苯甲苯分离过程筛板精馏塔的设计

1、目 录摘要第一章概述1.1精馏塔设计任务1.2精馏塔设计方案的选定第二章精馏塔设计计算2.1 精馏塔的物料衡算2.2 塔板数的确定2.3 精馏塔的工艺条件及有关物性数据的计算2.4 精馏塔的塔体工艺尺寸计算2.5 塔板主要工艺尺寸的计算第三章筛板的流体力学验算3.1 塔板压降3.2 液面落差第四章塔附属设备选型及计算4.1 再沸器（蒸馏釜）4.2 塔顶回流冷凝器4.3 进料管管径4.4 回流管管径4.5法兰4.6人孔设计小结附录参考文献摘 要本设计任务为精馏塔分离苯-甲苯混合物。对于二元混合物的分离，采用连续精馏过程。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

2、采用全器冷凝，冷凝液在泡点温度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，所以在设计中把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。关键词： 分离 苯 甲苯 AutoCAD 筛板精馏塔 设计计算第一章 概述化工生产中所处理的原料，中间产物，粗产品几乎都是由若干组分组成的混合物，而且其中大部分都是均相物质。生产中为了满足储存，运输，加工和使用的需求，时常需要将这些混合物分离为较纯净或几乎纯态的物质。精馏是分离液体混合物最常用的一种单元操作，在化工，炼油，石油化工等工业得到广泛应用。精馏过程在能量计的驱动下，使气

3、、液两相多次直接接触和分离，利用液相混合物中各相分挥发度的不同，使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。实现原料混合物中各组成分离该过程是同时进行传质传热的过程。本次设计任务为设计一定处理量的分离苯和甲苯混合物精馏塔。板式精馏塔也是很早出现的一种板式塔，20世纪50年代起对板式精馏塔进行了大量工业规模的研究，逐步掌握了筛板塔的性能，并形成了较完善的设计方法。与泡罩塔相比，板式精馏塔具有下列优点：生产能力（20%40%）塔板效率（10%50%）而且结构简单，塔盘造价减少40%左右，安装，维修都较容易。1在本设计中我们使用筛板塔，筛板塔的突出优点是结构简单，造价低。合理的设计和适当

4、的操作筛板塔能满足要求的操作弹性，而且效率高。采用筛板可解决堵塞问题，适当控制漏液。筛板塔是最早应用于工业生产的设备之一，五十年代之后，通过大量的工业实践逐步改进了设计方法和结构。近年来与浮阀塔一起成为化工生产中主要的传质设备。为减少对传质的不利影响，可将塔板的液体进入区制成突起的斜台状，这样可以降低进口处的速度，使塔板上气流分布均匀。筛板塔多用不锈钢板或合金制成，使用碳钢的比较少。实际操作表明，筛板在一定程度的漏夜状态下操作使其板效率明显下降，其操作的负荷范围比泡罩塔窄，但设计良好的塔其操作弹性仍可达到2-3。化工原理课程设计是培养学生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

5、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。在设计过程中不仅要考虑理论上的可行性，还要考虑生产上的安全性、经济合理性。在设计过程中应考虑到设计的业精馏塔具有较大的生产能力满足工艺要求，另外还要有一定的潜力。节省能源，综合利用余热。经济合理，冷却水进出口温度的高低，一方面影响到冷却水用量。另一方面影响到所需传热面积的大小。即对操作费用和设备费用均有影响，因此设计是否合理的利用热能等直接关系到生产过程的经济问题。2本课程设计的主要内容是设计过程的物料衡算，塔工艺计算，塔板结构设计以及校核。1.2精

6、馏塔设计方案的选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，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，冷凝液在泡点温度下一部分回流至塔内，其余部分产品经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1.5倍。塔釜采用间接蒸汽加热，塔底产品经冷却后送至储罐。1.1 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人精馏塔内。塔顶上

7、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：()

