分离苯-甲苯筛板式精馏塔的设计

1、河 西 学 院Hexi University化工原理课程设计题 目: 苯甲苯精馏分离板式塔设计学 院: 化学化工学院 专 业: 化学工程与工艺 学 号: 2014210008 姓 名: 焦旭东 指导教师: 邱 东 2016年12月3日化工原理课程设计任务书一、设计题目苯-甲苯板式精馏塔设计二、设计任务及操作条件1.设计任务生产能力（进料量） 80000 吨/年操作周期 7200 小时/年（按300天每年计算）进料组成 42% （苯质量分率，下同）塔顶产品组成 98% 塔底产品组成 2% 2.操作条件操作压力 4kpa 进料热状态 35 加热蒸汽 低压蒸汽 3. 设备型式 筛板塔 4. 厂址 天

2、津 三、设计内容1.设计方案的选择及流程说明2.塔的工艺计算3.主要设备工艺尺寸设计（1）塔径、塔高及塔板结构尺寸的确定（2）塔板的流体力学校核（3）塔板的负荷性能图（4）总塔高、总压降及接管尺寸的确定4.辅助设备选型与计算5.设计结果汇总6.工艺流程图及精馏工艺条件图7.设计评述目录设计任务书1 序 言12 设计计算12.1 设计方案的选定及基础数据的搜集12.2 精馏塔的物料衡算52.3理论塔板数确定52.4精馏塔的工艺条件及有关物性数据的计算102.5精馏塔的塔体工艺尺寸计算152.6塔板主要工艺尺寸的计算182.7筛板的流体力学验算222.8塔板负荷性能图263 板式塔的结构与附属设备

3、 343.1接管343.2冷凝器363.3 再沸器374 对本设计的评述375 参考文献386 设计结果一览表397 主要符号说明408 附图（带控制点的工艺流程简图、主体设备设计条件图）见附页41河西学院化学化工学院课程设计1 概述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学，是理论联系实际的桥梁，在整个教学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

4、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。2 设计计算2.1 设计方案的选定及基础数据的搜集

5、 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1.8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

6、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：图1 板式精馏塔相关参考数据：表1 苯和甲苯的

7、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AC6H678.1180.1288.56833.4甲苯BC6H5CH392.13110.6318.574107.7表2 苯和甲苯的饱和蒸汽压温度80.1859095100105110.6,kPa101.33116.9135.5155.7179.2204.2240.0，kPa40.046.054.063.374.386.0240.0表3 常温下苯甲苯气液平衡数据温度80.1859095100105液相中苯的摩尔分率1.0000.7800.5810.4120.2580.130汽相中苯的摩尔分率1.0000.9000.7770

8、.6300.4560.262表4 纯组分的表面张力温度8090100110120苯，mN/m21.22019.817.516.2甲苯，mN/m21.720.619.518.417.3表5 组分的液相密度温度()8090100110120苯,kg/814805791778763甲苯,kg/809801791780768表6 液体粘度温度()8090100110120苯（mP.s）0.3080.2790.2550.2330.215甲（mP.s）0.3110.2860.2640.2540.228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 y110.560.000

9、.00109.911.002.50108.793.007.11107.615.0011.2105.0510.020.8102.7915.029.4100.7520.037.298.8425.044.297.1330.050.795.5835.056.694.0940.061.992.6945.066.791.4050.071.390.1155.075.580.8060.079.187.6365.082.586.5270.085.785.4475.088.584.4080.091.283.3385.093.682.2590.095.981.1195.098.080.6697.098.880.21

10、99.099.6180.01100.0100.02.2 精馏塔的物料衡算(1)原料液及塔顶，塔底产品的摩尔分数苯的摩尔质量 MA=78.11 kg/kmol甲苯的摩尔质量 MB=92.13 kg/kmol(2)原料液及塔顶，塔底产品的平均摩尔质量(3)物料衡算原料处理量 总物料衡算 129.68=D+W苯物料衡算 0.46129.68=0.78D+0.02W联立解得 D=59.44kmol/h W=70.24kmol/h式中 F-原料液流量D-塔顶产品量W-塔底产品量2.3理论塔板数确定(1)理论版层数的求取苯一甲苯属理想物系，可采逐板计算求理论板层数。 求q值及q线方程a.原料液的汽化 b.

