苯-甲苯精馏筛板塔的设计

苯甲苯精馏筛板塔的设计化工原理课程设计（二）任务书1设计题目年产54吨苯甲苯连续精馏筛板塔的设计设计目的通过对连续精馏筛板塔的设计，达到让学生了解该精馏塔的结构特点，并能根据工艺要求选择适当的类型，同时还能根据精馏的基本原理，选择合理流程和参数，确定精馏塔的基本尺寸，计算理论塔板数以及性能负荷图。2设计任务1）物料处理量（4001Y万吨年Y学号后2位2）进料组成35苯，苯甲苯常温混合溶液（质量分率，下同）分离要求塔顶产品组成苯96塔底产品组成苯43）操作条件塔顶操作压力1013KPA回流比R2RMIN单板压降07KPA泡点进料4）工时300天/年24小时运行3设计方法和步骤1设计方案简介根据设计任务书所提供的条件和要求，通过对现有资料的分析对比，选定适宜的流程方案和设备类型，初步确定工艺流程。对选定的工艺流程，主要设备的形式进行简要的论述。2主要设备工艺尺寸设计计算（1）收集基础数据（2）工艺流程的选择（3）做全塔的物料衡算（4）确定操作条件（5）确定回流比（6）理论板数与实际板数（7）塔径计算及板间距确定（8）堰及降液管的设计（9）塔板布置及筛板塔的主要结构参数（10）塔板的负荷性能图（12）塔盘结构（13）塔高3设计结果汇总4、设计评述参考文献图纸要求用A2图纸绘制精馏塔工艺流程图和精馏塔工艺条件图各一张。成绩依据设计说明书（参考工作态度）目录化工原理课程设计任书一、序言1、关于精馏概述2、设计方案的选定及流程说明3、基础数据的收集二、设计计算（一）精馏塔的物料衡算1、原料液及塔顶、塔釜产品的摩尔分率2、原料液及塔顶、塔釜产品的摩尔质量3、物料衡算（二）塔板数N的计算1、由苯甲苯气液平衡数据TXY和XY相图2、求最小回流比RMIN及实际操作回流比R3、精馏塔的气液两相负荷（摩尔流率）4、精馏段、提馏段的操作线方程5、逐板法或图解法求NT6、实际塔板数的确定（三）主体设备工艺尺寸的计算1、有关操作条件及物性数据的计算（1）操作压力计算（2）操作温度计算（7）精馏塔的气液两相负荷（体积流率）的计算（3）平均摩尔质量的计算（4）平均密度的计算（5）液相平均表面张力的计算（6）液相平均粘度的计算2、精馏塔塔体工艺尺寸的计算（1）塔径的计算（2）溢流装置的计算（3）塔板布置（4）塔高的计算（四）塔板性能负荷图1、漏液线2、液沫夹带线3、液量下限线4、液量上限线5、溢流液泛线三、个人评述参考文献一、序言1、关于精馏概述精馏是分离液体混合物（含可液化的气体混合物）最常用的一种单元操作，精馏过程在能量剂驱动下，使气液两相多次直接接触和分离，利用液相混合物中各组分的挥发度的不同，使易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，实现原料混合液中各组分的分离。根据生产上的不同要求，精馏操作可以是连续的或间歇的，有些特殊的物系还可采用衡沸精馏或萃取精馏等特殊方法进行分离。本设计的题目是苯甲苯连续精馏筛板塔的设计，即需设计一个精馏塔用来分离易挥发的苯和不易挥发的甲苯，采用连续操作方式，需设计一板式塔将其分离。分离苯和甲苯，可以利用二者沸点的不同，采用塔式设备改变其温度，使其分离并分别进行回收和储存。工业上对塔设备的主要要求是（1）生产能力大；（2）传热、传质效率高；（3）气流的摩擦阻力小；（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。常用的精馏塔分为板式塔和填料塔两大类。板式塔内装有若干层塔板，液体依靠重力自上而下流过每层塔板；气体则依靠压强差的推动，自上而下穿过各层塔板上的液层而流向塔顶，气液两相在塔内进行逐级接触。填料塔内则装有各种形式的填料，气液两相沿塔做连续逆流接触，其传质和传质的场所为填料的润湿表面。苯的沸点为801，熔点为55，在常温下是一种无色、味甜、有芳香气味的透明液体，易挥发。苯比水密度低，密度为088G/ML，但其分子质量比水重。苯难溶于水，1升水中最多溶解17G苯；但苯是一种良好的有机溶剂，溶解有机分子和一些非极性的无机分子的能力很强。甲苯是最简单，最重要的芳烃化合物之一。在空气中，甲苯只能不完全燃烧，火焰呈黄色。甲苯的熔点为95，沸点为111。甲苯带有一种特殊的芳香味（与苯的气味类似），在常温常压下是一种无色透明，清澈如水的液体，密度为0866克厘米3，对光有很强的折射作用（折射率14961）。甲苯几乎不溶于水052G/L，但可以和二硫化碳，酒精，乙醚以任意比例混溶，在氯仿，丙酮和大多数其他常用有机溶剂中也有很好的溶解性。甲苯的粘性为06MPAS，也就是说它的粘稠性弱于水。