化工原理课设精馏塔设计-苯和甲苯.doc

1、前言塔设备的工作原理是通过内部结构使气液两相或液液之间充分接触， 实现质量传递和热量传递。它是一种重要的单元操作设备，在石油化工、炼油、医药及环境保护等工业部门应用广泛。蒸馏装置包括精馏塔，原料预热器，蒸馏釜（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的不同， 分为连续蒸馏和间歇蒸馏两种流程。 连续蒸馏具有生产能力大，产品质量稳定等优点，工业生产中以连续蒸馏为主。间歇蒸馏具有操作灵活、适应性强等优点，适合于小规模、多品种或多种组分物系的初步分离。本设计主要内容， 主要是工艺设计部分，塔板的类型和选择、 操作压力的选择、精馏塔的物料衡算、确定塔高、塔径、理论塔板数、全

2、塔效率、塔顶及塔底产品的预分配、溢流装置的设计、 塔板流体力学验算、 气相通过筛板塔的压强降等。本次设计的题目是苯甲苯连续精馏塔的工艺设计， 选用筛板式塔。 此塔具有生产能力较大、操作弹性大、液面落差也较小、压力降小、结构简单、造价低等特点，发展前途广泛，主要应用于石油、化工、轻工、医药及环境保护等领域。目录第 1 章设计方案的论证.11.1 装置流程的确定 .11.2 操作压力的选择11.3 进料状况和加热方式的选择11.4 回流比的选择21.5 塔板的类型和选择2第 2 章精馏塔设计任务书22.1.设计题目22.2. 工艺条件22.3.设计内容32.4.设计结果总汇32.5.参考文献3第

3、3 章 设计计算 .43.1.精馏流程的确定 .43.2塔的物料衡算 .43.2.1进料液及塔顶塔底产品的摩尔分数 . .43.2.2平均摩尔质量 . .43.2.3物料衡算 . .43.3塔板数的确定 .53.3.1理论板 N 的求法 .5T3.3.2全塔效率 . .73.4 塔工艺条件及物性数据计算 .73.4.1精馏段操作压力 .73.4.2操作温度 .83.4.3平均摩尔质量计算 .93.4.4平均密度计算 .93.4.5液体平均表面张力 .错误！未定义书签。3.4.6液相平均黏度 .错误！未定义书签。3.4.7塔体工艺尺寸的计算 .113.4.8 塔板主要工艺尺寸的计算173.4.9

4、塔板的流体力学验算 .173.4.10 塔板负荷性能图203.4.11浮阁塔工艺设计结果一览表.错误！未定义书签。第 4 章 塔附件设计284.1. 附件的计算284.1.1接管 .284.1.2 筒体与封头294.2. 附属设备设计304.2.1冷凝器 .304.2.2 再沸器31附件 .34参考文献35心得体会36第 1 章设计方案的论证1.1装置流程的确定蒸馏装置包括精馏塔，原料预热器，蒸馏釜（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的不同， 分为连续蒸馏和间歇蒸馏两种流程。连续蒸馏具有生产能力大， 产品质量稳定等优点， 工业生产中以连续蒸馏为主。间歇蒸馏具

5、有操作灵活、适应性强等优点，适合于小规模、多品种或多种组分物系的初步分离。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。塔顶冷凝器装置可采用全凝器、 分凝器 - 全凝器两种不同的设置。 工业上以采用全凝器为主，以便于准确的控制回流比。1.2操作压力的选择蒸馏过程按操作压力不同，分为常压蒸馏、减压蒸馏和加压蒸馏。一般，除热敏性物系外， 凡通过常压蒸馏能够实现分离要求，并能用循环水将馏出物冷凝下来的物系，都应采用常压横流，本设计中采用常压。1.3进料状况和加热方式的选择蒸馏操作有五种进料热状况，进料热状况不同，影响塔内各层塔板的气、液相负荷。蒸馏

