苯甲苯筛板塔课程设计

1、化工原理课程设计苯甲苯筛板塔分离目录第一章 设计目的、要求以及内容- 4 -1.1化工原理课程设计的目的与要求- 4 -1.2化工原理课程设计的内容- 5 -1.3安排与要求- 5 -第二章 设计计算- 5 -2.1基础数据的汇总- 5 - 2.1.1组分的物理性质- 6 - 2.1.2组分的饱和蒸汽压- 6 - 2.1.3组分的气液平衡数据（常温）- 6 - 2.1.4纯组分的表面张力- 6 - 2.1.5组分的液相密度- 6 - 2.1.6组分的液体粘度- 6 - 2.1.7常压下苯-甲苯的气液平衡数据- 7 -2.2工艺设计计算- 7 - 2.2.1进料组成- 7 - 2.2.2物料衡算

2、- 8 - 2.2.3回流比的确定- 9 - 2.2.4理论塔板数的确定- 11 - 2.2.5实际塔板数的确定- 14 -2.3 精馏塔有关物性数据的计算- 15 - 2.3.1操作压力计算- 15 - 2.3.2操作温度的计算- 15 - 2.3.3平均摩尔质量计算- 15 - 2.3.4平均密度的计算- 16 - 2.3.5液体平均表面张力计算- 18 -2.4精馏塔体工艺尺寸的计算- 19 -2.4.1塔径的计算- 19 -第三章 精馏段塔和塔板主要工艺尺寸计算- 21 -3.1精馏塔有效高度的计算- 21 -3.2溢流装置计算- 21 -3.3塔板布置- 22 -3.4筛板的流体力学

3、验算- 23 -3.4.1塔板压降- 23 - 3.4.2气体通过每层塔板的液柱高度- 23 -3.4.3液沫夹带量ev的验算- 24 -3.4.4漏液的验算- 24 -3.4.5液泛验算- 24 -3.5塔板负荷性能图- 24 -3.5.1 漏液线- 24 -3.5.2液沫夹带线- 25 -3.5.3液相负荷下限线- 26 -3.5.4液相负荷上限线- 26 -3.5.5液泛线- 26 -第四章 板式塔得结构与附属设备- 28 -4.1附件的计算- 28 -4.1.1接管- 28 -4.1.2冷凝器- 31 -4.1.3 再沸器- 31 -4.2 板式塔结构- 32 -第五章 热量衡算- 3

4、3 -5.1热量衡算- 33 -塔顶热量- 33 -塔底热量- 34 -第六章 设计结果汇总及参考文献- 35 - 6.1设计结果一览表- 35 - 6.2流程设计图- 36 - 6.3精馏流程设计方案的确定- 37 - 6.4设计思路- 37 - 6.4.1精馏方式的选定- 38 - 6.4.2加热方式- 38 - 6.4.3操作压力的选取- 38 - 6.4.4回流比的选择- 38 - 6.4.5塔顶冷凝器的冷凝方式与冷却介质的选择- 38 - 6.6.6板式塔的选择- 38 -6.4 参考书目- 39 -第一章 设计目的、要求以及内容1.1化工原理课程设计的目的与要求 通过理论课的学习和

5、生产实习，学生已经掌握了不少理论知识和生产实际知识，对于一个未来的工程技术人员来说，如何运用所学的知识去分析和解决实际问题是至关重要的，本课程设计的目的也是如此。 化工原理是研究化工单元操作基本原理的一门专业技术基础课，化工原理课程设计是化工原理课程之后的一个实际教学环节，通过本次课程设计，使学生初步掌握化工单元操作设计的基本程序和方法，提高度查阅技术资料、国家技术标准的能力，能够正确的选用公式进行计算和设计，强化工程意识，进一步培养学生综合运用所学知识以及解决实际问题的能力。 化工原理课程设计是化工以及其他理工科专业的学生在校期间第一次进行的设计，要求每个同学独立完成一个实际装置（本次设计为

6、精馏塔装置）的设计，设计中应应对精馏原理、操作、流程及设备的结构、制造、安装、检修进行全面的考虑，最终以简洁的文字、表格及图纸把设计表达出来。本次设计是在老师的指导下，由学生独立进行的设计。因此，对学生的独立工作能力和实际工作能力是一次很好的锻炼机会，是培养化工技术人员的一个重要环节。通过设计，学生应培养和掌握：1、 正确的设计思想和认真负责的设计态度。 设计应结合实际进行，力求经济、实用、可靠和先进。 设计应对生产负责。设计中的每一数据，每一笔一划都要准确可靠，负责到底。2、 独立的工作能力及灵活运用所学知识和分析问题解决问题的能力。 设计由学生独立完成，教师只起到指导作用，学生在设计中碰到