甲苯的热值为40940KJ/KG，闪点为4，燃点为535。分离苯和甲苯，可以利用二者沸点的不同，采用塔式设备改变其温度，使其分离并分别进行回收和储存。板式精馏塔、浮法塔都是常用的塔类型，可以根据不同塔各自特点选择所需要的塔。筛板是在塔板上钻有均布的筛孔，呈正三角形排列。上升气流经筛孔分散、鼓泡通过板上液层，形成气液密切接触的泡沫层（或喷射的液滴群）。筛板塔是1932年提出的，当时主要用于酿造，其优点是结构简单，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。其缺点是稳定操作范围窄，小孔径筛板易堵塞，不适宜处理粘性大的、脏的和带固体粒子的料液。但设计良好的筛板塔仍具有足够的操作弹性，对易引起堵塞的物系可采用大孔径筛板，故近年我国对筛板的应用日益增多，所以本工艺采用板式塔中的筛板塔。2、设计方案的选用及流程说明（1）、操作条件的确定确定设计方案是指确定整个精馏装置的流程、各种设备的结构型式和某些操作指标。例如组分的分离顺序、塔设备的型式、操作压力、进料热状态、塔顶蒸汽的冷凝方式等。下面结合课程设计的需要，对某些问题作些阐述。1）、操作压力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。塔顶操作压力1013KPA2）、进料状态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。3）、加热方式由于采用泡点进料，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。对于苯甲苯溶液，一般采用1120KPA（表压）。4）、回流比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。R2RMIN（2）、确定设计方案的原则确定设计方案总的原则是在可能的条件下，尽量采用科学技术上的最新成就，使生产达到技术上最先进、经济上最合理的要求，符合优质、高产、安全、低消耗的原则。为此，必须具体考虑如下几点所设计出来的流程和设备，首先必须保证产品达到任务规定的要求，而且质量要稳定，这就要求各流体流量和压头稳定，入塔料液的温度和状态稳定，从而需要采取相应的措施。其次所定的设计方案需要有一定的操作弹性，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，在必要的位置上要装置调节阀门，在管路中安装备用支线。计算传热面积和选取操作指标时，也应考虑到生产上的可能波动。再其次，要考虑必需装置的仪表如温度计、压强计，流量计等及其装置的位置，以便能通过这些仪表来观测生产过程是否正常，从而帮助找出不正常的原因，以便采取相应措施。要节省热能和电能的消耗，减少设备及基建费用。例如在蒸馏过程中如果能适当地利用塔顶、塔底的废热，就能节约很多升蒸汽和冷却水，也能减少电能消耗。又如冷却水出口温度的高低，一方面影响到冷却水用量，另方面也影响到所需传热面积的大小，即对操作费和设备费都有影响。同样，回流比的大小对操作费和设备费也有很大影响。例如苯属有毒物料，不能让其蒸汽弥漫车间。又如，塔是指定在常压下操作的，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是同样重要的。但在化工原理课程设计中，对第一个原则应作较多的考虑，对第二个原则只作定性的考虑，而对第三个原则只要求作一般的考虑。（2）、设计方案的选用1精馏方式本设计采用连续精馏方式。原料液连续加入精馏塔中，并连续收集产物和排出残液。其优点是集成度高，可控性好，产品质量稳定。由于所涉浓度范围内苯和甲苯的挥发度相差较大，因而无须采用特殊精馏。2操作压力本设计选择常压，常压操作对设备要求低，操作费用低，适用于苯和甲苯这类非热敏沸点在常温（工业低温段）物系分离。3塔板形式根据生产要求，选择结构简单，易于加工，造价低廉的筛板塔，筛板塔处理能力大，塔板效率高，压降教低，在苯和甲苯这种黏度不大的分离工艺中有很好表现。4加料方式和加料热状态设计采用泡点进料，将原料通过预热器加热至泡点后送入精馏塔内。采用高位槽进料，使得操作稳定性提高。5采用低压饱和水蒸汽加热。6再沸器，冷凝器等附属设备的安排采用立式热虹吸再沸器，塔顶蒸汽完全冷凝后再冷却至泡点下一部分回流入塔，其余部分经产品冷却器冷却后送至储灌。塔釜采用低压饱和蒸汽，塔底产品经冷却后送至储罐，冷却液选用原料液，可节约冷却介质。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。