395.5894.0992.6991.4090.1180.8087.6386.5285.4484.4083.3382.2581.1180.6680.2180.010.001.003.005.0010.015.020.025.030.035.040.045.050.055.060.065.070.075.080.085.090.095.097.099.0100.00.002.507.1111.220.829.437.244.250.756.661.966.771.375.579.182.585.788.591.293.695.998.098.899.61100.02 塔物料衡算2.1原料液及塔顶、塔底产品的摩尔分率苯的摩尔质量甲苯的摩尔质量 2.2原料液及塔顶、塔底产品的平均摩尔质量2.3物料衡算原料处理量总物料衡算 苯物料衡算 联立解得 式中 F-原料液流量 D-塔顶产品量 W-塔底产品量3 塔板数的确定3.1理论板层数的求取苯-甲苯属于理想物系，采用逐板计算法求理论层数由表10-21苯-甲苯物质在总压101.3kpa下的t-x关系 由表10-11苯-甲苯在某温度t下蒸汽压 、 理想物系平衡线方程泡点进料 取操作回流比 3.2求精馏塔气液相负荷3.3操作线方程精馏段方程为 提馏段方程为 3.4逐板计算法求理论板层数平衡方程 精馏段方程 提馏段方程 总理论板数为 （包括再沸器）3.5全塔效率估算查温度组成图得到塔顶温度，塔釜温度，全塔平均温度=95.00分别查得苯甲苯的平均温度下的粘度 平均粘度公式得全塔效率3.6求实际板数精馏段实际板层数提馏段实际板层数进料板在第15块板4 精馏塔的工艺条件及有关物性数据的计算4.1操作压力计算塔顶操作压力 P = 101.325+4 = 105.3kPa每层塔板压降 P 0.27 kPa进料板压力 塔底操作压力 精馏段平均压力 提馏段平均压力 4.2安托尼方程计算依据操作压力，有泡点方程通过试差法计算出泡点温度，其中苯，甲苯的饱和蒸汽压有计算结果如下塔顶温度 进料板温度 塔底温度 精馏段的平均温度 提馏段的平均温度 4.3平均摩尔质量计算塔顶平均摩尔质量就算由 ，代入相平衡方程得进料板平均摩尔质量计算由上面理论板的算法，得 ， 塔底平均摩尔质量计算由 ，由相平衡方程，得精馏段平均摩尔质量提馏段平均摩尔质量4.4平均密度计算气相平均密度计算有理想气体状态方程计算，精馏段的平均气相密度即提馏段的平均气相密度液相平均密度计算液相平均密度依下式计算，即塔顶液相平均密度计算由，查得 塔顶液相的质量分率已知 ；得进料板液相平均密度计算由，查得 进料板液相的质量分率为已知 塔底液相平均密度的计算由，查得 塔底液相的质量分率已知精馏段液相平均密度为提馏段液相平均密度为4.5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，查得 进料板液相平均表面张力的计算由，查得 塔底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为提馏段液相平均表面张力为4.6液体平均粘度计算液相平均粘度依下式计算，即塔顶液相平均粘度的计算由，查得 进料板液相平均粘度的计算由，查得 塔底液相平均粘度计算由，查得 精馏段液相平均粘度为提馏段液相平均粘度为4.7气液负荷计算精馏段：提馏段：5 精馏塔塔体工艺尺寸的计算5.1塔径的计算塔板间距HT的选定很重要，它与塔高、塔径、物系性质、分离效率、塔的操作弹性，以及塔的安装、检修等都有关。可参照下表所示经验关系选取。表8 板间距与塔径关系塔径DT，m0.30.50.50.80.81.61.62.42.44.0板间距HT，mm200300250350300450350600400600对精馏段：初选板间距，取板上液层高度故查史密斯关联图得；依式校正物系表面张力为20.72mN/m时，可取安全系数为0.7，则（安全系数0.6-0.8）故 按标准塔径圆整为2800mm，则空塔气速0.84m/s对提馏段：初选板间距，取板上液层高度故查图得 依式校正物系表面张力为19.36mN/m时按标准塔径圆整为3000mm，则空塔气速0.74m/s将精馏段和提溜段相比较可以知道二者的塔径不一致，根据塔径的选择规定，对于相差不大的二塔径取二者中较大的，因此在设计塔的时候塔径取3.0m6 塔板主要工艺尺寸的计算6.1溢流装置计算6.1.1精馏段因塔径D=3.0m，可选用双溢流弓形降液管，采用平行受液盘。