7、问题和教师进行讨论。教师只是做提示和启发，由学生自己去解决问题，指导教师在原则上不负责检查结果的准确性，学生应自己负责计算结果的准确性，可靠性。 学生可以在设计中可以相互讨论，但不能照抄，为了更好的了解和检查学生独立分析问题和解决问题的能力，设计的最后阶段安排有答辩环节，若答辩不通过，则设计不能通过。3、 精馏装置设计的一般办法和步骤。4、 正确运用各种参考资料。合理选用各种经验公式和数据。 由于所用的资料不同，各种经验公式和数据可能会有一些差别。设计者应可能的了解这些公式、数据的来历、实用范围，并能正确的运用。 设计铅，学生应该详细阅读设计指导书，任务书，明确设计目地、任务及内容。设计中安排

8、好自己的工作，提高效率。1.2化工原理课程设计的内容 1、选择流程，画流程图。 2、做物料衡算，列出物料衡算表。 3、确定操作条件（压力、温度）。 4、选择合适的回流比，计算理论板数。 5、做热量衡算，列出热量衡算表。 6、选择换热器，计算冷却介质及加热介质用量。 7、完成塔板设计。 8、编写设计计算说明书。1.3安排与要求设计进行一周，大致可以分为以下几个阶段：1、 准备（一天）教师介绍有关课程设计的情况，下达设计任务书。学生应详细阅读设计任务书，明确设计目的、设计任务、设计内容及设计步骤。安排好今后两周的工作。2、 设计计算阶段（四五天）按设计任务及内容进行设计计算，有时甚至需要对几个不同

9、的方案进行设计计算，并对设计结果进行分析比较，从中选择较好的方案。计算结束后编写出设计计算说明书。设计计算说明书应包含：目录、设计任务书、流程图、设计计算、计算结果及所引用的资料目录等。设计计算说明书除了有数字计算之外还应有分析，只有数字计算，而无论述分析，这样的设计是不完整的，也是不能通过的。设计部分应列出计算式，代入数值，计算结果。计算结果应有单位。说明书一律用A4纸写，文字部分要简练，书写要清楚。说明书要标上页码，加上封面，装订成册。3、 答辩（一天）答辩安排在最后一天进行。答辩前学生应将设计计算说明书装订成册，连同计算机辅助计算一起交给教师。答辩时学生先简要汇报一下自己的设计工作，然后

10、回答教师提出的问题。第二章 设计计算2.1基础数据的汇总2.1.1组分的物理性质表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tC（）临界压强PC（kPa）苯A甲苯BC6H6C6H5CH378.1192.1380.1110.6288.5318.576833.44107.72.1.2组分的饱和蒸汽压表2 苯和甲苯的饱和蒸汽压温度80.1859095100105110.6,kPa，kPa101.3340.0116.946.0135.554.0155.763.3179.274.3204.286.0240.02.1.3组分的气液平衡数据（常温）表3 常温下苯甲苯气液平衡数据温度80.185

11、9095100105110.6液相中苯的摩尔分率汽相中苯的摩尔分率1.0001.0000.7800.9000.5810.7770.4120.6300.2580.4560.1300.262002.1.4纯组分表面张力表4 纯组分的表面张力温度8090100110120苯，mN/m甲苯，Mn/m21.221.72020.618.819.517.518.416.217.32.1.5组分的液相密度表5 组分的液相密度温度()8090100110120苯,kg/甲苯,kg/8148098058017917917787807637682.1.6组分液体粘度表6 液体粘度µ温度()80901001

12、10120苯（mP.s）甲苯（mP.s）0.3080.3110.2790.2860.2550.2640.2330.2540.2150.2282.1.7常压下苯-甲苯的气液平衡数据表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y110.560.00109.911.002.50108.793.007.11107.615.0011.2105.0510.020.8102.7915.029.4100.7520.037.298.8425.044.297.1330.050.795.5835.056.694.0940.061.992.6945.066.791.4050.071.39

13、0.1155.075.580.8060.079.187.6365.082.586.5270.085.785.4475.088.584.4080.091.283.3385.093.682.2590.095.981.1195.098.080.6697.098.880.2199.099.6180.01100.0100.02.2 工艺设计计算2.2.1进料组成 操作压力： 处 理 量： 进料组成： 馏出液组成： （质量分率）釜液组成： （质量分率）塔顶全凝器 回流比： 加料状态： 泡点进料单板压降： 全塔效率： 2.2.2物料衡算（1）原料液及塔顶、塔底产品的摩尔分率 苯 的物质的量：甲苯的物质的量：