6、大多采用间接蒸汽加热，设置再沸器工业上多采用接近泡点的液体进料，所以本设计中采用泡点进料。1.4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和操作费用之和最低。设计时，应根据实际需要选择回流比。本设计中取实际回流比是最小回流比的 1.6 倍，经计算实际回流比为2.16 。1.5塔板的类型和选择工业应用以错流式塔板为主，本设计使用筛板塔，它是优点是结构简单、造价低廉，因而对大规模生产具有重大意义。经过长期系统研究和大量的工业生产实践，目前已形成较完善的设计方法，只要设计合理， 筛板可具有足够的操作弹性。此外，筛板塔压降小， 液面落差也较小， 生产能力及塔板效率都较泡罩塔高，

7、已广泛应用于工业生产装置中。第 2 章精馏塔设计任务书2.1.设计题目苯与甲苯精馏塔设计2.2. 工艺条件生产能力： 6800 kg / h （料液）原料组成：进料41%（质量分数，下同），产品组成：馏出液99%苯，釜液 2%的苯操作压力：塔顶压强为常压进料状况： q=1加热方式：直接蒸汽加热回流比：自选2.3.设计内容1 确定精馏装置流程 ;2 工艺参数的确定基础数据的查取及估算，工艺过程的物料衡算及热量衡算，理论塔板数，塔板效率，实际塔板数等。3 主要设备的工艺尺寸计算板间距，塔径，塔高，溢流装置，塔盘布置等。4 流体力学计算流体力学验算，操作负荷性能图及操作弹性。2.4.设计结果总汇将精

8、馏塔的工艺设计计算的结果列在精馏塔的工艺设计计算结果总表中。2.5.参考文献列出在本次设计过程中所用到的文献名称、作者、出版社、出版日期。流程的设计及说明工艺流程：原料液由高位槽经过预热器预热后进入精馏塔内。操作时连续的从再沸器中取出部分液体作为塔底产品（釜残液）再沸器中原料液部分汽化，产生上升蒸汽，依次通过各层塔板。塔顶蒸汽进入冷凝器中全部冷凝或部分冷凝，然后进入贮槽再经过冷却器冷却。并将冷凝液借助重力作用送回塔顶作为回流液体，其余部分经过冷凝器后被送出作为塔顶产品。为了使精馏塔连续的稳定的进行，流程中还要考虑设置原料槽。产品槽和相应的泵 , 有时还要设置高位槽。 为了便于了解操作中的情况及

9、时发现问题和采取相应的措施，常在流程中的适当位置设置必要的仪表。比如流量计、温度计和压力表等，以测量物流的各项参数。第3章设计计算3.1. 精馏流程的确定：苯和甲苯的混合液体经过预热到一定的温度时送入到精馏塔，塔顶上升蒸气采用全凝器冷若冰霜凝后， 一部分作为回流， 其余的为塔顶产品经冷却后送到贮中，塔釜采用间接蒸气再沸器供热，塔底产品经冷却后送入贮槽。3.2塔的物料衡算3.2.1进料液及塔顶塔底产品的摩尔分数苯的摩尔质量M A78kg / kmol甲苯的摩尔质量M B 92kg / kmol进料组成 :xF41/ 780.450441/ 78 59 / 92塔顶组成：xD99/780.9915

10、99/78 1/ 92塔底组成：xW2/780.02352/ 7898/923.2.2平均摩尔质量M F0.450478(10.4504)9285.6944kg / kmolM D0.991578(10.9915)9278.119kg / kmolM W0.023578(10.0235)9291.671kg / kmol3.2.3物料衡算每小时处理的摩尔量：qn,F6800680079.3517 kmol / hM F85.6944总物料衡算：79.3517qn, Dqn,W易挥发组分物料衡算：0.9915qn,D0.0235qn,W0.450479.3517联立以上三式可得：qn,D35.0

11、002kmol / hqn,W44.3515kmol / h式中：qn, F 原料夜流量， kmol / hqn, D 塔顶产品（馏出液）流量， kmol / hqn,W 塔釜产品（釜液）流量， kmol / hxF 原料液组成（摩尔分数）xW 塔底产品组成（摩尔分数）xD 塔顶产品组成（摩尔分数）3.3 塔板数的确定3.3.1理论板 NT 的求法用图解法求理论板（ 1） 根据苯和甲苯的气液平衡数据作出 y-x 图，见附图 1（ 2） 进料热状况参数 q 1（ 3） q 线方程：是垂直于横轴且过 ( xF , xF ) 点的直线（ 4） 最小回流比 Rmin 及操作回流比 R依公式：Rminx

