苯-甲苯分离过程筛板精馏塔的设计

目录摘要第一章概述11精馏塔设计任务12精馏塔设计方案的选定第二章精馏塔设计计算21精馏塔的物料衡算22塔板数的确定23精馏塔的工艺条件及有关物性数据的计算24精馏塔的塔体工艺尺寸计算25塔板主要工艺尺寸的计算第三章筛板的流体力学验算31塔板压降32液面落差第四章塔附属设备选型及计算41再沸器（蒸馏釜）42塔顶回流冷凝器43进料管管径44回流管管径45法兰46人孔设计小结附录参考文献摘要本设计任务为精馏塔分离苯甲苯混合物。对于二元混合物的分离，采用连续精馏过程。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器冷凝，冷凝液在泡点温度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，所以在设计中把操作回流比取最小回流比的15倍。塔釜采用间接蒸汽加热，塔底产品经冷却后送至储罐。关键词分离苯甲苯AUTOCAD筛板精馏塔设计计算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。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，板式精馏塔具有下列优点生产能力（2040）塔板效率（1050）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23。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R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。12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15倍。塔釜采用间接蒸汽加热，塔底产品经冷却后送至储罐。11设计方案的选定及基础数据的搜集本设计任务为分离苯一甲苯混合物。由于对物料没有特殊的要求，可以在常压下操作。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人精馏塔内。塔顶上升蒸气采用全凝器冷凝，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18倍。塔底设置再沸器采用间接蒸汽加热，塔底产品经冷却后送至储罐。其中由于蒸馏过程的原理是多次进行部分汽化和冷凝，热效率比较低，但塔顶冷凝器放出的热量很多，但其能量品位较低，不能直接用于塔釜的热源，在本次设计中设计把其热量作为低温热源产生低压蒸汽作为原料预热器的热源之一，充分利用了能量。塔板的类型为筛板塔精馏，筛板塔塔板上开有许多均布的筛孔，孔径一般为38MM，筛孔在塔板上作正三角形排列。筛板塔也是传质过程常用的塔设备，它的主要优点有结构比浮阀塔更简单，易于加工，造价约为泡罩塔的60，为浮阀塔的80左右。处理能力大，比同塔径的泡罩塔可增加1015。塔板效率高，比泡罩塔高15左右。压降较低，每板压力比泡罩塔约低30左右。筛板塔的缺点是塔板安装的水平度要求较高，否则气液接触不匀。操作弹性较小约23。小孔筛板容易堵塞。下图是板式塔的简略图2板式塔的设计21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221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。222操作压力的选择蒸馏过程按操作压力不同，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。223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，通常用釜残液预热原料。所以这次采用的是泡点进料。224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。225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20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。4工艺计算及主体设备的计算41精馏塔的物料衡算苯的摩尔质量7811KG/KMOL甲苯的摩尔质量9313KG/KMOL原料处理量F160KMOL/H进料苯的摩尔分率055FX塔顶苯的摩尔分率096DX塔顶易挥发组分的回收率94总物料衡算FDW易挥发（苯）组分衡算FWXX塔顶易挥发组分（苯）的回收率D10FX联立解得94605/862/DMOLHOLH108273/WL90718FX42塔板数的确定421理论板层数的求取TN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数据，绘出XY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（055，055）作垂线EF即为进料线Q线，该线与平衡线的交点坐标为075055QYQX故最小回流比为RMIN0967510DQYX取操作回流比为R2210521求精馏塔的气、液相负荷218602/LRDMOLH67/VL341F267/OLH求操作线方程精馏段操作线方程1802609670317DLYXXXV提留段操作线方程3438296262W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N105包括再沸器T进料板位置N5图1图解法求理论板层数422实际板层数的求解精馏段实际板层数N精47698052提留段实际板层数N提1343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431操作压力的计算设塔顶表压P表4KPA塔顶操作压力PD101341053KPA每层塔板压降P07KPA进料板压力PFKPA105378109精馏段的平均压力KPA2M432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TD821进料板温度T泡点温度F确定在1109KPA下溶液的泡点需采用试差法。