14、 （2）原料液及塔顶、塔底产品的平均摩尔质量：（3）物料衡算解： 带入 解得：2.2.3 回流比的确定t/80.1859095100105110.6101.33116.9135.5 155.7179.2204.2240.040.046.054.0 63.374.386.0101.33x/摩尔分数1.0000.7800.5810.4120.2580.1300y/摩尔分数1.0000.9000.7770.6330.4560.2620 图1因此根据上图可知：塔顶：即当 已知该图的曲线方程为： 所以有： 所以查表可知： 塔底; 同理得 所以查表可知 即 平均相对挥发度： 进料温度（泡点温度）： 进料状

15、态由五种，即过冷液体进料（),饱和液体进料（），气液混合进料()和过热蒸汽进料()，本设计选用的为泡点进料，故。则可知。 由以上两式可得 所以确定回流比为 2.2.4 理论塔板数的确定（1） 图解法上表表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y110.560.00109.911.002.50108.793.007.11107.615.0011.2105.0510.020.8102.7915.029.4100.7520.037.298.8425.044.297.1330.050.795.5835.056.694.0940.061.992.6945.066.791

16、.4050.071.390.1155.075.580.8060.079.187.6365.082.586.5270.085.785.4475.088.584.4080.091.283.3385.093.682.2590.095.981.1195.098.080.6697.098.880.2199.099.6180.01100.0100.0 根据上图绘制气液平衡图，并做出苯-甲苯物系的精馏分离理论塔板数。 图2 通过作图可知理论塔板数为16块，其中精馏段有8块，提馏段有8块。（2） 逐板计算法 .式2.2.5实际塔板数的确定 2.3 精馏塔有关物性数据的计算2.3.1操作压力计算 塔顶操作压力（

17、绝对）P 4 + 101.3 kPa=105.3kpa每层塔板压降 P0.7 kPa进料板压力105.3+0.7×14114.4 kPa塔底操作压力精馏段平均压力提馏段平均压力2.3.2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： 塔顶温度进料板温度塔底温度精馏段平均温提馏段平均温度2.3.3平均摩尔质量计算 塔顶平均摩尔质量计算 由,代入相平衡方程得进料板平均摩尔质量计算 已知0.36，由上面理论板的算法，得0.536塔底平均摩尔质量计算由,由相平衡方程，得精馏段平均摩尔质量 提馏段平均摩尔质

18、量2.3.4平均密度计算 上表表5 组分的液相密度温度()8090100110120苯,kg/甲苯,kg/814809805801791791778780763768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 塔顶液相平均密度的计算 由，根据内差法查手册得 塔顶液相的质量分率 进料板液相平均密度的计算 由，查手册得 进料板液相的质量分率 塔底液相平均密度的计算 由，查手册得 塔底液相的质量分率 精馏段液相平均密度为 提馏段液相平均密度为 2.3.5液体平均表面张力计算 依下式计算上表表4 纯组分的表面张力温

19、度8090100110120苯，mN/m甲苯，Mn/m21.221.72020.618.819.517.518.416.217.3（1） 对于塔顶： 故查上表可知 （2） 对于进料板： 故查上表可知 （3） 对于塔底： 故查上表可知 （4）精馏段平均表面张力： 提馏段平均表面张力： 2.4精馏塔体工艺尺寸的计算2.4.1塔径的计算（1）精馏段的气液体积流率为 （由式）由史密斯关联图查取，图的横坐标为 取板间距HT=0.4m 板上液层高度hL=0.06m HT -hL=0.4 -0.06=0.34m查得史密斯关联图到 取安全系数为0.7，则空塔速度为 塔径 按标准塔径圆整为 （2）提馏段气液相体

20、积流率计算 其中的查史密斯关联图，图的横坐标为取板间距HT=0.4m 板上液层高度hL=0.06m HT -hL=0.4 -0.06=0.34m查史密斯关联图得到取安全系数为0.7，则空塔速度为塔径 按标准塔径圆整为 根据上述精馏段和提留段塔径的计算，可知全塔塔径为截面积 实际空塔气速 第三章 精馏段塔和塔板主要工艺尺寸计算3.1精馏塔有效高度的计算 在进料板上方开一个小孔，气高度为0.8m故精馏塔的有效高度为 3.2溢流装置计算因，可采用单溢流弓型降液管，采用凹形受液盘，不设进口堰，各项计算如下：（1）溢流堰长 (2) 溢流堰高度 选平直堰，堰上液高度为，近似取E=1， 取板上清液层高度 故