11、苯和甲苯的比热容的求取图2 苯-甲苯x-y-t图由苯-甲苯x-y-t图查出，进料组成=0.46时，溶液的泡点为93，平均温度，查得在64下苯-甲苯的比热容为1.854KJ和1.835KJ/(kg ）故原料液的平均比热容为:KJ/(kg ）c.故q为：d.q线方程为： 相对挥发度值求取及相平衡关系式苯的沸点为80.1，甲苯的沸点为110.6，当温度为80.1时，解得： 当温度为110.6时，解得： 则，相平衡关系式: 求最小回流比及操作回流比a.由相平衡方程及q线方程得：解得： b.由精馏段操作线斜率得：求操作线方程精馏段操作线方程为提馏段操作线方程(2)逐板法计算理论板数精馏段理论板数 因为，

12、,所以，精馏段理论板数n=7提馏段理论板数 因为，,所以，提馏段理论板数n=6 （不包括塔釜）(3)全塔效率的计算 精馏段的平均温度：提馏段的平均温度：全塔平均温度：分别查得苯、甲苯在平均温度下的粘度 全塔效率ET由奥康奈尔方法得：ET=0.49（）-0.245=0.541求实际板层数，进料板在14块2.4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 塔底操作压力 每层塔板压降 进料板压力 精馏段平均压力提馏段平均压力(2)平均摩尔质量计算塔顶平均摩尔质量计算由 kg/kmolkg/kmol进料板平均摩尔质量计算由 kg/kmolkg/kmol塔底平均摩尔质量计算由 k

13、g/kmolkg/kmol精馏段平均摩尔质量/kmolkg/kmol提馏段平均摩尔质量kg/kmolkg/kmol (3)平均密度计算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精馏段的平均气相密度液相平均密度计算液由0C，得 a.塔顶液相的质量分率 =813.53kg/b.进料板液相平均密度的计算：由 ,得 c.塔底液相平均密度的计算由，得 精馏段液相平均密度为提馏段液相平均密度为(4)液体平均表面张力计算液相平均表面张力依计算塔顶液相平均表面张力的计算根据手册数据得出函数由0C，得 b.进料板液相平均表面张力 由，得 c.塔底液相平均表面张力由，得 d.精馏段液相平均表面

14、张力e.提馏段液相平均表面张力(5)液相平均年黏度的计算a.塔顶液相平均粘度的计算由，得 b.进料板液相平均粘度由,得 c.塔底液相平均粘度由，得 d.精馏段液相平均表面粘度为.提馏段液相平均表面粘度为(6)气液负荷计算a.精馏段b.提馏段2.5精馏塔的塔体工艺尺寸计算(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7 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

15、选板间距，取板上液层高度，故；查史密斯关联图,得图3 史密斯关联图；依式校正物系表面张力时可取安全系数为0.7，则（安全系数0.60.8），则空塔气速为按标准塔径圆整后为，则空塔气速1.021m/s。对提馏段：初选板间距，取板上液层高度，故；查史密斯关联图,得:C20=0.085；依式=0.0844校正物系表面张力时按标准,塔径圆整为1.6m,则空塔气速0.908m/s。将精馏段和提馏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。(2)精馏塔有效高度的计算精馏塔有效高度为提馏段有效高度为人孔：本塔中共25块板，共需3

16、个人孔。每个孔直径为600。在设置人孔处板间距为800mm。故精馏塔的有效高度为(3)塔的顶部空间高度塔的顶部空间高度是指塔顶第一层塔盘到塔顶封头的直线距离，塔顶部空间高度为。(4)塔的底部空间高度塔的底部空间高度是指塔底最末一层塔盘到塔底下封头切线的距离，取。（5） 封头高度：H=0.4m（6） 裙座高度：H=3m(5)塔立体高度 圆整后塔的立体高度为：19米2.6塔板主要工艺尺寸的计算 (1)溢流装置计算 因塔径，可选用单溢流弓形降液管，采用凹形受液盘。精馏段a.堰长 单溢流取b.出口堰高度 取，选用平直堰，堰上液层高度how=查手册,近似取E=1塔板上清液层高度 故 c.弓形降液管宽度和

17、截面积由图4，图4 弓形降液管的参数故 依式验算液体在降液管中停留时间以检验降液管面积，即故降液管设计合理。d.降液管底隙高度 则 故降液管底隙高度设计合理。e.选用凹形受液盘，不设进口堰，深度 提馏段a.堰长 单溢流取b.出口堰高度 取，选用平直堰，堰上液层高度how=查手册,近似取E=1塔板上清液层高度 故c.弓形降液管宽度和截面积由图4，故 依式验算液体在降液管中停留时间以检验降液管面积，即d.降液管底隙高度 取故故降液管底隙高度设计合理。(2)塔板布置.塔板的分块因，故塔板采用分块式，查表得，塔板分为4块。a.边缘区宽度确定其中: 解得：c.筛孔数n及其排列开孔率计算本题所处理的物系无

