程设计苯—甲苯分离板式精馏塔

1、课程设计任务书20092010学年第二学期 学生姓名：_石华端 专业班级：_07级应用化学_ 指导老师：_ 工作部门：_1 课程设计题目2 一台设计要求三课程设计内容4 进度安排 1.课程设计准备阶段：收集查阅资料，并借阅相关工程设计书；2.设计分析讨论阶段：确定设计思路，正确选用设计参数，树立工程观点， 小组分工协作，较好完成设计任务；3. 计算设计阶段：物料衡算，热量衡算，主要设备工艺尺寸计算，塔盘工艺 尺寸计算及流体力学计算;4.课程设计说明书编写阶段：整理文字资料计算数据，用简洁的文字和适当 的图表表达自己的设计思想及设计成果。1. 课程设计的目的 化工原理课程设计是一个综合性和实践性

2、较强的教学环节，也是培养学生独立工作的有益实践，更是理论联系实际的有效手段。通过课程设计达到如下目的： 1巩固化工原理课程学习的有关内容，并使它扩大化和系统化； 2培养学生计算技能及应用所学理论知识分析问题和解决问题的能力； 3熟悉化工工艺设计的基本步骤和方法； 4学习绘制简单的工艺流程图和主体设备工艺尺寸图； 5训练查阅参考资料及使用图表、手册的能力； 6通过对“适宜条件”的选择及对自己设计成果的评价，初步建立正确的设计思想，培养从工程技术观点出发考虑和处理工程实际问题的能力；7 学会编写设计说明书。 课程设计题目描述和要求 本设计的题目是苯-甲苯浮阀式连续精馏塔的设计，即需设计一个精馏塔用

3、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，板空上安装浮阀，具体工艺参数如下： 生产能力：2万吨/年(料液)原料组成： 25%苯，60%甲苯（摩尔分数，下同）产品组成： 馏出液98%苯， 釜液2%苯 操作压力：塔顶压强为常压进料温度：泡点进料状况：泡点加热方式：间接蒸汽加热回流比：R=（1.22）Rmin3 课程设计报告内容 3.1 流程示意图 冷凝器塔顶产品冷却器苯的储罐苯 回流 原料原料罐原料预热器精馏塔 回流 再沸器 塔底产品冷却器甲苯的储罐甲苯 3.2 流程和方案的说明及论证 流程的说明 首先，苯和甲苯的原料混合物进入原料罐，在里面停留一定的时间之后，通过泵进入

4、原料预热器，在原料预热器中加热到泡点温度，然后，原料从进料口进入到精馏塔中。因为被加热到泡点，混合物中既有气相混合物，又有液相混合物，这时候原料混合物就分开了，气相混合物在精馏塔中上升，而液相混合物在精馏塔中下降。气相混合物上升到塔顶上方的冷凝器中，这些气相混合物被降温到泡点，其中的液态部分进入到塔顶产品冷却器中，停留一定的时间然后进入苯的储罐，而其中的气态部分重新回到精馏塔中，这个过程就叫做回流。液相混合物就从塔底一部分进入到塔底产品冷却器中，一部分进入再沸器，在再沸器中被加热到泡点温度重新回到精馏塔。塔里的混合物不断重复前面所说的过程，而进料口不断有新鲜原料的加入。最终，完成苯与氯苯的分离

5、。 方案的说明和论证浮阀塔之所以广泛应用，是由于它具有下列特点： 1生产能力大，由于塔板上浮阀安排比较紧凑，其开孔面积大于泡罩塔板， 生产能力比泡罩塔板大20%40%，与筛板塔接近。2操作弹性大，由于阀片可以自由升降以适应气量的变化，因此维持正常操作而允许的负荷波动范围比筛板塔，泡罩塔都大。3塔板效率高，由于上升气体从水平方向吹入液层，故气液接触时间较长，而雾沫夹带量小，塔板效率高。4气体压降及液面落差小，因气液流过浮阀塔板时阻力较小，使气体压降及液面落差比泡罩塔小。5塔的造价较低，浮阀塔的造价是同等生产能力的泡罩塔的 50%80%，但是比筛板塔高 20%30%。 浮阀塔盘的操作原理和发展:浮