21、 (3)弓形降液管的宽度与降液管的面积由 查弓型降液管图 得 Wd/D=0.148，Af/AT=0.085故 计算液体在降液管中停留时间 故降液管设计合理。（4）降液管底隙高度h0取液体通过降液管底隙的流速，依下式计算降液管底隙高度h0 故降液管底隙高度设计合理。选用凹形受液盘 深度3.3塔板布置（1）塔般的分块因，故塔板采用分块式。由文献查表得，塔板分为4块。（2）边缘区宽度确定 取。（3）开孔区面积计算 其中：故 （4）筛孔数 n 与开孔率 本设计所处理的物系无腐蚀性，可选用碳钢板，取筛孔直径。筛孔按正三角形排列，取 孔中心距为 取筛孔的孔径 d0=5mm塔板上筛孔数目为 塔板开孔区的开孔

22、率 开孔率在5-15%范围内，符合要求。气体通过筛孔的气速 3.4筛板的流体力学验算3.4.1塔板压降（1） 干板阻力计算： 干板阻力，由查文献图得 液柱（2）气流穿过板上液层的阻力hl计算查文献（1）中5-11，得。 故 液柱（3）液体表面张力的阻力计算液体表面张力所产生的阻力 液柱3.4.2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 （设计允许值）（4）液面落差 对于筛板塔液面落差很小，但本例的塔径和液流量均不大，故可忽略。3.4.3液沫夹带量ev的验算塔板上鼓泡层的高度液kg气<0.1 kg液/kg气ev在本设计中在允许范围内，精馏段在设计负荷下不会发生过量液沫夹带。3.

23、4.4漏液的验算对筛板塔，漏夜点气速为 实际孔速 筛板的稳定性系数 该值大于1.5，符合设计要求。故本设计中精馏段在设计负荷下无明显漏液。3.4.5液泛验算为防止降液管液泛的发生，应使降液管中清液层高度苯-甲苯物系属一般物系，取，则而 板上不设进口堰，则液柱<0.198m故在本设计中不会发生液泛现象。3.5塔板负荷性能图3.5.1 漏液线由 得 则 在操作范围内，任取几个Ls值，依上式计算出Vs的值，计算结果见下表3-1 Ls,0.00050.00100.00300.0045Vs，0.2260.2290.2380.243 表10 3-1由上表数据可做出漏液线13.5.2液沫夹带线取雾沫夹

24、带极限值 依式 式中 即 故 则 在操作范围内，任取几个Ls值，依上式计算出Vs的值，计算结果见表3-2： Ls，0.00050.00150.00300.0045Vs，2.2772.1872.085 1.999 表11 3-2由上表数据即可做出液沫夹带线23.5.3液相负荷下限线 对于平直堰，取堰上层高度作为最小液体负荷标准。 取 据此可作出与气体流量无关的垂直液相负荷下限线3。3.5.4液相负荷上限线 取作为液体在降液管中的停留时间的下限则 据此可作出与气体流量VS无关的垂直线，液相负荷上限线4。3.5.5液泛线令 由 故 即 在操作范围内，任取几个Ls值，依上式计算出Vs的值，计算结果见下

25、表3-3Ls，0.00060.00150.0030.0045Vs，4.9924.7414.3924.07表表12 3-3由上表数据即可作出液泛线5 根据以上方程可作出筛板塔的负荷性能图。精馏塔负荷性能图见图31图31.在负荷性能图上，作出操作点，与原点连接，即为操作线。2.从塔板负荷性能图中可看出，按生产任务规定的气相和液相流量所得到的操作点P在适宜操作区的适中位置，说明塔板设计合理。3.因为液泛线在液沫夹带线的上方，所以塔板的气相负荷上限由液沫夹带控制，操作下限由漏液线控制。4.按固定的液气比，从负荷性能图中可查得气相负荷上限Vsmax=2.15 m3/s,气相负荷下限Vsmin=0.69

26、m3/s，所以可得故操作弹性为塔板的这一操作弹性在合理的范围(35)之内，由此也可表明塔板设计是合理的。第四章 板式塔得结构与附属设备4.1附件的计算4.1.1接管(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。 则体积流量 管内流速则管径 取进料管规格65×5.5 则管内径d=65mm进料管实际流速 (2)回流管采用直管回流管，回流管的回流量塔顶液相平均摩尔质量,平均密度则液体流量取管内流速则回流管直径可取回流管规格40×2.5 则管内直径d=40mm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