对精馏段各项计算如下：1) 溢流堰长：双溢流，取堰长2) 出口堰高：双溢流 查图得故3)降液管的宽度与降液管的面积：由,查图得 故 计算液体在降液管中停留时间以检验降液管面积，即 （符合要求）4)降液管底隙高度：取液体通过降液管底隙的流速（符合）5)受液盘采用平行受液盘，不设进口堰，深度为50mm6.1.2提馏段：1) 溢流堰长：双溢流，取堰长为0.70D=0.703.0=2.10m2) 出口堰高：双溢流 故3)降液管的宽度与降液管的面积：由,查图得 故 计算液体在降液管中停留时间以检验降液管面积，即 （符合要求）4) 降液管底隙高度：取液体通过降液管底隙的流速（符合）6.2塔板布置6.2.1精馏段一）塔板的分块因，故塔板采用分块式。查表得，塔板分为4块。对精馏段：1)取边缘宽度 安定区宽度 2) 计算开孔区面积6.3筛孔数n与开孔率：取筛孔的孔径为5mm，正三角形排列，一般碳的板厚为3mm，取故孔中心距筛孔数开孔率每层板上的开孔面积气体通过筛孔的气速为7 筛板的流体力学验算塔板的流体力学验算，目的在于验算预选的塔板参数是否能维持塔的正常操作，一边决定对有关塔的参数进行必要的调整，最后还要做出塔板负荷性能图。7.1塔板的压降精馏段：1)干板压降相当的液柱高度：依，查干筛孔的流量系数图得，由式2)气体穿过板上液层压降相当的液柱高度：由与关联图查得板上液层充气系数=0.51，依式hl=hL0=0.590.06=0.0354m3) 克服液体表面张力压降相当的液柱高度：依式则单板压降：提馏段：1)干板压降相当的液柱高度：依，查干筛孔的流量系数图得， 由式2)气体穿过板上液层压降相当的液柱高度：由与关联图查得板上液层充气系数=0.62，依式hl=hL0=0.037m3)克服液体表面张力压降相当的液柱高度：依式则单板压降：7.2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。7.3雾沫夹带精馏段：在设计负荷下不会发生过量雾沫夹带。提馏段：在设计负荷下不会发生过量雾沫夹带。7.4漏液精馏段：由式筛板的稳定系数，故在设计负荷下会产生漏液。提馏段：由式筛板的稳定系数，故在设计负荷下会产生漏液。7.5液泛精馏段：为防止降液管液泛的发生，应是降液管中清液层高度依式取，则故根据以上塔板的各项液体力学验算，可认为精馏段塔径及各项工艺尺寸是适合的。提馏段：为防止降液管液泛的发生，应是降液管中清液层高度依式取，则故根据以上塔板的各项液体力学验算，可认为精馏段塔径及各项工艺尺寸是适合的。8 塔板负荷性能图8.1漏液线：精馏段：由 ， 表9漏液线Ls /(m3/s)0.001790.023460.045720.0622Vs /(m3/s)2.563.293.703.95提馏段：由 ， 表9漏液线Ls /(m3/s)0.001790.019780.040420.0622Vs /(m3/s)3.473.934.254.508.2雾沫夹带线精馏段：表10雾沫夹带线Ls /(m3/s)0.001790.023460.045720.0622Vs /(m3/s)10.6137.0534.3242.978提馏段：表10雾沫夹带线Ls /(m3/s)0.001790.019780.040420.0622Vs /(m3/s)10.7267.0454.0212.8768.3液相负荷下限线精馏段：对于平直堰，取堰上液层高度作为最小液体负荷标准取E=1提馏段：对于平直堰，取堰上液层高度作为最小液体负荷标准取E=18.4液相负荷上限线精馏段：以作为液体在降液管中停留时间的下限 提馏段：以作为液体在降液管中停留时间的下限 8.5液泛线提馏段：令由 联立得忽略，将与，与的关系代入上式代数得表11 液泛线Ls /(m3/s)0.001790.023460.045720.0622Vs /(m3/s)14.8312.4911.50210.96做出筛板负荷性能图图1 筛板负荷性能图提馏段：令由 联立得 忽略，将与，与的关系代入上式代数得表11 液泛线Ls /(m3/s)0.001790.019780.040420.0622Vs /(m3/s)19.9217.2514.5611.72做出筛板负荷性能图图1 筛板负荷性能图9 设备设计9.1塔顶全凝器的计算与选型9.1.1全凝器的传热面积和冷却水的消耗量冷凝蒸汽用量：查得苯的潜热 甲苯的潜热9.1.2对Q估算以苯-甲苯的冷凝潜热为主计算9.1.3水的流量9.1.4平均温差9.1.5传热面积参照表安全系数取1.2，换热面积9.2再沸器9.2.1 加热蒸汽量：对Q估算 