6、阀塔的塔板上，按一定中心距开阀孔，阀孔里装有可以升降的阀片，阀孔的排列方式，应使绝大部分液体内有气泡透过，并使相邻两阀容易吹开，鼓泡均匀。为此常采用对液流方向成错排的三角形的排列方式。蒸汽自阀孔上升，顶开阀片，穿过环形缝隙，以水平方向吹入液层，形成泡沫，浮阀能随着气速的增减在相当宽的气速范围内自由升降，以保持稳定的操作。但是，浮阀塔的抗腐蚀性较高（防止浮阀锈死在塔板上），所以一般采用不锈钢作成，致使浮阀造价昂贵，推广受到一定限制。随着科学技术的不断发展，各种新型填料，高效率塔板的不断被研制出来，浮阀塔的推广并不是越来越广。 近几十年来，人们对浮阀塔的研究越来越深入，生产经验越来越丰富，积累的设

7、计数据比较完整，因此设计浮阀塔比较合适。设计方案的确定1.操作压力精馏操作可在常压，加压，减压下进行。应该根据处理物料的性能和设计总原则来确定操作压力。例如对于热敏感物料，可采用减压操作。本次设计苯和甲苯为一般物料因此，采用常压操作。2.进料状况进料状态有五种：过冷液，饱和液，气液混合物，饱和气，过热气。但在实际操作中一般将物料预热到泡点或近泡点，才送入塔内。这样塔的操作比较容易控制。不受季节气温的影响，此外泡点进料精馏段与提馏段的塔径相同，在设计和制造上也叫方便。本次设计采用泡点进料，即q=1。3.加热方式精馏釜的加热方式一般采用间接加热方式，若塔底产物基本上就是水，而且在浓度极稀时溶液的相

8、对挥发度较大。便可以直接采用直接接加热。直接蒸汽加热的优点是：可以利用压力较低的蒸汽加热，在釜内只需安装鼓泡管，不需安装庞大的传热面，这样，操作费用和设备费用均可节省一些，然而，直接蒸汽加热，由于蒸汽的不断涌入，对塔底溶液起了稀释作用，在塔底易挥发物损失量相同的情况下。塔釜中易于挥发组分的浓度应较低，因而塔板数稍微有增加。但对有些物系。当残液中易挥发组分浓度低时，溶液的相对挥发度大，容易分离故所增加的塔板数并不多，此时采用间接蒸汽加热是合适的。4.冷却方式塔顶的冷却方式通常水冷却，应尽量使用循环水。如果要求的冷却温度较低。可考虑使用冷却盐水来冷却。5.热能利用精馏过程的特性是重复进行气化和冷凝

9、。因此，热效率很低，可采用一些改进措施来提高热效率。因此，根据上叙设计方案的讨论及设计任务书的要求，本设计采用常压操作，泡点进料，间接蒸汽加热以及水冷的冷却方式，适当考虑热能利用。4.精馏塔的工艺计算4.1精馏塔的物料衡算物料衡算：1) 原料液及塔顶、塔底产品的摩尔分率苯的摩尔质量：；甲苯的摩尔质量：；.（2）原料液及塔顶、塔底产品的平均摩尔质量原料液的平均摩尔质量：（3）物料衡算总物料衡算：苯的物料衡算28.2×0.250.98D0.02W联立解得：；t/80.1859095100105110.6101.33116.9135.5155.7179.2204.2240.040.046.

10、054.063.374.386.0101.33x/摩尔分数1.0000.7800.5810.4120.2580.1300y/摩尔分数1.0000.9000.7770.6330.4560.2620，.，.4.2塔板数的确定理论板层数的求算.1逐板法求塔板数(1)平衡线方程的求算 汽液相平衡方程式：.(2)q线方程进料状态由五种，即过冷液体进料（q>1),饱和液体进料（q1），气液混合进料(0<q<1)和过热蒸汽进料(q<0)，本设计选用的为泡点进料，故q=1。则xF=xq(3) 最小回流比；由以上两式可得：；由于.；.以下交替使用提馏线操作线方程语相平衡方程得：；.4.2