27、格430×12 则实际管径d=416mm塔顶蒸汽接管实际流速(4)釜液排出管塔底 平均密度平均摩尔质量体积流量：取管内流速则可取回流管规格54×2.5 则实际管径d=49mm塔顶蒸汽接管实际流速(5)塔顶产品出口管径相平均摩尔质量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80×4.5 则实际管径d=80mm塔顶蒸汽接管实际流速4.1.2冷凝器塔顶温度 冷凝水t1=20 t2=30 则 由 查液体比汽化热共线图得又气体流量Vh=2.134m3/s塔顶被冷凝量 冷凝的热量取传热系数K=600W/m2k，则传热面积冷凝水流量4.1.3 再沸器塔底温度

28、用t0=135的蒸汽，釜液出口温度t1=112则 由 查液体比汽化热共线图得又气体流量Vh=2.374m3/h 密度则取传热系数K=600W/m2k，则传热面积加热蒸汽的质量流量4.2 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（

29、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12.5m，另外由于使用的是虹吸式再沸器，可以在较低位置安置，所以裙板取了较小的1.5m第五章 热量衡算5.1热量衡算即第一章表2苯甲苯的蒸发潜热与临界温度物质沸点0C蒸发潜热KJ/Kg临界温度TC/K苯80.1394288.5甲苯110.6336

30、3318.57塔顶热量其中 则: 苯: 蒸发潜热 甲苯: 蒸发潜热 塔底热量其中 则: 苯: 蒸发潜热 甲苯: 蒸发潜热 第6章 设计结果汇总及参考文献筛板精馏塔是炼油、化工、石油化工等生产中广泛应用的气液传质设备。它的出现仅迟于泡罩塔20年左右，当初它长期被认为操作不易稳定，在本世纪50年代以前，它的使用远不如泡罩塔普遍。其后因急于寻找一种简单而价廉的塔型，对其性能的研究不断深入，已能作出比较有把握的设计，使得筛板塔又成为应用最广的一种类型。6.1设计结果一览表 表13项目符号单位计算数据精馏段提留段各段平均压强PmkPa109.85119.65各段平均温度tm88.73103.31平均流量

31、气相VSm3/s0.5300.509液相LSm3/s0.00140.00315实际塔板数N块1414板间距HTm0.400.40塔的有效高度Zm11.211.2塔径Dm11空塔气速um/s0.8210.722塔板液流形式单流型单流型溢流管型式弓形弓形堰长lwm0.680.68堰高hwm0.04910.0491溢流堰宽度Wdm0.20.2管底与受业盘距离hom0.02060.0767板上清液层高度hLm0.060.06孔径domm5.05.0孔间距tmm1515孔数n个40204020开孔面积m20.1850.185筛孔气速uom/s13.3513.35塔板压降hPkPa0.09480.0948

32、液体在降液管中停留时间s7.097.09降液管内清液层高度Hdm0.1210.121雾沫夹带eVkg液/kg气0.007320.00657负荷上限雾沫夹带控制雾沫夹带控制负荷下限漏液控制漏液控制气相最大负荷VS·maxm3/s2.15气相最小负荷VS·minm3/s0.69操作弹性3.126.2流程设计图 图4板孔分布形式图 图5 流程设计图6.3精馏流程设计方案的确定本设计任务为分离苯-甲苯混合物。对于二元混合物的分离，应采用连续精馏流程。设计中采用气液混合物进料，将原料液通过预热器加热至温度后送入精馏塔内。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

33、部分作为塔顶产品冷却后送至储罐。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1.5倍。塔釜采用间接蒸汽加热，塔底产品经冷却后送至储罐。流程参见上图。6.4设计思路在本次设计中，我们进行的是苯和甲苯二元物系的精馏分离，简单蒸馏和平衡蒸馏只能达到组分的部分增浓，如何利用两组分的挥发度的差异实现高纯度分离，是精馏塔的基本原理。实际上，蒸馏装置包括精馏塔、原料预热器、蒸馏釜、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不同，分为连续蒸馏和间歇蒸馏，我们这次所用的就是筛板式连续精馏塔。蒸馏是物料在塔内的多次部分汽化与多次部分冷凝所实现分离的。热量自塔釜输入，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，有时后可以考虑将余热再利用，在此就不叙述。要保持塔的稳定性，流程中除用 泵直接送入塔原料外也可以采用高位槽。回流比是精馏操作的重要工艺条件。选择的原则是使设备和操作费用之和最低。在设计时要根据实际需要选定回流比。精馏方式的选定本设计采用连续精馏操作方式，其特点是：连续精馏过程是一个连续定态过程，能小于间歇精馏过程，易得纯度高的产品。加热方式 本设计采用间接蒸汽加热，加热设备为再沸器。本设计不易利用直接蒸汽加热，因为直接蒸汽的加入，对釜内溶液起一