18、腐蚀性，取筛空的孔径为，正三角形排列，一般碳的板厚为,取3.5，故孔中心距55=17.5mm筛孔数目n为个开孔率为气体通过阀孔的气速为精馏段m/s提馏段m/s图5 塔板结构参数图2.7筛板的流体力学验算塔板的流体力学计算，目的在于验算预选的塔板参数是否能维持塔的正常操作，以便决定对有关塔板参数进行必要的调整，最后还要作出塔板负荷性能图。精馏段(1)气体通过筛板压强相当的液柱高度计算a.干板压降相当的液柱高度:依，查干筛孔的流量系数图得，图6 干筛孔的流量系数由式液柱b.气体穿过板上液层压降相当的液柱高度：气体通过液层的阻力由式 计算，m/s查图7，图7 充气系数关联图得 m 液柱c.克服液体表

19、面张力压降相当的液柱高度液体表面张力所产生的阻力 m 液柱气体通过每层塔板的液柱高度m液柱气体通过每层塔板的压降为 700Pa(设计允许)(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。(3)液沫夹带 0.1故在本设计中液沫夹带量在允许范围内。(4)漏液对筛塔板，漏液点气速=m/s实际孔速m/s稳定系数为 故在本设计中无明显漏液。(5)液泛 为防止塔内发生液泛，降液管内液层高应服从（+）苯甲苯物系属一般物系，取=0.5，则m而=+，板上不设进口堰，=m液柱m液柱 即0.130.245故在本设计中不会发生液泛现象提馏段：a.干板压降相当的液柱高度:依

20、，查图得，C0=0.84b.气体穿过板上液层压降相当的液柱高度：气体通过液层的阻力由式 计算，m/skg1/2/(sm1/2)查充气系数关联图得，c.克服液体表面张力压降相当的液柱高度液体表面张力所产生的阻力 气体通过每层塔板的液柱高度气体通过每层塔板的压降为700Pa(设计允许)(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。(3)液沫夹带 (kg液/kg气)5.579稳定系数K=故在本设计中无明显漏液。(5)液泛 为防止塔内发生液泛，降液管内液层高应服从（+）苯甲苯物系属一般物系，取=0.5，则而=+,板上不设进口堰，=m 即0.150.243

21、故在本设计中不会发生液泛现象2.8塔板负荷性能图精馏段(1)漏液线 =4.4=E 得 =整理得：在操作范围内，任取几个值，计算出值，计算结果列如表Ls0.00050.00150.00300.00450.0060.00750.0090.01050.0180.021Vs0.7970.8210.8470.8690.8870.9040.9160.9320.9911.016由上表数据即可作出漏液线1。(2)雾沫夹带线以=0.1kg液/kg气为限，求关系如下：由 = =2.5hL=2.5（hw+how)=2.5(0.0403+0.62)=0.1+1.55-=0.35-整理得：在操作范围内，任取几个值，计算

22、出值，计算结果如表Ls,0.00050.00150.00300.00450.0060.00750.0090.01050.0180.021Vs,3.9853.8613.7213.6033.4993.4033.3133.2272.8502.715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=0.006m作为最小液体负荷标准，由公式得=取E=1，则据此可作出与液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=4s作为液体在降液管中停留时间的下限，故 = 据此可作出与气体流量无关的垂直液相负荷上限线4。(4)液泛线令 =（+）由 =+； =+； =； =+联

23、立得 +（-1）=（+1)+忽略，将与，与，与的关系式代入上式，整理得 =其中， =将有关的数据代入，得 故 在操作范围内，任取几个值，计算出VS值计算结果如表Ls,0.00050.00150.00300.00450.0060.00750.0090.01050.0180.021Vs,1312.8512.7612.512.41312.21811.98911.7289.9128.947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，见图8图8 精馏段筛板塔的负荷性能图在负荷性能图上，作出操作点P,连接OP，即可作出操作线。由图可看出，该筛板的操作上限为雾沫夹带控制，下限为漏液控

24、制。由图8查得=3.01 =0.91故操作弹性为 =提馏段(1) 漏液线由 =4.4=E 得 整理得：在操作范围内，任取几个值，计算出值，计算结果列如表Ls0.00050.00150.00300.00450.0060.00750.0090.01050.0180.021Vs0.7320.7540.7800.80.8170.8320.8470.8670.9170.937由上表数据即可作出漏液线2。(2)雾沫夹带线以=0.1kg液/kg气为限，求关系如下：由 = =2.5hL=2.5（hw+how)=2.5(0.036+0.62)=0.1+1.55-=0.35-整理得：在操作范围内，任取几个值，计算