12、Dyq0.99150.68yqxq0.681.350.45取操作回流比： R 1.6Rmin 1.6 1.352.16（ 5）求蒸馏塔汽液相负荷q精Rq35.0002=75.6004 kmol / hn,D =2.16n,Lq精(R 1)qn,D =(2.16+1) 35.0002=110.6006 kmol / hnV,qnL, 提qnL,qnF, =75.6004+79.3517=154.9521 kmol / hqqnV,(q 1)qnF,=110.6006 kmol / hnV,提（ 6）操作线方程yq 精q 精n,L xn,D x 0.6836x 0.3165精馏段操作线方程 精qn

13、V,精DqnV,精提镏段操作线方程 y提qn,L提x qnW,提 xW 1.401x 0.401qn,V提qn,V提（ 7）图解法求理论板层数采用图解法求理论板层数，如附图 1所 示 。求解结果为：总理论板层数NT17 ，其中精馏段板数为9，提镏段板数为7（不包括再沸器），进料板位置NF10 。3.3.2全塔效率塔内的平均温度为94.8 , 查附录得到苯： L =0.26m Pa s ， 甲苯 ：L =0.286m Pas则在进料 zF0.4504 时，该温度下的平均粘度m 0.4504 A(10.4504)B0.4504 0.26 0.5496 0.286 0.274mPa.s m 2.47

14、0.274=0.677查精馏操作总板效率关联图，可得 : ET54%3.3.3 实际板数 N p精馏段实际板层数 :N p,精9 / 0.5417提馏段实际板层数 :Np,提7/ 0.54 13总实际板层数： Np17 13303.4 塔的工艺条件及有关物性数据计算3.4.1 精馏段的操作压力精馏段的操作压力塔顶操作压力PD =P当地P表1014 105kPa每层塔板压降p0.7kPa进料板压降pF1010.713110.1kPa精馏段平均压降pm(101110.1) / 2105.55 kPa提镏段的操作压力每层塔板压降p0.7kPa塔底操作压力PW =105 0.728 124.6kPa进

15、料板压降pF105 0.7 13 114.1kPa提馏段平均压降pm(124.6114.1) / 2 119.35 kPa3.4.2操作温度近似取塔顶温度为80.3 , 进料温度为 93.2 , 塔釜温度为 109.3 精馏段平均温度 tmtD t W 86.752提馏段平均温度 tmtD t W 101.2523.4.3平均摩尔质量计算塔顶摩尔质量的计算：由xDy1 =0.9915，查平衡曲线 , 查平衡曲线得 x1 =0.997 ；由 xWy1 0.012 ，查平衡曲线 , 查平衡曲线得 x1 0.01 。M VDm0.991578(10.9915)9278.119kg / kmol ；M

16、 LDm0.99778(10.997)9278.042 kg / kmol ；M VWm0.012kg kmolM LWm0.010kg kmol进料摩尔质量的计算：由平衡曲线查得： yF =0.68xF =0.45 ；M VFm0.6878(10.68)9282.48kg / kmol ；M LFm0.4578(10.45)9285.7 kg / kmol ；精馏段气液混合物平均摩尔质量：MVm精 (78.11982.48)2 80.30/kg kmol；MLm精(78.04285.7)2 81.871/kg kmol；提镏段气液混合物平均摩尔质量：M 提(91.7683.74)/ 2kg

17、kmolVmMLm提(91.8685.7)/2kg kmol3.4.4平均密度1、气相平均密度由理想气体状态方程计算，即p 精M精101.32580.32.72kg/ m3精mVmVmRT精8.314(86.75 273)mpm提MVm提119.353Vm提3.34kg/ mRT提8.314(101.25273)m2 、液相平均密度液相平均密度计算公式1Wi / im塔顶液相平均密度 ： 由 tD80.3 C ，查得 Akg m3B803kg m3 .LDm0.99/ 8051=813.008kgm30.01/ 803塔顶液相平均密度 ： 由 tW109.2 C ，查得 Akg m 3B765