9.2.2考虑5%热损失选0.3Mpa的饱和水蒸气加热，取传热系数估算传热面积 取安全系数0.8，实际传热面积10 各种管尺寸确定10.1进料管泵输进料，10.2出料管釜残液的体积流量： 10.3塔顶蒸汽管10.4回流管强制回流 10.5再沸返塔蒸汽管 11 塔高总塔高度=塔顶空间+塔底空间+人孔+塔高取塔顶空间 塔底空间人孔数=4 取孔径为0.5mH=(n-nF-np)HT+nFHF+H1+H2+nPHp+HD+HBH:塔高 n：实际塔板数 nF:进料板数 nP :人孔数 HF：进料板间距 Hp：人孔板间距 HB：塔底空间高度 HD：塔顶空间高度 H1：封头高度 H2：裙座高度 塔高： H=(26-1-4)0.4+0.6+40.5+1.2+1.2+3+0.34=16.7m设计结果一览表项目符号单位计算数据精馏段提留段各段平均压强PmkPa107.3110.8各段平均温度tm85.0299.53平均流量气相VSm3/s5.155.216液相LSm3/s0.01280.0253实际塔板数N块1511板间距HTm0.400.40塔的有效高度Zm4.03.2塔径Dm3.03.0空塔气速um/s0.840.74塔板液流形式双流型双流型溢流管型式弓形弓形堰长lwm2.102.10堰高hwm0.0380.035溢流堰宽度Wdm0.4470.642管底与受业盘距离hom0.030.036板上清液层高度hLm0.060.06孔径domm5.05.0孔间距tmm15.015.0孔数n个3090330903开孔面积m20.610.61筛孔气速uom/s8.448.44塔板压降hPm0.0220.022液体在降液管中停留时间s19.4416.21降液管内清液层高度Hdm0.05940.102雾沫夹带eVkg液/kg气0.0100.010负荷上限雾沫夹带控制雾沫夹带控制负荷下限漏液控制漏液控制液相最大负荷LSmaxm3/s0.0622液相最小负荷LSminm3/s0.00179操作弹性1.8812.设计体会本设计对苯甲苯分离过程筛板精馏塔装置进行了设计。通过近两周的努力，反经过复杂的计算和优化，我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。通过这次课程设计我学到了很多知识，同时也对以前所学过的知识进行了复习，学会以严谨的态度对待每一件事情，从中受益匪浅。首先，我去图书馆借阅了大量有关书籍，并从设计书上了解熟悉了设计的流程和方法。通过查阅资料我对设计有了一定的了解，并确定了设计方案和具体流程及设计时间表，然后就进入了正式的设计工作当中。 从最简单的物料衡算开始，把设计题目中的操作条件转化为化工原理课程物料衡算相关的变量最终把物料衡算正确的计算出来。然后是回流比的确定，应用分离工程中的计算式出了最小回流比，然后通过分析确定了放大倍数求出了实际回流比。同样理论塔板数的计算也是通过复杂但有序的计算得出。 接下来塔的工艺尺寸计算，筛板流体力学验算，塔板负荷性能图计算等。当然这一路下来并不是一帆风顺的。在验算漏液时我发现得出的验算值小于规定值，通过讨论分析，我们整理出可能几条导致这一问题原因，在对这几个因素逐一分析后我们把目标转向了最大的“疑犯”筛板孔心距。原来是我们把孔心距取值取得偏小了，因为我们这个塔的生产能力比较大，太小的孔心距会导致板上液层压力大于板下气流产生的压力就会导致漏液的产生。在重新取了一个稍大的孔心距后通过验算漏液问题得到顺利解决。 这次历时近两周的的课程设计使我把平时所学的理论知识运用到实践中，使我对书本上所学理论知识有了进一步的理解，也使我自主学习了新的知识并在设计中加以应用。此次课程设计也给我提供了很大的发挥空间，积极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、查找数据和标准，确定设计方案。通过这次课程设计提高了认识问题、分析问题、解决问题的能力。总之，这次课程设计不仅锻炼了我应用所学知识来分析解决问题的能力，也提高了自主学习，检索资料和协作的技能。最后，非常感谢高玉红老师在这次课程设计中给予我的敦促和指导工作。对于设计中遇到的问题她给予了我认真明确耐心的指导，这极大的鼓励了我完成设计的决心。 13.本设计中符号的说明13.1英文字母:A0筛孔面积， h0降液管底高度，mAa塔板开孔面积， h相克服表面张力压降所当高度，mAf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，