化工原理课程设计方案苯甲苯的分离(2)

1、化工原理课程设计 -板式精馏塔的设计 姓名 单素民 班级 1114071 学号 111407102 指导老师 刘丽华 河南城建学院 序言 化工原理课程设计是综合运用化工原理课程和有关先修课程物 理化学，化工制图等）所学知识，完成一个单元设备设计为主的一次 性实践教案，是理论联系实际的桥梁，在整个教案中起着培养学生能力的重 要作用。通过课程设计，要求更加熟悉工程设计的基本内容，掌握化工单元 操作设计的主要程序及方法，锻炼和提高学生综合运用理论知识和技能的能 力，问题分析能力，思考问题能力，计算能力等。 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， 在化工，炼油，石油化工等工

2、业中得到广泛应用。精馏过程在能量剂驱动下 有时加质量剂），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。 目录 一、 化工原理课程设计任书 3 二、设计计算 3 1. 设计方案的确定3 2. 精馏塔的物料衡算3 3. 塔板

3、数的确定4 4. 精馏塔的工艺条件及有关物性数据的计算 8 5. 精馏塔的塔体工艺尺寸计算10 6. 塔板主要工艺尺寸的计算11 7. 筛板的流体力学验算 13 8. 塔板负荷性能图 15 9. 接管尺寸确定 30 二、个人总结 32 三、参考书目 33 一）化工原理课程设计任务书 板式精馏塔设计任务书 设计题目： 设计分离苯甲苯连续精馏筛板塔 二、设计任务及操作条件 1、设计任务： 物料处理量： 7 万吨年 进料组成 ： 37 苯，苯- 甲苯常温混合溶液 95% 塔底产品组成苯 6% 2、操作条件 平均操作压力 ： 101.3 kPa 平均操作温度：94C 回流比： 自 选 单板压降： =0

4、.9 kPa 工时： 年开工时数 7200 小时化工原理课程设计 三、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 ）确定冷凝器与再沸器的热负荷 8 ）初估冷凝器与再沸器的传热面积 9 ）塔径计算及板间距确定 10 ）堰及降液管的设计 11 ）塔板布置及筛板塔的主要结构参数 12 ）

5、塔的水力学计算 13 ）塔板的负荷性能图 14）塔盘结构 15）塔高 16）精馏塔接管尺寸计算 3、典型辅助设备选型与计算 略） 包括典型辅助设备 换热器及流体输送机械）的主要工艺尺寸计算和设备型 号规格的选定。 4、设计结果汇总 5、工艺流程图及精馏塔工艺条件图 6、设计评述 四、参考资料 化工原理课程设计天津大学化工原理教研室，柴诚敬 刘国维 李阿娜 编； 化工原理 第三版）化学工业出版社，谭天恩 窦梅 周明华 等编； 化工容器及设备简明设计手册化学工业出版社，贺匡国编； 化学工程手册上卷 化学工业出版社，化工部第六设计院编； 常用化工单元设备的设计 华东理工出版社。 、设计计算 1. 设

6、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 2 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

7、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： (1 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。 (2 处理能力大，比同塔径的泡罩塔可增加 1015%。 (3 塔板效率咼，比泡罩塔咼15%左右。 (4 压降较低，每板压力比泡罩塔约低 30%左右。 筛板塔的缺点是： (1 塔板安装的水平度要求较咼，否则气液接触不匀。 (2 操作弹性较小 (约 2 3。 (3 小孔筛板容易堵塞。

8、 下图是板式塔的简略图 Vn-1 年-W 进料 降液1 E胆g式 t 干 L1 加热水蒸汽 工程 苯A 甲苯B 温度 土 ,kPa ,kPa 表1 苯和甲苯的物理性质 临界温度 临界压强 分子式 分子量M 沸点c) tcC) FCkPa) C6f 78.11 80.1 288.5 6833.4 C6H5 CH 92.13 110.6 318.57 4107.7 表2 苯和甲苯的饱和蒸汽压 80.1 85 9095 100 105 110.6 101.33 116.9 135.5155.7 179.2 204.2 240.0 40.0 46.0 54.063.3 74.3 86.0 表3常温下苯

9、一甲苯气液平衡数据 温度 80 90 100 110 120 苯，mN/m 21.2 20 18.8 17.5 16.2 甲苯，Mn/m 21.7 20.6 19.5 18.4 17.3 表5组分的液相密度 （1:匚附录图8 温度（C 80 90 100 110 120 苯,kg/ 814 805 791 778 763 甲苯,kg/ 809 801 791 780 768 表6液体粘度 卩 80 90 100 110 120 苯 mP .s ) 0.308 0.279 0.255 0.233 0.215 甲苯 原料液及塔顶、塔底产品的摩尔分率 苯的 摩 尔质量 = 78JUg/W 甲苯的摩尔