18、kg m 3 .LWm1=769.23kgm30.01/ 760 0.99 / 765进料板液相平均密度 ：由 tF93.2 C ，查得 Akg m3B 786kg m 3.进料板液相的质量分数为wA0.45780.4100.45LFm1=784.4kg m30.410/ 7810.590/ 786进料板液相平均密度 ：由 tF93.2 C ，查得Akgm3B786kgm 3.进料板液相的质量分数为wA0.36780.360.3231LFm0.323/ 781=784.4kg m30.677/ 786故 精馏段平均液相密度：3Lm精 (813.008787.40)2 800.204/kgm；提

19、馏段的平均液相密度：3Lm提 (787.40769.23) 778.315/kg m3.4.5液体平均表面张力Lmxi i查附录可知，精馏段液相平均表面张力为：Lm精20.9mN / m提馏段液相平均表面张力为：Lm提17.25mN/ m3.4.6液相平均粘度Lm塔顶液相平均粘度，由由tD =80.3 查手册得：A 0.307( mPa.s) ；B 0.306( mPa.s) ；LDm0.99150.3070.0850.3060.307( mPa.s) ；进料板液相平均粘度的计算：由tF =93.5 手册得：A 0.26(mPa.s) ；B0.286( mPa.s) ；LFm0.45040.2

20、60.54960.2860.274( mPa.s) ；精馏段液相平均黏度为Lm(0.3070.274) / 20.2905( mPa.s)3.4.7塔体工艺尺寸的计算1. 塔颈的计算（ 1）最大空塔气速和空塔气速最大空塔气速计算公式 ：LVumaxCV精馏段的气 、液相体积流率为qV ,Vqn,V MVm110.6006 80.30 0.898m3 / s3600 Vm3600 2.72qV ,Lqn,L M Lm75.6004 81.870.00214 33600 Lm3600 800.204m / s求 C，其中 C20 由附图 2 查取，图中横坐标为qV ,L(L)1/20.002143

21、600(800.2041/2qV ,V0.89836002.72)0.0409V取板间距 H T0.45 m，板上液层高度 hL0.05 m，则H ThL0.45 0.050.4m查附图 2 得 C20 =0.085C C20( Lm )0.20.085 ( 20.9)0.20.08572020umax CLV0.0857800.2042.72 1.467V2.72m/s取安全系数为 0.6 ，则空塔气速为u0.6umax0.6 1.4670.8802 m/s提馏段的气、液相体积流率为qn,V M Vm110.600687.123/ sqV ,V36000.801 m3600Vm3.34qn,

22、L M Lm154.952188.783qV ,L0.00491 m / s3600Lm3600 778.315求 C，其中 C20 由附图 2 查取，图中横坐标为qV ,L(L )1/20.00491 3600778.315 1/20.0935qV ,V()V0.801 36003.34取板间距 H T0.45 m，板上液层高度 hL0.05 m，则H ThL 0.450.050.4m查附图 2 得 C20 =0.085CC20 ( Lm )0.20.085 (17.25) 0.20.08252020umaxCLV0.0825778.315 3.341.257 m/sV3.34取安全系数为0

23、.6 ，则空塔气速为u 0.6umax0.61.2570.754 m/s（ 2）塔径D4qV ,V40.8981.14mu3.140.8802按标准塔径圆整后为D=1.2m塔截面积为AT4D 21.221.1304 m24实际空塔气速为qV ,V0.898m/su0.794AT1.13042. 塔有效高度的计算精馏段有效高度为Z精(N精 1)HT(17 1) 0.45 7.2m提馏段有效高度为Z(N 3)H(133) 0.454.5提提Tm在进料板处及提馏段各开一个人孔，其高度均为0.8m，故精馏塔德有效高度为Z (Z精Z提 )0.8 2 7.24.5 0.8 2 13.3 m3.4.8 塔板

24、主要工艺尺寸的计算1. 溢流装置计算因塔径 D=1.2m，可选用单溢流弓形降液管，采用凹型受液盘 ，各项计算如下 ：（ 1）堰长l w取 l w0.66D0.661.20.79 m（ 2）溢流堰高度hw公式 hwhLhow选用平直堰，堰上液层高度how 依下式计算，即how精2.84E(qV ,L精 )2/31000lwhow提2.84E(qV,L提 )2/31000lw近似取 E=1，则2.84q 精2/32.840.0021436002/3hV,L0.0028E(lw)1 ()ow精100010000.79mh 提2.84qV,L提)2/32.840.0049136002/30.0023E