8、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：2板式塔的设计2.1 工业生产对塔板的要求： 通过能力要大，即单位塔截面能处理的气液流量大。 塔板效率要高。 塔板压力降要低。 操作弹性要大。 结构简单，易于制造。在这些要求中，对于要求产品纯度高的分离操作，首先应考虑高效率；对于处理量大的一般性分离

9、（如原油蒸馏等），主要是考虑通过能力大。22设计方案的确定22.1装置流程的确定精馏装置包括精馏塔，原料预热器，再沸器，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，可分为连续精馏和间歇精馏两种流程。在本次的设计中，是为分离苯甲苯混合物。对于二元混合物的分离，应该采用连续精馏流程。操作压力的选择 蒸馏过程按操作压力不同，可分为常压蒸馏，减压蒸馏和加压蒸馏。一般除热敏性物系外，凡通过常压 分离要求，并能用江河水或循环水将馏出物冷凝下来的物系，都应采用 常压精馏。 根据本次任务的生产要求，应采用常压精馏操作。2.23进料热状况的选择蒸馏操作有五种进料热状况，它的不同将影响塔内各层塔

10、板的汽、液相负荷。工业上多采用接近泡点的液体进料和饱和液体进料，通常用釜残液预热原料。所以这次采用的是泡点进料。加热方式的选择由于采用泡点进料，将原料液加热至泡点后送入精馏塔内。塔顶上升蒸汽采用全凝气冷凝，冷凝液在泡点下一部分回流至塔内，其余部分经产品冷却后送至储罐。回流比的选择 回流比是精馏操作的重要工艺条件，其选择的原则是使设备费用和操作费用之和最低。 苯甲苯混合液是属易分离物系，最小回流比较小，故操作回流比取最小回流比的2.0倍。塔釜采用间接蒸汽加热，塔顶产品经冷却后送至储罐。3工艺流程图板式塔主要由筒体、封头、塔内构件（包括塔板、降液管和受液盘）、人孔、进出口管和群座等组成。按照塔内气

11、、液流动的方式，可将塔板分为错流与逆流塔板两类。工业应用以错流式塔板为主，常用的由泡罩塔、筛板塔、浮阀塔等。此次设计按照要求选用筛板塔来分离苯-甲苯系。4工艺计算及主体设备的计算4.1精馏塔的物料衡算苯的摩尔质量=78.11 kg/kmol甲苯的摩尔质量=93.13 kg/kmol原料处理量F=160 kmol/h进料苯的摩尔分率=0.55塔顶苯的摩尔分率=0.96塔顶易挥发组分的回收率=94%总物料衡算： F = D + W 易挥发（苯）组分衡算：塔顶易挥发组分（苯）的回收率：=联立解得 4.2塔板数的确定理论板层数的求取苯-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-甲苯物系的

12、气液平衡数据，绘出x-y图，见图1。求最小回流比及操作回流比采用作图法求最小回流比。在图1中对角线上，自点e（0.55，0.55）作垂线ef即为进料线(q线)，该线与平衡线的交点坐标为 = 0.75 = 0.55故最小回流比为R=取操作回流比为 R=2=21.05=2.1求精馏塔的气、液相负荷求操作线方程精馏段操作线方程提留段操作线方程图解法求理论塔板数采用图解法求理论塔板数，如图1所示。求解结果为：总理论板层数 N = 10.5(包括再沸器)进料板位置 N = 5图1 图解法求理论板层数实际板层数的求解精馏段实际板层数N= 提留段实际板层数N=4.3精馏塔的工艺条件及有关物性数据计算以精馏段

13、为例进行计算操作压力的计算设塔顶表压 P表 = 4 kPa塔顶操作压力 PD = 101.3 + 4 =105.3 kPa每层塔板压降 P = 0.7 kPa进料板压力 PF = kPa精馏段的平均压力 kPa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tD82.1 进料板温度 t=泡点温度确定在110.9kPa下溶液的泡点需采用试差法。经过几次试差后，得到泡点t = 92进料板温度 t = 92精馏段平均温度t（82.l92）/2 = 87.05 平衡摩尔质量的计算塔顶平均摩尔质量计算 由x=