经过几次试差后，得到泡点T92进料板温度T92F精馏段平均温度T（82L92）/28705M433平衡摩尔质量的计算塔顶平均摩尔质量计算由XY096,查平衡曲线（见图1），得D1X0889M0967811109692137867KG/KMOLVDMM088978111088992137967KG/KMOLL进料板平均摩尔质量计算由图解理论板见图1，得Y0702F查平衡曲线（见图1），得X0495FM070278111070292138229KG/KMOLVMM049578111049592138519KG/KMOLLF精馏段平均摩尔质量M78678229/28048KG/KMOLVMM79678519/28243KG/KMOLL434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291KG/MVMRTP10843752313液相平均密度计算液相平均密度依下式计算，即1IIA塔顶液相平均密度的计算由T821，查手册得D8127KG/M8079KG/MA3B38125KG/MLDM1096/82704/893进料板液相平均密度的计算由TF92，查手册得7341KG/M7343KG/MA3B3进料板液相的质量分率A0454A049578123463LFM精馏段液相平均密度为（81257342）/277335KG/M3LM435液体平均表面张力计算液相平均表面张力依下式计算，即LMIX塔顶液相平均表面张力的计算由TD821，查手册得2124MN/M2142MN/MAB09600421422125MN/MLDM241进料板液相平均表面张力的计算由TF92，查手册得1982MN/M2061MN/MAB0495182056120MN/LFM精馏段液相平均表面张力为（21252022）/22074MN/MLM436液体平均粘度计算液相平均粘度依下式计算，即LGLGLMIIX塔顶液相平均粘度的计算由TD821，查手册得0302MPAS0306MPASAB096LG03021096LG0306LGLDM0302MPAS进料板液相平均粘度的计算由TF92，查手册得A0276MPASB0283MPASLG0495LG027610495LG0283LFM0280MPAS精馏段液相平均表面张力为（03020280）/20291MPASLM44精馏塔的塔体工艺尺寸计算441塔径计算精馏段的气、液相体积流率为VSVMVM36032780425/3691MSLSL36/由UCMAXV式中C由式55计算，其中的由图51查取，图的横坐标为2000426HL2/1V053601/27359取板间距H040M，板上液层高度H006M,则TLHH040006034ML查图51得，C007520CC007500755202L0274U007551228M/SMAX73591取安全系数为07，则空塔系数为U07U0712280860MAXDVS4205317486M按标准塔径圆整后为D18M塔截面积为AD182543MT4222实际空塔系数为U05387/2S442精馏塔有效高度的计算精馏段有效高度为Z精（N精1）HT810428M提馏段有效高度为Z提（N提1）HT（131）0448M在进料板上方开一人孔，其高度为08M故精馏塔的有效高度为ZZ精Z提0828480884M45塔板主要工艺尺寸的计算451溢流装置计算因塔径D18M，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LW取LW066D06618119M溢流堰高度HW由WLOH选用平直堰，堰上液层高度H由式57计算，即WHEOW108422/3L近似取E1,则H10018MOW2/30569取板上清液层高度006ML故00600180042MWO弓形降液管宽度和截面积WDAF由06LD查图57，得72FTA0124DAF00722AT0072225430184M2WD0124D0124180223M依式59验算液体在降液管中停留时间，即1373S5SHTFLH36036018405故降液管设计合理。降液管底隙高度H00036WLLU取016M/S0005360283619HWLMLU00420028200138M0006M0故降液管底隙高度设计合理选用凹形受液盘，深度50MMWH452塔板布置塔板的分块因D800MM，故塔板采用分块式。查表53得，塔极分为5块。边缘区宽度确定取WW0065M,W0035MSSC开孔区面积计算开孔区面积AA按式512计算，即221SIN80RXXR其中XWW022300650612MDSDRW00350865M2C1故A20612SIN1924MA220865120865108652筛孔计算及其排列本设计所处理的物系无腐蚀性，可选用3MM碳钢板，取筛孔直径50MM。筛孔按正三角形排列，取孔中心距T为T33515MM0筛孔数目N为N9876个201TA21945开孔率为0907（）0907（）101TD020152气体通过筛孔的气速为U1056M/S0AVS205319446筛板的流体力学验算461塔板压降干板阻力HC计算干板阻力HC由式519计算，即2051VCLU由53167，查图520得，077200故H005100359M液柱C6729135气体通过液层的阻力计算HL气体通过液层的阻力H1由式520计算，即1LU0870M/SAFTAVS2053418F0871484KG/SM092/2/1查图511，得059故HHHH0590042001800354M液柱1LWO液体表面张力的阻力计算液体表面张力所产生的阻力由式523计算，即H00022M液柱04GDL32741035985气体通过每层塔板的液柱高度HP可按下式计算，即1PCH00359003540002200735M液柱气体通过每层塔板的压降为PHG00735773359815576PAU0MAX,0稳定系数为K185715MAX0U1568故在本设计中无明显漏液465液泛为防止塔内发生液泛，降液管内液层高应服从式532的关系，即DTWHH苯一甲苯物系属一般物系，取05，则0504000420221MTW而DPLDH板上不设进口堰，可由式530计算，即DHH05130153016000392M液柱0U22H007350060003920137M液柱DTW故在本设计中不会发生液泛现象47塔板负荷性能图471漏液线由0,MIN0L4C5613H/LVU,IN0,IN0SVALWOHHEOW108422/3HL得2/3,MIN084456010HSWLVWVCAHEL440772010119242/36028405613010735/2919SL整理得2/3,MIN10768056SSVL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1L,M/SS300006000150003000045VM/S,S1044106911011127由上表数据即可作出漏液线L472液沫夹带线以01KG液/KG气为限，求VSLS关系如下VE由3265710AVLTFUHHU0424VAFTSAV2543018SSFLWOHHH0042WH0594LO2/36028419SS3/2故H01051485LFS3/2HH02951485LTFS/E01V3263/0457120429518SV整理得/9SSVL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2L,M/SS300006000150003000045VM/S,S4237410439343791由上表数据即可作出液沫夹带线2473液相负荷下限线对于平直堰，取堰上液层高度0006M作为最小液体负荷标准。由式57得OWHH0006OW3/2601842WSLLE取E1，则L000102MIN,S8422/31960据此可作出与气体流量无关的垂直液相负荷下限线3。474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4STFLHA故L00184M/SMAX,S01843据此可作出与气体流量元关的垂直液相负荷上限线4。475液泛线令DTWHH由；PLD1PCH1LHWOH联立得1TWOWCD忽略，将与LS，与LS，与VS的关系式代人上式，并整理得HOWDHC22/3SSAVB式中LVCA2051BH1HTWC0153/LH02D2841E313/26WL将有关数据代入，得000853A20519479135B05015404591042C1358621398D28409452/33600591故00085301541358609452SV2SL2/3S或1805159273110792S2S/3S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表3L,M/SS300006000150003000045VM/S,S4154407039503835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0051152253354455000050010015002LSVS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3,MAXV4/SS3,MINV105/SS故操作弹性为,IN0715S所设计筛板的主要结果汇总于表4序号项目数值序号项目数值1平均温度TM,870517边缘区宽度,M00352平均压力PM,KPA108118开孔区面积,M219243气相流量VS,M3/S205319筛孔直径,M00054液相流量LS,M3/S00053620筛孔数目98765塔的有效高度Z,M1021孔中心距,M00156实际塔板数2122开孔率,1017塔径,M1023空塔气速,M/S08078板间距0424筛孔气速,M/S10569溢流型式单溢流25稳定系数185710降液管型式弓型26单板压降,KPA062911堰长,M11927负荷上限液泛控制12堰高,M004228负荷下限漏夜控制13板上液层高度,M00629液沫夹带,KG液/KG气001514堰上液层高度,M001830气相负荷上限,M3/S333415降液管底隙高度,M0028231气相负荷下限,/S110516安定区宽度,M006532操作弹性30175辅助设备的草图及选型511接管1进料管进料管的结构类型很多，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。F149KG/H,8079KG/F3M则体积流量SVFM/04136098072114E进进管内流速SMU/则管径934M0143604UVD取进料管规格9525则管内径D90MM进料管实际流速SDV/6502209143142回流管采用直管回流管，回流管的回流量HKMOLL/87塔顶液相平均摩尔质量KOLGM/2180,平均密度3/981MKG则液体流量SMVELM/042733609812175取管内流速SU/则回流管直径DUVL260014350274可取回流管规格6525则管内直径D60MM回流管内实际流速SMDV/512206143743塔顶蒸汽接管则整齐体积流量SMVPNRT/1342360131041527948488927取管内蒸汽流速SMU/5则MDUV4260143524可取回流管规格43012则实际管径D416MM塔顶蒸汽接管实际流速SMUDV液排出管塔底W30KMOL/H平均密度3/785KGE平均摩尔质量KMOLG/0591M体积流量SMVEW/0963360478591取管内流速SU/0则DUV0495143509644可取回流管规格5425则实际管径D49MM塔顶蒸汽接管实际流速SMDV/5102204913645塔顶产品出口管径D119KOML/H相平均摩尔质量KOLGM/8溜出产品密度3/9813MKGE则塔顶液体体积流量SVED/0263369812取管内蒸汽流速SU/5则MDUV652051430264可取回流管规格5825则实际管径D53MM塔顶蒸汽接管实际流速SDV/481220531436452附属设备设计521泵的计算及选型进料温度TQ9263333KG/M679KG/M8579KG/M081FBASPA2SPA260SPAL20已知进