25、(1 ()ow1000lw10000.79取板上液层高度hL =0.05m，故： hw精 hL how精 0.05 0.0028 0.0472m hw提 hL how提 0.05 0.0023 0.4977m（ 3）弓形降液管宽度 Wd 与降液管面积 AfAfWd0.124 ，故由 lw / D =0.66 ，查图 35 得：0.0722 ，ATDAf0.0722 AT0.07221.13040.0816 m2Wd0.124 D0.124 1.20.1488 m依式3600Af HT 验算液体在降液管中停留时间，即qV ,L3600Af HT36000.08160.45精qV,L精17.16s

26、 5s0.0021436003600Af HT36000.08160.45 7.48s5s提qV,L提0.004913600故降液管设计合理。（4）降液管底隙高度 h0计算公式h 0q V , L3600l w u 0取 u0.1m / sh0精qV ,L精36000.002140.027m3600l u36000.79 0.1w 0h0提qV ,L提36000.004910.0623600l u36000.79 0.1w 0h 精h 精0.0472 0.0270.0202m0.006mw0h 提h 提0.4977 0.0620.4357m0.006mw0故降液管底隙高度设计合理。2. 精馏段

27、塔板布置及浮阀的数目与排列取阀孔动能因数 F010 ，用式 u0F0 求孔速 u0 ，即VF010m / su0精6.06V 精2.72F010u0提5.47 m / sV 提3.34qV ,V求每层塔板上的浮阀数，即依式 N4 d02u0N精qV,V精0.89812422d0u0精0.039 6.0644qV,V 提0.801123N提22d0u0提0.039 5.4744取边缘区宽度 Wc0.06m ，破沫区宽度 Ws0.07 m 。依式 Aa 2 X R2X 2R2 sin 1( X )计算鼓泡区面积，即180RDWc1.20.06 0.54mR22D(Wd Ws )1.20.07)0.

28、3812mX(0.148822222sin1(0.3812Aa 2 0.3812 0.540.38120.54) 0.748m21800.54浮阀排列方式采用等腰三角形叉排。取同一横排的孔心距t 75mm 0.075m ，则可按下式估算排间距 t ，即tAa0.7480.08m 80mmN t124 0.075考虑到塔的直径较大，必须采用分块式塔板，而各分块的支撑与衔接也要占去一部分鼓泡区的面积，因此排列间距不宜采用80mm，而应小于此值，故取t 65mm。按 t75mm ， t 65mm ，以等腰三角形叉排方式作图，得阀数 N120个按N 120重新核算孔速及阀孔动能因数：qV ,V0.89

29、86.27m / su0d02 N0.039212044F0 u0 V6.27 2.7210.34阀孔动能因数变化不大，仍在912 范围内 。u0.794塔板开孔率 =100%12.7%3.4.9塔板的流体力学验算1. 气相通过浮阁塔板的压降可根据式 h ph ch lh 计算塔板压降。73.11/1.825（ 1）干板阻力 由式u0c计算临界孔速，即V1/1.8251/1.82573.1u0c精73.16.07m/ sV精2.721/1.8251/1.82573.1u0c提73.15.42m/ sV提3.34因 uu0c ，则 hc 可按式 hc5.34u02V 计算，即2gL222.72h

30、u0精V精6.07精5.345.340.034mc2g2 9.81800.204精L223.34h提u0提V提5.425.345.340.034mc2g2 9.81 778.315提L（ 2）板上充气液蹭阻力 hl本设计分离苯和甲苯的混合液， 即液相为碳氢化合物，可取充气系数00.5 。依式 hl0hL 得h精0h精+h 精mlwowh提0h提+h 提mlwow（ 3）克服表面张力所造成的阻力h0因本设计采用浮阀塔，其h 很小，可忽略不计。因此，气体流经一层浮阀塔板的压降相当液柱高度为：hp精hc精 hl精0.0360.025 0.061mhp提hc提hl提0.034 0.25 0.284m单