25、出值，计算结果如表Ls0.00050.00150.00300.00450.0060.00750.0090.01050.0180.021Vs3.9853.8613.7213.6033.4653.3693.2873.2062.8452.716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=0.006m作为最小液体负荷标准，由公式得=取E=1，则 =据此可作出与液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=4s作为液体在降液管中停留时间的下限，=4故 = 据此可作出与气体流量无关的垂直液相负荷上限线4。(5)液泛线令 =（+）由 =+； =+； =； =

26、+联立得 +（-1）=（+1)+忽略，将与，与，与的关系式代入上式，整理得 =将有关的数据代入，得 解得：在操作范围内，任取几个值，计算出VS值计算结果如表Ls0.00050.00150.00300.00450.0060.00750.0090.01050.0180.021Vs11.611.5611.4611.311.18410.99110.76110.4968.5987.576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，见图8图9 提馏段筛板塔的负荷性能图在负荷性能图上，作出操作点P,连接OP，即可作出操作线。由图可看出，该筛板的操作上限为雾沫夹带控制，下限为漏液控制。

27、由图9查得=3.6 =0.92 故操作弹性为 =3 板式塔的结构与附属设备 3.1接管(1)进料管本设计采用直管进料管。F=129.68kg/h , =799.76Kg/ 则体积流量 管内流速则管径取进料管规格952.5 则管内径d=90mm进料管实际流速(2)回流管采用直管回流管，回流管的回流量L=142.656(kmol/h)塔顶液相平均摩尔质量,平均密度则液体流量(kmol/h)取管内流速u=1.5m/s则回流管直径 可取回流管规格652.5,则管内直径d=60mm回流管内实际流速 (3)塔顶蒸汽接管则整齐体积流量取管内蒸汽流速则可取回流管规格43012 则实际管径d=416mm塔顶蒸汽

28、接管实际流速daixu(4)釜液排出管塔底w=70.24 kmol/h 平均密度平均摩尔质量M=92.02kg/kmol体积流量：取管内流速则可取回流管规格894 则实际管径d=81mm塔顶蒸汽接管实际流速(5)塔顶产品出口管径D=59.44koml/h 相平均摩尔质量M=78.39(kg/kmol)溜出产品密度则塔顶液体体积流量：取管内蒸汽流速则可取回流管规格383,则实际管径d=32mm塔顶蒸汽接管实际流速3.2冷凝器塔顶温度tD=80.41 冷凝水t1=20 t2=30 则由tD=80.41 查液体比汽化热共线图得又气体流量Vh=1.53塔顶被冷凝量 冷凝的热量取传热系数K=600W/m

29、2，则传热面积冷凝水流量3.3 再沸器塔底温度tw=109.35 用t0=139.35的蒸汽，釜液出口温度t1=119.35则由tw=109.35,查液体比汽化热共线图得又气体流量=1.757m3/s塔顶被冷凝量 冷凝的热量取传热系数K=600W/m2则传热面积冷凝水流量4 对本设计的评述 化工原理课程设计历时三周，是我学习化工原理以来第一次独立的工业设计。化工原理课程设计是培养我们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，要求我们完全

30、依靠自己的能力去学习和设计。因此，课程设计给我们提供了更大的发挥空间，让我们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，确定设计方案。在设计过程中不仅要考虑科学性、可行性，还要考虑经济性和合理性。通过本次课程设计，我的学习能力得以加强，包括：1. 查阅资料，选用公式和搜集数据(包括从已发表的文献中和从生产现场中搜集)的能力；2. 树立既考虑技术上的先进性与可行性，又考虑经济上的合理性，并注意到操作时的劳动条件和环境保护的正确设计思想，在这种设计思想的指导下去分析和解决实际问题的能力；3. 迅速准确的进行工程计算的能力；4.分析和解决工程实际问题的能力除此之外。我还了解了工

31、程设计的基本内容，掌握了化工设计的主要程序和方法。同时，通过课程设计，还使我树立了正确的设计思想，培养了实事求是、严肃认真、高度负责的工作作风以及严谨求实的科学作风。我还要感谢我的指导老师柴春祥对我的教导与帮助，感谢同组同学们的相互支持。限于我的水平，设计中难免有不足和谬误之处，恳请老师批评指正。5 参考文献1 马江权、冷一欣化工原理课程设计，天津大学出版社 2015年6月2 柴诚敬 主编化工原理（第二版）下册，高等教育出版社 2015年12月3 苏元复常用物料物性数据，化工工业出版社 1982年4 刘光启化学化工物性数据手册，化学工业出版社 2002年5 贺匡国化工设备算图手册,化学工业出版社6 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PmkPa109.85118.6各段平均温度tm86.42100.98平均流量气相VSm3/s1.531.757液相LSm3/s0.00570.0075实际塔板数N块1312板间距HTm0.450.45塔的有效高度Zm5.44.95塔径Dm1.61.6空塔气速um/s0.660.643塔板液