14、y= 0.96,查平衡曲线（见图1），得x = 0.889M = 0.96 78.11 + (1-0.96) 92.13 = 78.67kg/kmolM =0.889 78.11 + (1-0.889) 92.13 = 79.67kg/kmol进料板平均摩尔质量计算 由图解理论板(见图1)，得y = 0.702查平衡曲线 （见图1），得x = 0.495M = 0.70278.11 + (1-0.702) 92.13 =82.29kg/kmolM =0.495 78.11 + (1-0.495) 92.13 = 85.19kg/kmol精馏段平均摩尔质量M = ( 78.67+82.29) /

15、2 = 80.48kg/kmolM = (79.67 + 85.19) / 2 = 82.43kg/kmol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，即 = = = 2.91kg/m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t82.1，查手册得 = 812.7 kg/m = 807.9 kg/m = =812.5kg/m进料板液相平均密度的计算 由tF92，查手册得 = 734.1kg/m = 734.3 kg/m进料板液相的质量分率a= = 0.454精馏段液相平均密度为 =（812.5+734.2）/2= 773.35kg/m3液体平均表面张力计算

16、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 由tD82.1，查手册得 =21.24 mN/m =21.42 mN/m= 0.960.0421.42 = 21.25mN/m进料板液相平均表面张力的计算 由tF92，查手册得=19.82mN/m =20.61mN/m精馏段液相平均表面张力为 =（21.25+20.22）/2=20.74mN/m液体平均粘度计算液相平均粘度依下式计算，即塔顶液相平均粘度的计算由tD82.1，查手册得=0.302 mPa·s =0.306 mPa·s= 0.96×lg(0.302)+ (1-0.96)×lg(0.30

17、6)=0.302 mPa·s进料板液相平均粘度的计算由tF92，查手册得 =0.276 mPa·s =0.283 mPa·s= 0.495×lg(0.276)+ (1-0.495)×lg(0.283)=0.280 mPa·s精馏段液相平均表面张力为 = （0.302 +0.280）/2 = 0.291mPas4.4精馏塔的塔体工艺尺寸计算塔径计算精馏段的气、液相体积流率为V = = L = = 由u = C式中C由式5-5计算，其中的由图5-1查取，图的横坐标为( = ( = 0.0426取板间距H=0.40m，板上液层高度h= 0.

18、06m,则H- h = 0.40-0.06 = 0.34m查图5-1得，C = 0.075C = C( = 0.075( = 0.0755u = 0.0755 = 1.228 m/s取安全系数为0.7，则空塔系数为u = 0.7 u= 0.71.228 = 0.860D = =按标准塔径圆整后为D1.8m 塔截面积为 A = D= 1.8=2.543 m实际空塔系数为u = 精馏塔有效高度的计算精馏段有效高度为 Z精 = （N精 -1）HT = (8-1)×0.4=2.8m提馏段有效高度为 Z提 = （N提 -1）HT=（13-1）×0.4=4.8m在进料板上方开一人孔，其

19、高度为0.8m 故精馏塔的有效高度为 Z= Z精+ Z提+0.8=2.8+4.8+0.8=8.4m4.5.塔板主要工艺尺寸的计算溢流装置计算 因塔径D1.8m，可选用单溢流弓形降液管，采用凹形受液盘。各项计算如下：堰长lW取lW= 0.66D = 0.661.8 = 1.19m溢流堰高度hw由选用平直堰，堰上液层高度h由式5-7计算，即 h =E(近似取E1,则h = 1( = 0.018m取板上清液层高度=0.06m故=0.042m弓形降液管宽度和截面积由查图5-7，得Af=0.0722AT=0.0722×2.543=0.184m2Wd=0.124D=0.124×1.8=