10、质量 B = 92. Big/kmolr :II 3 原 料 ) 处 物 理 量 料衡 算 1 总 物 料 衡 算 算 121.54=D + W 苯 物料 衡 算 121.54 X 0.409=0.957D+ 0.070 W 联 立 解 得 D =42.99kmol / h W=69.55 kmol/h 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 疋 1 ) 理论板 层数 NT的求 取 苯一甲 苯属理想物系， 可采用图 解法求理论板层 数。 由手册查得苯一甲苯物系的气液平衡数据，绘出 xy图，见下图 2 ) 原料液及塔顶 塔底产品的平均摩尔质量 0.95 0.

11、9 065 08 075 3.7 065 o.e 0.55 0.5 045 0.4 0.35 0.3 025 Ci.2 0.15 0.951 7 -: 一 L / X / 7 1 / / 、 JF / 7 / / r X 0 0.05 01 0.15 02 0.25 0.3 0l3S 04 a45 0.5 0.55 0l/ 求 最 小 回 流 采用作图法求最小回流比。在上图中对角线上，自点ev0.409,0.409 ）作垂线 ef 即为进料线（q 线 ，该线与平衡线的交点坐标为 r=0.567,I=0.346 故 最 小 回 流 取操作回流比为 求 精 馏 塔 的 1_k 液 相 负 荷 W

12、_ （泡点进料：q=1 求操作线方程 精馏段操作线方程为 提馏段操作线方程为 2）逐板法求理论板 =2.475 可解得 相平衡方程 三=0.957 =0.901 0.696 因为 v精馏段理论板n=5 所以提留段理论板 n=4 全塔效率的计算 查表得各组分黏度=0.269,=0.277) 捷算法求理论板数 由公式 由 代入 L 精馏段实际板层数55/0.52=9.610, 提馏段实际板层数= 4/0.52=7.698 进料板在第11块板 4精馏塔的工艺条件及有关物性数据的计算 1)操作压力计算 塔顶操作压力也=93.2 kPa 塔底操作压力=109.4 kPa 每层塔板压降 P= 0.9 kP

13、a 进料板压力也=93.2 + 0.9 X 10= 102.2kPa 精馏段平均压力 P m = 93.2 + 102.2)/ 2 = 97.7 kPa 提馏段平均压力 P m =109.4+102.2 ) /2 =105.8 kPa 2)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=82.7 C 进料板温度=94.2 C 塔底温度 =105.1 T 精馏段平均温度= 82.7 + 94.2 ) /2 = 88.5 C 提馏段平均温度=94.2+105.1) /2 =997C 3)平均摩尔质量

14、计算 塔顶平均摩尔质量计算 由xD=1=0.957，代入相平衡方程得 x1=0.901一 进料板平均摩尔质量计算 由上面理论板的算法，得=0.622，二 0.399 塔底平均摩尔质量计算 由xw=0.070,由相平衡方程，得yw=0.157 精馏段平均摩尔质量 提馏段平均摩尔质量 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 算 由 tD 82.7 C 查 手 册 得 CT A=20.94mN/m CT B=21.39 mN/m CT LDm=0.957 X 20.94+(1-0.957 X 21.3

15、9=20.98 mN/m 进 料 板液 相 平 均 表 面 张 力的 计 算 算 由 tF= 94.2C 查 手 册 得 CT A=19.36 m N/m CT B=20.21m N/m (T LFm=0.409X 19.36+0.591 : X 20.21=19.86 mN/m 塔 底液相 平 均 表 面 张 力的 计 算 算 由 tD 105.1 C 查 手 册 得 CT A=19.10 mN/m CT B=19.48 mN/m CT Lwm=0.07 X 19.10+(1-0.07 X 19.48=19.45mN/m 精 馏段 液相 平 均 表 面 张 力 为 (T Lm=20.98+1

16、9.86) /2=20.42 mN/m 提 馏段 液相 平 均 表 面 张 力 为 CT Lm= 液 体 平 均 粘 度 计 算 液 相平均粘 度 依下 计 算 即 lg 11 Lm= Xi i lg 1 i 塔 顶液 相 平 均 粘 度 的 计 算 由 tD= 82.7 C 查 手 册 得 A=0.300 mPa s 1 B=0.304 mPa s lg 1LDm=0.957 X lg(0.300+ (1-0.95 X lg(0.304 解 出 1 LDm=0.300 mPa s 进 料板 液相 平 均 粘 度 的 计 算 算 由 tF= 94.2 C 查 手 册 得 11 A=0.269m