下图是板式塔的简略图。图1板式精馏塔（3）、流程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。图2、连续精馏操作流程图3、基础数据的收集表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（）临界压强（KPA）苯A657811801288568334甲苯B653921311063185741077表2、苯和甲苯的饱和蒸汽压温度80185909510010511060,101331169135515571792204224000,4004605406337438602400表3、纯组分的表面张力温度8090100110120苯，MN/M21220188175162甲苯，MN/M217206195184173表4、组分的液相密度温度8090100110120苯，KG/M814805791778763甲苯，KG/M809801791780768表5、液体的粘度温度8090100110120苯，M03080279025502330215甲苯，M03110286026402540228表6、常压下苯甲苯的气液平衡数据温度液相中苯的摩尔分率X气相中苯的摩尔分率Y11056000000109911002501087930071110761500112105051002081027915029410075200372988425044297133005079558350566940940061992694506679140500713901155075580806007918763650825865270085785447508858440800912833385093682259009598111950980806697098880219909961800110001000二、设计计算（一）、精馏塔的物料衡算1、原料液及塔顶、塔釜产品的摩尔分率苯的摩尔质量7811KG/KMOL甲苯的摩尔质量9213KG/KMOL原料苯的质量分数为35357811388096781196600478114682原料液及塔顶、塔釜产品的摩尔质量3887811921313888669KG/KMOL9667811921319667859KG/KMOL4687811921314689147KG/KMOL3、物料衡算苯的年产量54107KG541077500KG/HF由总物料衡算DWF易挥发组分物料衡算F8652得8652388966468750086698652KMOL/H故W5440KMOL/HD3212KMOL/H（二）、塔板数N的计算1、由苯甲苯气液平衡数据TXY和XY相图图3、苯甲苯气液平衡TXY图图4、苯甲苯气液平衡XY图2、最小回流比RMIN及实际操作回流比R1、相对挥发度苯的沸点为801，甲苯的沸点为1106当温度为801时，0LG60230LG6078120635801220241343948012195820061593010139KPA03917PA当温度为1106时，0LG12063560232377134394607820080LG023823KPA010186KPA1101392600238232339221247（2）、最小回流比的求取当泡点进料时Q1,故0388进料方程Y11X2470388124710388气液平衡方程Y110610故最小回流比0966061006100388160回流比为最小回流比的2倍，即23203、精馏塔的气液两相负荷（摩尔流率）LRD320321210278KMOL/HV1RD（1320）321213490KMOL/HLLQF1027886521893KMOL/HVV13490KMOL/H4、精馏段、提馏段的操作线方程精馏段操作线方程132009660762023提馏段操作线方程110278865246340046814030016两操作线交点横坐标为113201038803885、逐板法求NT理论板计算过程如下气液平衡方程247247Y即X247147由Y求的X,再将X带入平衡方程，以此类推1109202093120845308743073740792406065504766059360371038870505702928802089027690134101000761111003900468总理论板数为11（包括蒸馏釜），精馏段理论板数为5，第6块板为进料板。