苯-甲苯连续筛板式精馏塔的设计

1、吉林化工学院化工原理课程设计 化工原理 课 程 设 计题目 苯-甲苯连续筛板式精馏塔的设计 教 学 院 化工与材料工程学院 专业班级 化工1001 学生姓名 巩方飞 学生学号 10110111 指导教师 张振坤 2012 年 12 月 06 日 目录第一章 序 言- 4 -第二章 板式精馏塔设计任务书- 5 -第三章 设计计算- 6 -3.1 设计方案的选定及基础数据的搜集- 6 -3.2精馏塔的物料衡算- 8 -3.2.1原料液及塔顶、塔底产品的摩尔分率- 8 -3.2.2原料液及塔顶、塔底产品的平均摩尔质量- 9 -3.2.3物料衡算- 9 -3.3 塔板数的确定- 9 -3.3.1理论塔

2、板数的确定- 9 -3.3.2全塔效率的计算- 13 -3.3.3求实际板数- 14 -3.4 精馏塔的工艺条件及有关物性数据的计算- 14 -3.4.1操作压力的计算- 14 -3.4.2操作温度的计算- 14 -3.4.3平均摩尔质量的计算- 15 -3.4.4平均密度的计算- 16 -3.4.5液体平均表面张力的计算- 18 -3.4.6液体平均黏度的计算- 20 -3.5 精馏塔的塔体工艺尺寸计算- 21 -3.5.1塔径的计算- 21 -3.5.2有效塔高的计算- 22 -3.6 塔板主要工艺尺寸的计算- 23 -3.6.1溢流装置计算- 23 -3.6.2塔板布置-25-3.7 筛

3、板的流体力学验算- 26 -3.7.1塔板阻力- 26 -3.7.2漏液点- 27 -3.7.3雾沫夹带- 28 -3.7.4液面落差- 28 -3.7.5液泛的校核- 28 -3.8 塔板负荷性能图- 29 -第四章 设计结果一览表- 33 -第五章 板式塔得结构与附属设备- 35 -5.1附件的计算- 35 -5.1.1配管- 35 -5.1.2冷凝器- 36 -5.1.3 再沸器- 37 -5.2 板式塔结构- 38 -第六章 参考文献- 40 -第七章 设计心得体会- 41 -第一章 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

4、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

5、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。第二章 化工原理课程设计任务书 一 设计题目：苯-甲苯连续筛板式精馏塔的设计二 任务要求 设计一连续筛板精馏塔以分离苯和甲苯，具体工艺参数如下：原料加料量 F100kmol/h进料组成 xF0.441馏出液组成 xD0.911釜液组成 xw0.011塔顶压力 p100kpa单板压降 0.7 kPa2 工艺操作条件：常压精馏，塔顶全凝器，塔底间接加热，泡点进料，泡

6、点回流。 三 主要设计内容 1、设计方案的选择及流程说明2、工艺计算3、主要设备工艺尺寸设计 （1）塔径及精馏段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、工艺流程图及精馏塔设备条件图第三章 设计计算3.1 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入精馏塔内。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

7、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1.91388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

8、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3-1 板式塔的简略图表3-1 苯和甲苯的物理性质项目分子式分子量M沸点（）临界温度tC（）临界压强PC（kPa）苯AC6H678.1180.1288.56833.4甲苯BC6H5CH392.13110.6318.574107.7表3-2 苯和甲苯的饱和蒸汽压温度80.1859095100105110.6,kPa10

9、1.33116.9135.5155.7179.2204.2240.0，kPa40.046.054.063.374.386.0表3-3 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1.0000.9000.7770.6300.4560.262表3-4 纯组分的表面张力温度8090100110120苯，mN/m甲苯，Mn/m21.221.72020.618.819.517.518.416.217.3表3-5 组分的液相密度温度()8090100110120苯,kg/814805791778

10、763甲苯,kg/809801791780768表3-6 液体粘度µ温度()8090100110120苯（mP.s）0.3080.2790.2550.2330.215甲苯（mP.s）0.3110.2860.2640.2540.228表3-7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y110.560.000.00109.911.002.50108.793.007.11107.615.0011.2105.0510.020.8102.7915.029.4100.7520.037.298.8425.044.297.1330.050.795.5835.056.694

11、.0940.061.992.6945.066.791.4050.071.390.1155.075.580.8060.079.187.6365.082.586.5270.0 85.4475.088.584.4080.091.283.3385.093.682.2590.095.981.1195.098.080.6697.098.880.2199.099.6180.01100.0100.03.2精馏塔的物料衡算3.2.1原料液及塔顶、塔底产品的摩尔分率物料衡算式:苯的摩尔质量 甲苯的摩尔质量 3.2.2原料液及塔顶、塔底产品的平均摩尔质量 3.2.3物料衡算 原料处理量总物料衡算 苯物料衡算 联立解