17、Pa s1B=0.277 mPa s lg 1LFm=0.409 X lg(0.269+(1-0.409 X lg(0.277 解出 1 LFm=0.274 mPa- s 塔 底液相 平均粘度 的 计算 由 tw=105.1 C,查 手 册得 A=0.244mPa s1B=0.213 mPa s lg 1Lwm=0.07 X lg(0.244+(1-0.07 X lg(0.213 解出 1 Lwm=0.215 mPa s 精 馏段液 相平均 粘 度为 1 Lm=(0.300+0.27/2=0.287 mPa s 提 馏段液 相平均 粘 度为 卩Lm=(0.300+0.215/2=0.258 m

18、Pa s 7) 气液负荷计算 精馏段： 到 提馏段: 5 精馏 塔 的塔 体工艺 (1塔径的计算 尺寸计算 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7板间距与塔径关系 塔径 Dr, m 0.3 0.5 0.5 0.8 0.8 1.6 1.6 2.4 2.4 4.0 板间距HT, mm 对精馏段： 初选板间距 200300 250350 300450 350600 400 600 ，取板上液层高度 查教材 P131图得C2o=0.071 ;依式 校正物系表面张力为时 可取安全系数为0.8，则 安全系

19、数0.6 0.8）， 按标准,塔径圆整为1.6m,则空塔气速0.820m/s。 对提馏段： 初选板间距 1，取板上液层高度 查2 二图 38 得 00=0.106 ;依式 校正物系表面张力为时 可取安全系数为0.8，则 安全系数0.6 0.8）， 按标准，塔径圆整为1.2m,则空塔气速0.820m/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1.6m 6塔板主要工艺尺寸的计算 （1溢流装置计算 因塔径D= 1.6m，可选用单溢流弓形降液管，采用平行受液盘。对精馏段各项 计算如下： a溢流堰长：单溢流去l

20、w=0.60.8 ） D,取堰长幵为0.66D=0.66 x 1.6=1.056m b出口堰高： 查2:丨图3 11,知E=1.042,依式 c降液管的宽度 回与降液管的面积： 查 2 :I 图 313）得 利用（2 :I式3 10计算液体在降液管中停留时间以检验降液管面积, 大于5s，符合要求） d降液管底隙高度：取液体通过降液管底隙的流速 I ： e受液盘 采用平行形受液盘，不设进堰口，深度为60mm 同理可以算出提溜段 a溢流堰长：单溢流去lw=0.60.8 ） D,取堰长幵为0.66D=0.8 x 1.6=1.056m b出口堰高：1 可得 故 c降液管的宽度 回与降液管的面积： 由

21、I 查 2 :I 图 313 ）得I 利用（2 :I式3 10计算液体在降液管中停留时间以检验降液管面积, 大于5s，符合要求） d降液管底隙高度：取液体通过降液管底隙的流速 0.07-0.25 ） 查2: 1 图 3 11,知 E=1.02,依式” X Jj 由卄I 依（2:同式 311：y I符合 ） （2塔板布置 精 馏 段 塔 板 的 分 块 因D800mm故塔板采用分块式。查表 3-7得，塔极分为4块。对精馏 段： a取边缘区宽度W=0.05m（3050mm,安定区宽度II , 当 D 1.5m 时, Ws=60 75mm b依（2:丨式 318： 计算开空区面积 c筛孔数与开孔率F

22、 :取筛空的孔径“|为，正三角形排列，一般碳的板厚为亠 取丨 故孔中心距I 在 515范围内） 则每层板上的开孔面积为 气体通过筛孔的气速为 提馏段： a取边缘区宽度 W=0.05m（3050mm,安定区宽度 依（2:丨式 318: 计算开空区面积 c筛孔数 与开孔率：取筛空的孔径为，正三角形排列, 般碳的板厚为 Lrl 故孔中心距I 筛孔数|个，则 0.001 0.002 0.03 0.004 3 Vs /(m /s 0.69 0.72 0.74 0.76 由上表数据即可作出漏液线 (2雾沫夹带线 以ev = 0.1kg液/kg气为限，求Vs-Ls关系如下: 5.7x10 联立以上几式，整理

23、得 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3-20 表 3-20 Ls /(m 3/s 0.001 0.002 0.003 0.004 3 Vs /(m /s 13.11 11.84 9.45 8.88 由上表数据即可作出液沫夹带线 2。 (3液相负荷下限线 对于平直堰，取堰上液层高度 hO辟0.006m作为最小液体负荷标准。由式 3-21 得_ 匸 _|据此可作出与气体流量无关 的垂直液相负荷下限线3。 (4液相负荷上限线 以9 = 4s作为液体在降液管中停留时间的下限 据此可作出与气体流量元关的垂直液相负荷上限线0.0474 (5液泛线 令工一 Cl F Ki =