6、实际塔板数的确定（1）、全塔效率2470966098624703880610247004680108由,从图3中查得当0966时，D8580107810966078858086当0388时，10095F038802581009578当00468时，1106105004680110610858DW8086108589472在液体黏度共线图中查得此温度下苯、甲苯的黏度分别为0279025510090028602641009094729002550267M94729002640274M1038802671038802740271M01706161LG01706161LG02710522、实际塔板数精馏段1提馏段25052605296210块115312块（三）、主体设备工艺尺寸的计算1、有关操作条件及物性数据的计算（1）、操作压力计算塔顶操作压力1013KPA,每层塔板压降P07KPA则进料板压强P101310071083塔底压强101322071167KPA则精馏段平均操作压强1提馏段平均操作压强2（2）、操作温度计算精馏段平均温度1提馏段平均温度2221013108321083116721048PA1125PA8086957822883210218108589578平均摩尔质量的计算1）、塔顶平均摩尔质量的计算由理论板的计算过程可知，10966,10920096678111096692137859KG/MOL092078111092092137923KG/MOL2）、进料板平均摩尔质量的计算由理论板的计算过程可知，0610,0388061078111061092138358KG/MOL038878111038892138669KG/MOL3）、塔底平均摩尔质量的计算由理论板的计算过程可知,0108,00468010878111010892139062KG/MOL00468781110046892139147KG/MOL精馏段的平均摩尔质量785983588109KG/MOL792386698296KG/MOL提馏段的平均摩尔质量M835890628710KG/MOL866991478908KG/MOLM、平均密度的计算1）、气相平均密度计算由理想气体状态方程式计算，精馏段的平均气相密度即110488109283KG/31提馏段的平均气相密度211258710314KG/322、液相平均密度计算塔顶78110966解得9585119585415已知塔顶温度为8086，根据不同温度与密度的关系图利用数值插值法求解在该温度下苯甲苯的液相密度81480590808680581323KG/380980190808680180831KG/31095850041581302KG/32、进料板由进料板液相组成0388038878110388781110388921303501103500650已知进料温度为9578，同理用数值插值法求解该温度下苯和甲苯的液相密度。805791100957879179691KG/3801791100957879179522KG/310350065079581KG/33、塔底由塔底液相组成00468004687811004011040060已知塔底温度为10858，利用数值插值法求解该温度下苯和甲苯的液相密度。7917781101085877877985KG/37917801101085878078156KG/310400060078088KG/3故精馏段平均液相密度1813027958180442KG/3提馏段的平均液相密度2795817808878835KG/3（5）液相平均表面张力的计算利用数值插值法根据温度与苯和甲苯的表面张力的关系计算特定温度下的表面张力。1）、塔顶塔顶温度为808621220908086202110MN/M2172069080862062161MN/M096621101096621612112MN/M2、进料进料温度为95782018810095781881931MN/M20619510095781951996MN/M038819311038819961971MN/M3、塔底塔底温度为10858188175110108581751768MN/M195184110108581841856MN/M00468176810046818561852MN/M则精馏段的平均表面张力为1211219712042MN/M提馏段的平均表面张力为2197118521912MN/M（6）液相平均粘度的计算利用数值插值法根据温度与苯和甲苯的黏度的关系计算特定温度下的液体粘度。