12、得 式中 F-原料液流量 D-塔顶产品量 W-塔底产品量3.3 塔板数的确定3.3.1理论塔板数的确定(1)相对挥发度的计算苯的沸点:80.1 甲苯的沸点:110.6由安托因方程 T=80.1时苯：甲苯：解得： T=110.6时苯：甲苯：解得： 则80.1时 110.6时 （2）最小回流比的求取由于泡点进料即饱和液体进料，所以取q=1，q线为一条垂直线通常操作回流比可取最小回流比的1.12倍，即，则取（3）求精馏塔的气液相负荷 精馏段：提馏段：（4）求操作线方程精馏段操作线方程：提馏段操作线方程：（5）逐板法求理论板数相平衡方程 即 变形得： 用精馏段操作线和相平衡方程进行逐板计算： 故精馏段

13、理论板数n=3用提馏段操作线和相平衡方程继续逐板计算： 故提馏段理论板数n=7（不包括塔釜）理论板数一共10块，进料板为第4块3.3.2全塔效率的计算查苯甲苯的气液平衡数据，由内差法求得 得 得 得 求苯甲苯的粘度 平均粘度由公式，得根据奥康奈尔（Oconnell）公式计算全塔效率3.3.3求实际板数精馏段实际板层数提馏段实际板层数全塔共有塔板22块，进料板在第8块板。3.4 精馏塔的工艺条件及有关物性数据的计算3.4.1操作压力的计算塔顶操作压力每层塔板压降 P0.7 kPa进料板压力101.3+0.7×7106.2kPa塔底操作压力=101.3+0.7×22116.7

14、kPa精馏段平均压力（103.3+106.2）2104.75 kPa提馏段平均压力=（106.2+116.4）/2 =111.5 kPa3.4.2操作温度的计算根据上式计算出的压力，塔顶温度进料板温度 塔底温度精馏段平均温度=（ 80.01+92.92）/2 = 86.465提馏段平均温度=（92.92+109.91）/2 =101.4153.4.3平均摩尔质量的计算塔顶平均摩尔质量计算 由xD=y1=0.911,代入相平衡方程得x1=0.806 进料板平均摩尔质量计算 由上面理论板的算法，得0.734， 0.441塔底平均摩尔质量计算由 =0.011,由相平衡方程，得=0.027精馏段平均摩

15、尔质量 提馏段平均摩尔质量3.4.4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，精馏段的平均气相密度即 提馏段的平均气相密度液相平均密度计算 液相平均密度依下式计算，即 由温度可以查有机液体相对密度共线图可以得到对应的液体密度图3-2：有机液体相对密度共线图a.塔顶液相平均密度的计算由tD80.01，用试差法求得 kg/塔顶液相的质量分率 求得 得 b.进料板液相平均密度的计算 由，用试差法求得 塔顶液相的质量分率 求得 得 c.塔底液相平均密度的计算 由tw109.91，用试差法求得 塔顶液相的质量分率 求得 得 精馏段液相平均密度为 提馏段液相平均密度为3.4.5液体平均表面张

16、力的计算由公式：及查有机液体的表面张力共线图得液体张力可以计算液体表面张力图3-3：有机液体的表面张力共线图a.塔顶液相平均表面张力的计算 由 tD80.01，由内差法求得 b.进料板液相平均表面张力的计算 由tF92.92，由内差法求得 c.塔底液相平均表面张力的计算 由tw109.91，由内差法求得 精馏段液相平均表面张力为 提馏段液相平均表面张力为3.4.6液体平均黏度的计算由公式：及查液体黏度共线图得液体黏度可以计算液体黏度图3-4：液体黏度共线图a. 塔顶液相平均黏度的计算由 tD80.01，由内差法求得 b. 进料板液相平均黏度的计算由tF92.92，由内差法求得 c. 塔底液相平

17、均黏度的计算由tw109.91，由内差法求得 精馏段液相平均黏度为 提馏段液相平均黏度为3.5 精馏塔的塔体工艺尺寸计算 3.5.1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3-8 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：初选板间距，取板上液层高度，故；查史密斯关联图 得C20=0.074；依式校正物系表面张力为时可取安全系数为0.7，则（安全系数0.60.8）

18、，故 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=0.068；依式校正物系表面张力为时可取安全系数为0.7，则（安全系数0.60.8），故 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1.5m。3.5.2有效塔高的计算精馏段有效塔高提馏段有效塔高在精馏段和提馏段各设人孔一个，高度为600mm,故有效塔高3.6 塔板主要工艺尺寸的计算3.6.1溢流装置计算 精馏段因塔径D1.4m，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：单溢流区lW=（0.60.8）D