31、板压降phL精g0.061800.2049.81 478.85ap精p精pphL提g0.284 778.3159.81 2168.42p提p提pa2.降液管中清夜层高度的确定为了防止淹塔想象的发生，要求控制降液管中清液曾高度H dH Thw 。 H d可用下式计算，即H d hp hL hd（ 1）与气体通过塔板的压降相当的液柱高度h 精0.061m， hp提0.284mp2（ 2）液体通过降液管的压头损失 hd ，因不设进口堰，故按式hdqV , L0.153l wh0计算qV,L精20.002142hd精0.0015m0.1530.153lwh0精0.79 0.027qV,L提22hd提0

32、.004910.0015m0.1530.153lwh0提0.79 0.62（ 3）板上流层高度，取 hL0.05m因此Hd精hp精hL精hd精0.061 0.05 0.0015 0.1125mHd 提hp提hL提hd 提0.284 0.25 0.0015 0.5355m取0.5, HT0.45, hw0.0472m则 (HThw )0.5 (0.450.0472) 0.2486 m可见 H d( H Thw ) ，符合防止淹塔要求3. 雾沫夹带校核qv,vv1.36 qv ,L ZLF1Lv100%1KC F Ab计算泛点率 F1 ：qv,vvF1Lv100%20.78 KC F AT板上液体

33、流径长度Z LD2Wd1.2 20.1488 0.9024m板上液流面积AbAT2 Af1.13042 0.08160.9672 m2苯和甲苯可按正常系统按表33 取物性系数 K1.0 ，又由图 310 查得泛点负荷系数 CF 0.120 ，将以上数值代入式1 得qV ,VV1.36qV , L Z LF1LV100%KC F Ab2.721.360.002140.90240.8982.72800.204100%47.45%10.1200.9672按式 2 计算泛点率，得qV ,VVF1LV100%0.78 KC F AT0.8982.72800.2042.72100%49.57%0.781.

34、00.120 1.1304计算出的泛点率都在80%以下，故可知雾沫夹带量能过满足ev0.1kg 液 / kg 汽的要求。3.4.10塔板负荷性能图1. 雾沫夹带线精馏段qV ,VV1.36qV ,L ZLLV100%F1KC F Ab对于一定的物系及一定的塔板结构，式中V 、 L 、 Ab 、K、 C F 及 ZL 均为已知值，相应于eV0.1 的泛点率上限值亦可确定，将各已知数代入上式，便得出 qV ,V qV , L 的关系式，据此作出雾沫夹带线。按泛点率 =80%计算如下qV ,V2.721.36 qV ,L 0.9024800.2042.720.81.00.1201.1304整理得qV

35、 ,V 1.8821.16qV , L精 雾沫夹带线数据qV , L / m3/ s0.0010.002qV ,V / m3/ s1.8591.838提镏段qV ,VV1.36qV , L Z LLV100%F1KC F Ab对于一定的物系及一定的塔板结构，式中V 、 L 、 Ab 、K、 C F 及 ZL 均为已知值，相应于eV0.1 的泛点率上限值亦可确定，将各已知数代入上式，便得出 qV ,V qV , L 的关系式，据此作出雾沫夹带线。按泛点率 =80%计算如下3.361.36 qV ,L1.05qV ,V3.36764.90.81.00.1201.3386整理得qV ,V 2.122

36、2.9 qV ,L提 雾沫夹带线数据q/ m3 / s0.0010.002V , LqV ,V/ m3 / s2.09712.07422. 液泛线精馏段由 (HThW )hp hLhdhc hlhhd 确定液泛线222/3qV ,L3600qV ,L( HT hW )5.34V u00.15310hw2.72l wh0EL 2g1000lw由于 H T 、 hW 、 l w 、 L 、 V 、0 及等均为定值而 u0 与 qV ,V 有如下关系u0qV ,V式中阀孔数 N 与孔径 d0亦定值4d02 N0.0195qV2,V0.24369qV2, L1.43qV2/3,L在操作范围内取若干个qV ,L 值液泛线数据qV ,L/ m3 / s0.00050.0010.00150.002qV ,V/ m3 / s2.342.302.292.20提镏段由(HThhhhhhhh确定液泛线W )pLdcldV u0