24、肌 由-2+【J . - j - + 工丄一丄 联立得 忽略h c,将hOW与 Ls, hd与Ls, hc与Vs的关系式代人上式，并整理得 式中: 将有关的数据代入整理，得 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3-22 表 3-22 Ls /(m 3/s 0.001 0.002 0.03 0.004 3 Vs /(m /s 3.26 3.18 3.11 3.04 由上表数据即可作出液泛线 5。 根据以上各线方程，可作出筛板塔的负荷性能图，如图所示 图3-23精馏段筛板负荷性能图 在负荷性能图上，作出操作点P，连接OR即作出操作线。由图可看出，该筛 板的操作上限为液泛

25、控制，下限为漏液控制。由上图查得 33 VS,max=1.064 m /s Vs,min=0.324 m /s 故操作弹性为 Vs,max / Vs,min=3.381 所设计筛板的主要结果汇总于表3-23。 提馏段 (1漏液线 由迪胡牛佩胡也卿乔顾石硕戶氐丽，面珂匕 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3-19 表 3-19 s /(m 3/s 0.001 0.002 0.003 0.004 3 Vs /(m /s 0.36 0.38 0.39 0.40 由上表数据即可作出漏液线。 (2液沫夹带线 以ev = 0.1kg液/kg气为限，求Vs-Ls关系如下: 由

26、-JI 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3-20 表 3-20 s /(m 3/s 0.001 0.002 0.003 0.004 3 Vs /(m /s 1.77 1 . 66 1.57 1.49 由上表数据即可作出液沫夹带线 2。 (3液相负荷下限线 对于平直堰，取堰上液层高度 hO辟0.006m作为最小液体负荷标准。由式3-21 据此可作出与气体流量无关的 垂直液相负荷下限线3。 (4液相负荷上限线 以9 = 4s作为液体在降液管中停留时间的下限 据此可作出与气体流量元关的垂直液相负荷上限线0.0474。 (5液泛线 =肌 由-2 . +【 J. - J

27、- + 丄一亠 联立得: J + _冷 忽略h c，将hOW与 Ls，hd与Ls，hc与Vs的关系式代人上式，并整理得 将有关的数据代入整理，得 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3-22 表 3-22 Ls /(m 3/s 0.001 0.002 0.003 0.004 3 Vs /(m /s 5.93 5.67 5.43 5.13 由上表数据即可作出液泛线 5。 根据以上各线方程，可作出筛板塔的负荷性能图，如图所示 所设计筛板的主要结果汇总于表。 设计结果览表 工程 符号 单位 计算数据 提留段 精馏段 各段平均压强 Pm kPa 97.7 109.4 各段平

28、均温度 tm C 88.5 99.7 气相 VS m*/s 1.606 1.37 平均流量 3 液相 Ls m/s 0.0037 0.0075 实际塔板数 N 块 10 8 板间距 HT m 0.40 0.40 塔的有效高度 Z m 4.0 3.2 塔径 D m 1.6 1.6 空塔气速 u m/s 0.820 0.651 塔板液流形式 单流型 单流型 溢流管型式 弓形 弓形 堰长 l w m 1.056 1.056 堰咼 hw m 0.043 0.034 溢流堰宽度 W m 0.124 0.243 管底与受业盘 ho m 0.0355 0.0292 距离 板上清液层咼度 hL m 0.06

29、0.06 孔径 do mm 5.0 5.0 孔间距 t mm 15.0 15.0 孔数 n 个 7551 5729 开孔面积 2 m 1.467 1.113 筛孔气速 Uo m/s 10.85 12.19 塔板压降 hp kPa 0.593 0.421 液体在降液管中停留时间 T s 10.45 14.94 降液管内清液层高度 Hd m 0.246 0.124 雾沫夹带 ev kg液/kg气 0.0005748 0.0074 负荷上限 雾沫夹带控 雾沫夹带控制 制 负荷下限 漏液控制 漏液控制 气相取大负何 Vs max m?s 气相最小负荷 Vs min m?s 操作弹性 9.各接管尺寸的确定 1进料管 进料体积流量 取适宜的输送速度一，故 经圆整选取热轧无缝钢管（YB231-64，规格: 实际管内流速: 2釜残液出料管 釜残液的体积流量: 1_1 取适宜的输送速度 匸三0，贝U 丨X I 经圆整选取热轧无缝钢管（YB231-64，规格： I 实际管内流速： 3回流液管 回流液体积流量 利用液体的重力进行回流，取适宜的回流速度 经圆整选取热轧无缝钢管（YB231-64，规格: 实际管内流速: 4塔顶上升蒸汽管 塔顶上升蒸汽的体积流量: 取适宜速度I ，那么 经圆整选取热轧无缝钢管（YB231-64，规格: 实际管