19、，取堰长为0.66D=0.66×1.40=0.924mb)出口堰高：， 查液流收缩系数计算图可以得到液流收缩系数E。图3-5：液流收缩系数计算图查得E=1.042,则故 c)降液管的宽度与降液管的面积：由查弓形降液管的宽度与面积图可得图3-6：弓形降液管的宽度与面积，故 ， 利用计算液体在降液管中停留时间以检验降液管面积，即（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（0.07-0.25m/s）依式：满足条件，故降液管底隙高度设计合理e)受液盘 采用平行形受液盘，不设进堰口，深度为60mm3.6.2塔板布置 塔板的分块 因D1200mm，故塔板采用分块式。塔极

20、分为4块。对精馏段：a) 取边缘区宽度 由于小塔边缘区宽度取安定区宽度 由于D=1.44m<1.5m故取b)开孔区面积用计算开空区面积，解得， b) 筛孔数与开孔率：本例所处理是物系无腐蚀性，可选用碳钢板，取筛板直径，筛孔按正三角形排列取孔中心距t为筛孔数开孔率 则每层板上的开孔面积为 3.7 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。3.7.1塔板阻力塔板阻力依下式计算：式中： (1) 精馏段 查干板孔的流量系数图得图3-7：， 所以 单板压降3.7.2漏液点当孔速低于漏液

21、点气速时，大量液体从筛孔漏液，这将严重影响塔板效率，因此，漏液点气速为下限气速，筛孔的漏液点气速按下式计算：其中（1） 精馏段 m液柱稳定系数，故在设计负荷下不会产生过量漏液。3.7.3雾沫夹带 其中精馏段 故在设计负荷下不会发生过量的雾沫夹带3.7.4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。 3.7.5液泛的校核为了避免液泛，降液管中液面高（）不得超过即 其中液体在降液管出口阻力：精馏段取则则故在设计负荷下不会发生液泛根据以上塔板的各项液体力学验算，可认为精馏段塔径及各项工艺尺寸是适合的。3.8 塔板负荷性能图 1精馏段(1) 雾沫夹带线 雾沫夹

22、带量 其中取，前面求得，代入，整理得： 在操作范围内，任取几个值，依上式计算出值，计算结果列于表3-8。 表3-9 雾沫夹带线计算结果0.0020.0030.0040.0050.006 1.611.541.481.421.37由上表数据即可作出雾沫夹带线1。 (2) 液泛线 由E=1.042,=0.924得：已算出，代入，整理得：在操作范围内，任取几个值，依上式计算出值，计算结果列于表3-9。 表3-10 液泛线计算结果0.0020.0030.0040.0050.0062.3842.3102.2332.1502.060由上表数据即可作出液泛线2。 (3) 液相负荷上限线 以4s作为液体在降液管

23、中停留时间的下限， 从而做出液相负荷上限线3(4) 漏液线由和，代入得：整理得：在操作范围内，任取几个值，依上式计算出值，计算结果列于表3-10。 表3-11 漏液线计算结果0.0020.0030.0040.0050.0060.5540.5680.5800.5890.599由上表数据即可作出漏液线4(5) 液相负荷下限线 对于平直堰，取堰上液层高度作为最小液体负荷标准。E=1.042据此可作出与气体流量无关的垂直液相负荷下限线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。操作点P图3-8：精馏段筛板负荷性能图由塔板负荷性能图可以看出：任务规定的气、液负荷下的操作点P（设计点），处在

24、适宜操作区内的适中位置。塔板的气相负荷上限由雾沫夹带控制，操作下限有漏液控制。按照固定的气液比，由图14查出塔板的气相负荷上限，气相负荷下限，所以操作弹性操作点P 第四章 设计结果一览表项目符号单位设计得数据精馏段提馏段主要结构参数塔径1.41.5塔的有效高度2.46.4实际塔板数块715板间距0.400.40塔板液流形式单流型单流型塔板形式弓形弓形堰长0.924堰高0.0441溢流堰宽度0.158降液管的面积0.0912管底与受液盘距离0.0346板厚3.03.0孔径5.05.0孔间距1515孔数个59045904开孔率10.1%10.1%边缘区宽度0.040.04安定去宽度0.060.06

25、开孔区面积1.1471.147主要性能参数各段平均压强104.75111.5各段平均温度86.465101.415气相平均流量1.25液相平均流量0.0032板上清液层高0.06空塔气速0.88060.749筛孔气速10.78塔板压降0.0728液体在降液管中停留时间11.4降液管内清液层高度0.00153雾沫夹带量0.014负荷上限雾沫夹带控制负荷下限漏液控制气相负荷上限1.345气相负荷下限0.555操作弹性2.42 第五章 板式塔得结构与附属设备5.1附件的计算5.1.1配管(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。已知进料流率为，平均