1）、塔顶塔顶温度为80860308027990808602790306M0311028690808602860308M096603061096603080306M2、进料进料温度为957802790255100957802550265M02860264100957802640273M038802651038802730270M3、塔底塔底温度为10858025502331101085802330236M026402541101085802540255M00468023610046802550254M则精馏段的平均液相黏度为1030602700288M提馏段的平均液相黏度为2（7）、精馏塔的气液两相负荷（体积流率）的计算027002540262M1）、精馏段的气液负荷计算VR1D3201321213490KMOL/H1134908109107M3/1LRD320321210278KMOL/H1102788296294103M3/1294103360010584M3/2）、提馏段的气液负荷计算1027886521893KMOL/H218938908594103M3/217863/113490KMOL/H23600213490871036003141039M3/2、精馏塔塔体工艺尺寸的计算（1）、塔径的计算1）、精馏段塔径初板间距H045M，取板上的液层高度H006M则HH045006039M图5史密斯关联图112941038044212200463查史密斯关联图得200082,依式C2002校正到物质表面20张力为2042MN/M时的C,即204202C008200823180442283008231385/取安全系数为070608,则070713850970/则D4410709701185按标准，塔径圆整为12M塔横截面积2122113244空塔气速1111071130947/2、提馏段塔径初板间距H045M，取板上的液层高度H006M则HH045006039M215941037883512200906查史密斯关联图得200079,依式C2002校正到物质表面20张力为1912MN/M时的C,即191202C007900783278835314007831238/取安全系数为070608,则0707123808666/441039D1236按标准，塔径圆整为13M塔横截面积A132133244121空塔气速2A1039130799/（2）溢流装置的计算采用单溢流、弓形降液槽、平行受液盘及平行溢流堰，不设进口堰，各项计算如下1、溢流堰长取堰长为07D，即07130912、出塔堰高精馏段由L105840912513398,07,查表得液流收缩系数E1028232841031058423091284103102800150则006001500045提馏段2841032328410317862102830021则006002100393）、降液管的宽度W与降液管的面积由07查表得W015，A008则W130150195A1330080106由式即精馏段提馏段AAA计算液体在降液管中停留的时间以检验降液管面积，010604529410010604559410316225符合要求8035符合要求4、降液管底隙高度0取液体通过降液管底隙的流速0025/007025/0精馏段0提馏段000则0294103091025000129004505941030910250026100393、塔板布置1、塔板的分块因为D800MM，所以选择采用分块式，查表可得，塔板可分为4块。2）、边缘区宽度W取边缘区宽度W0040030053）、安定区宽度W安定区宽度W0070006000754）开孔区面积的计算依式计算出开孔区面积22113R0040611300700195038520385061203852088325）、开孔数N与开孔率取筛孔的孔径0为5MM，正三角形排列，一般碳钢的板厚为3MM，取T30，故孔中心距T3050150MM0依式计算塔板上的开孔区的开孔数N，即11581158N10055172个依式计算塔板上开孔率，即088398125103（）0则每层板上的开孔面积0981088300872气体通过筛孔的气速为精馏段0提馏段0（4）塔高的计算000385210611070087103900871230/1194/H2（四）塔板性能负荷图精馏段1、漏液线D由053167，查筛板塔汽液负荷因子曲线图得C007720,4401044204200021100,44010440772360030005601328410S,MIN02322362330002180442283在操作范围内，任取几个L值，依上式计算V值，计算结果列于表7由上表数据即可作出漏液线1。2、液沫夹带线以01液/气为限，求VSLS关系如下由57103320045360025284103230