11、.1.2逐板法求塔板数.4.3 塔的工艺条件及物性数据计算 混合液的平均摩尔质量计算进料板苯的摩尔分数在塔板数计算中得进料板的苯的摩尔分数为（94）： y=0.649 x=0.428 =0.649*78+(1-0.649)*92=82.914kg/kmol=0.428*78+(1-0.428)*92=86.008kg/mol塔底摩尔分数（110.63）： x=0.024 y=0.024平均摩尔质量： =(82.914+91.664)/2=87.289kg/kmol=(86.008+91.664)/2=88.836kg/kmol 平均密度计算 进料板平均密度： t=94时，=7893, =789

12、, =0.39 参考化工原理P361某些有机液体的相对密度图（下同） =798 塔底平均密度： t=110.63, =780,=775, =0.02故=(775.1+798)/2=786.55kg/m3 =102.315vm=2.83kg/m3 液体的平均张力 t=110.63时, =17.2,=17.8 t=94时，=19.8， =19.9 ，由化工原理第三版P379查得 t=101.63时，=0.024*17.2+（1-0.024）*17.8=17.7859t=94时，=0.428*19.8+（1-0.428）*19.9=19.8572提馏段平均张力：=18.82 提馏段气液相的体积流量

13、Lh=26.02m3/h Vh=5044.5m3/h 4.4 塔体工艺尺寸计算 精馏段塔径计算 由FLV及（HT-hl）查Smith图（化工单元过程及课程设计P161）气流动参数 FLV=0.086取塔盘清夜层高度 hL=0.07m HT=0.45m液滴沉降高度 HT-hL=0.45m-0.07m=0.38m当=18.82时的负荷因子C20等于0.028由工艺条件得：C=C20（)0.2=0.081液乏气速 uf=c=0.081*=1.35m/s取泛点率为0.75，故空塔气速u=0.75=0.75*1.35=1.013m/s气相通过的塔截面积 A=1.38m2取=0.0877由计算D： D=故

14、取 D=1.4m 设计点的泛点率=4.4.2 精馏塔高度计算 (1)精馏段有效高度计算： 4.4.3 溢流装置的计算 由化工单元过程及设备课程设计P166流液收缩图： 降管液的尺寸： 降液管宽度： 选取hb=0.04m 溢流堰尺寸： 堰上液头高how, 取E=1 堰高： 溢流强度： 降液管底隙流体速度：4.5 塔板负荷性能 浮阀计算及其排列（1） 浮阀数 选取F1型浮阀，阀孔直径d0=0.039m 根据表54选择单流型 初取F0=11 , 则 浮阀数： （2）排列方式 取塔板上液体进，出口安定区宽度 取边缘区宽度bc=0.05m 根据估算提供孔心距进行布孔，按t=75mm进行布孔，实排阀数n=

15、163 阀孔气速 动能因子 塔板开孔率 4.6 塔板的流体性能的校核泡沫夹带量校核 为控制液沫夹带量eV过大，应使泛点F10.80.82 浮阀塔板泛点率计算如下： 由塔板上气相密度及板间距HT=0.45m查图526（泛点荷因数）得系数GF=0.128,根据表511（物性系数）所提供的数据，取k=1塔板液流道长ZL=D-2bd=1.4-2*2*0.2=1.0(m)液流面积 故得： 故不会产生过量的液沫夹带塔板阻力计算 由化工单元过程及设备课程设计P171泛点负荷因数图： （1）干板阻力 临界孔速 阀孔大于其临界孔阀气速,故应在浮阀全开状态计算干板阻力。 （2） 塔板清液层阻力 (m) (3)克服

16、表面张力所造成阻力 由以上三阻力之和求得塔板阻力: 降液管液面校对 流体流过降液管底隙的阻力： 浮阀塔板上液面落差较小可以忽略，则降液管内清液层高度： 取降液管中泡沫层相对密度，则可求降液管中泡沫层高度： 而，故不会发生降液管液泛。液体在降液管内停留时间校核 应保证液体在降液管内的停留时间大于3S5S，才能保证液体所夹带的气 体的释放。 故所夹带气体可以释出 严重漏液校核 当阀孔的动能因子F0=5的相应孔流气速： 稳定系数 故不会发生严重漏液塔板负荷性能图 由化工单元过程及设备课程设计P187塔板负荷性能图： （1）过量液沫夹带线关系式 根据前面液沫夹带的校核选择F1=0.8 则有 由此两点作