26、分子质量，密度为所以取管内流速则进料管直径(2)回流管采用直管回流管，回流的体积流率：取管内流速则进料管直径(3)釜液出口管体积流率：取管内流速则进料管直径(4)塔顶蒸汽管取管内流速则进料管直径(5)加热蒸汽管取管内流速则进料管直径5.1.2冷凝器塔顶温度tD=80.01 冷凝水t1=20 t2=30 则 由tD=80.01 查液体比汽化热共线图图5-1：液体比汽化热共线图得:又气体流量塔顶被冷凝量 冷凝的热量取传热系数 则传热面积冷凝水流量5.1.3 再沸器塔底温度tw=109.91 用t0=135的蒸汽，釜液出口温度t1=112则 由tW=109.91 查液体比汽化热共线图得:又气体流量塔

27、顶被冷凝量 冷凝的热量取传热系数 则传热面积加热蒸汽的质量流量储槽、加料泵、高位槽、产品冷却器设计从略。5.2 板式塔结构 板式塔内部装有塔板、降液管、各物流的进出口管及人孔（手孔）、基座、除沫器等附属装置。除一般塔板按设计板间距安装外，其他处根据需要决定其间距。（1） 塔顶空间 塔顶空间指塔内最上层塔板与塔顶的间距。为利于出塔气体夹带的液滴沉降，此段远高于板间距（甚至高出一倍以上），本塔塔顶空间取（2） 塔底空间 塔底空间指塔内最下层塔底间距。其值由如下两个因素决定。 塔底驻液空间依贮存液量停留35min或更长时间（易结焦物料可缩短停留时间）而定。塔底液面至最下层塔板之间要有12m的间距，大

28、塔可大于此值。本塔取 （3） 人孔 一般每隔68层塔板设一人孔。设人孔处的板间距等于或大于600mm，人孔直径一般为450500mm，其伸出塔体得筒体长为200250mm，人孔中心距操作平台约8001200mm。本塔设计每7块板设一个人孔，共两个，即 （4） 塔高 + 故全塔高为16.01m，另外由于使用的是虹吸式再沸器，可以在较低位置安置，所以裙座取了较小的3m。 第六章 参考文献 1 姚玉英, 化工原理（下）M. 天津：天津科技出版社，1999 .2 谭天恩, 化工原理（下）M. 北京：化学工业出版社，1994 .3 陈敏恒, 化工原理（下）M. 北京：化学工业出版社，1989 .4 贾绍

29、义, 化工原理课程设计M. 天津：天津大学出版社，2002. 第七章 设计心得体会 本次课程设计通过给定的生产操作工艺条件自行设计一套苯甲苯连续筛板式精馏塔设备。通过近四周的努力，反经过复杂的计算和优化，我终于设计出一套较为完善的塔板式连续精馏塔设备。其各项操作性能指标均能符合工艺生产技术要求，而且操作弹性大，生产能力强，达到了预期的目的。                     通过这次课程设计我经历并学到了很多知识，熟悉了大量课程内容，懂得了许多做事方

30、法，可谓是我从中受益匪浅，我想这也许就是这门课程的最初本意。从接到课题并完成分组的那一刻起我们就立志要尽最大努力把它做全做好。首先，我们去图书馆借阅了大量有关书籍，并从设计书上了解熟悉了设计的流程和方法。通过查阅资料我们从对设计一无所知变得初晓门路，而进一步的学习和讨论使我们使我们具备了完成设计的知识和方法，这使我们对设计有了极大的信心，我们确定了设计方案和具体流程及设计时间表，然后就进入了正是的设计工作当中。                 万事开头难，我从最简单的物料衡算开始，把设

31、计题目中的操作条件转化为化工原理课程物料衡算相关的变量最终把物料衡算正确的计算出来。然后是回流比的确定，我应用化工原理中的计算式出了最小回流比，然后通过分析确定了放大倍数求出了实际回流比。同样理论塔板数的计算也是通过复杂但有序的计算得出。 接下来塔的工艺尺寸计算，筛板流体力学验算，塔板负荷性能图计算等一个接一个的被我们拿下，当然这一路下来并不是一帆风顺的。在验算漏液时我发现得出的验算值小于规定值，这一下打乱了我的行进步骤。通过验算分析，我整理出可能几条导致这一问题原因，在对这几个因素逐一分析后我们把目标转向了最大的“疑犯”筛板孔心距。原来是我把孔心距取值取得偏小了，因为我这个塔的生产能力比较大，太小的孔心距会导致板上液层压力