17、过量液夹带线（a) (2)液相下限线关系式 对于平直堰，其堰上液头高度how必须大于0.006m。 取how=0.006m，即可以确定液相流量的下限线 取E=1.0，代人lw=0.98 该线为垂直轴的直线，记为（b) (3)严重漏液线关系式： 因动能因子F0<5时，会发生严重漏液，故取F0=5,计算相应气体流 量： 该线为平行轴的直线，为漏液线，也称为气相下限线，记（c)(4)液相上限线关系式： 降液的最大流量为： 该线为平行轴的直线，记为（d)(5)降液管液泛关系式： 根据降液管液泛的条件，得以下将液管液泛工况下的关系： 或 即 10 20 30 40 50 60 6133.7 590

18、.75 566.2 538.3 506.06 468.1 操作弹性 适宜裕度=46.9%4.7换热器的计算原料预热器： 设加热原料温度由10加热到104 则 塔顶冷凝器： R苯=390kJ/kg 塔底再沸器： 贮罐的体积计算：由化工单元过程及设备课程设计查得在0.11MPa下，塔顶采量 D=7394kmol/h 故 设冷凝液停留20min，补充系数 则贮罐容积估算结果表进料罐线管径选择原液流速： u=0.5m/s管线直径： 选取管材，其内径为0.121m 其实际流速为： u=10471/(3600*798*0.785*0.09162)=0.5m/s5.设计结果汇总表 表一 设备一览表序号位号设

19、备名称形式主要结构参数或性能1T-101循环苯精馏塔浮阀塔D=1400 Np=27 H=185002E-101原料预热器固定管板式24m23E-102塔T-101顶冷凝器固定管板式151m24E-103塔T-101再沸器固定管板式166m25E-104塔顶产品冷却器固定管板式55m26E-105塔底产品冷却器固定管板式62m27P-101进料泵2号离心泵qv=14m3/h H=10m8P-102釜液泵2号离心泵qv = 8 m3/h H=4m9P-103回流泵2号离心泵qv=11 m3/h H=19m10P-104塔顶产品泵2号离心泵qv=6 m3/h H=19m11P-105塔底产品泵2号离

20、心泵qv=8 m3/h H=4m12V-101原料罐卧式V=13m313V-102回流罐卧式V=7 m314V-103塔顶产品罐立式937m215V-104塔底产品罐立式937m216V-105不合格产品罐立式937m2表二 提留段塔板设计结果汇总表塔板主要结构参数数据塔板主要流动参数数据塔径 m塔板间距 堰长 lw堰宽 堰高 hw入口堰高底隙 hb塔截面积AT降液管面积有效传质区Aa开孔面积 气相流通面积阀孔直径 阀孔数 n开孔率 孔心距 t边缘区宽 塔板厚 S安定区宽排列方式1.4m0.6m0.98m0.2001m0.045m无0.04m0.0877m1.513m0.135m1.020m0

21、.215m1.405m0.039m1630.1260.0809m0.050m0.075m错排流动方式液体流量 气体流量 qVVh液泛气速 空塔气速 u降液管内流速 ud底隙流速 泛点率 F1溢流强度 堰上头液高度 hOW塔板阻力 降液管内液体层高度Hd降液管内液沫层高度 Hd/降液管液体停留时间阀孔气速阀孔动能因子 F0漏液点气速稳定系数K最大气相流量最大气相流量（qVVh)min单流型26.2m3/h5044.5m3/h1.35m/s0.9970.9370.053m/s0.184m/s0.73926.55m3/(mh)0.025m0.0682m0.1614m0.296m8.4s7.2m/s12.112.97m/s2.427410.0m3/h2080.87m3/h6.课程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物系的分离的浮阀式连续精馏塔设备。通过两周的努力，反复计算和优化，小组成员终于设计出一套较为完善的浮阀式连续精馏塔设备。其各项