20、0.223m依式5-9验算液体在降液管中停留时间，即= = 13.73s> 5s故降液管设计合理。降液管底隙高度取=0.16m/s0.042-0.0282=0.0138m > 0.006m故降液管底隙高度设计合理选用凹形受液盘，深度=50mm塔板布置塔板的分块 因D800mm，故塔板采用分块式。查表5-3得，塔极分为5块。 边缘区宽度确定取 W = W= 0.065m , W = 0.035m开孔区面积计算开孔区面积Aa按式5-12计算，即 其中 x= - (W+ W) = - (0.223+0.065) = 0.612m r =- W= -0.035 = 0.865m 故 A =

21、 2(0.612+sin)= 1.924m筛孔计算及其排列本设计所处理的物系无腐蚀性，可选用 3 mm碳钢板，取筛孔直径 5 mm。 筛孔按正三角形排列，取孔中心距t为 t33 × 515mm筛孔数目n为n = = =9876 个开孔率为 = 0.907（）= 0.907（）=10.1%气体通过筛孔的气速为 u = = = 10.56 m/s4.6.筛板的流体力学验算 塔板压降干板阻力hc计算干板阻力hc由式5-19计算，即由531.67，查图5-20得，0.772故 h = 0.051() () =0.0359m液柱气体通过液层的阻力计算 气体通过液层的阻力h1由式5-20计算，即

22、u= = = 0.870m/s F = 0.87 = 1.484kg/(s·m)查图5-11，得=0.59故 h=h =(hh) = 0.59(0.042 + 0.018)=0.0354m液柱液体表面张力的阻力计算液体表面张力所产生的阻力由式5-23计算，即h= = =0.0022m液柱气体通过每层塔板的液柱高度hp可按下式计算，即 h= 0.0359+0.0354+0.0022 = 0.0735m液柱气体通过每层塔板的压降为P= hg= 0.0735773.359.81= 557.6Pa<0.7kPa(设计允许值) 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

23、，故可忽略液面落差的影响。 4.6.3 液沫夹带液沫夹带量由式5-24计算，即 h =2.5h = 2.50.06 =0.15m故 = = 0.015kg液/kg气<0.1kg液/kg故在本设计中液沫夹带量在允许范围内 漏液对筛板塔，漏液点气速可由式5-25计算=4.40.772= 5.688m/s实际孔速u=10.56m/s>u稳定系数为K=1.857 > 1.5故在本设计中无明显漏液液泛为防止塔内发生液泛，降液管内液层高应服从式5-32的关系，即 苯一甲苯物系属一般物系，取0.5，则 =0.5(0.40+0.042)=0.221m而板上不设进口堰，可由式5-30计算，即h

24、=0.513=0.153(0.16)=0.00392m液柱H=0.0735+0.06+0.00392=0.137m液柱故在本设计中不会发生液泛现象4.7. 塔板负荷性能图 漏液线由 h =E(得 =4.40.7720.1011.924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1表1L,m/s0.00060.00150.00300.0045V m/s,1.0441.0691.1011.127由上表数据即可作出漏液线l液沫夹带线以0.1kg液/kg气为限，求 Vs-Ls关系如下由 u= = =0.424Vh =0.042h= = 0.594L故h= 0.105 +1.4

25、85LH- h=0.295-1.485Le=0.1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2表2L,m/s0.00060.00150.00300.0045V m/s,4.2374.1043.9343.791由上表数据即可作出液沫夹带线2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。由式5-7得 h= =0.006取E=1，则L= () = 0.00102据此可作出与气体流量无关的垂直液相负荷下限线3。 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 L=0.0184 m/s据此可作出与气体流量元关的垂直液相负荷上限线4。

26、 液泛线 令由；联立得忽略，将与LS，与LS，与VS的关系式代人上式，并整理得 式中 =b=H+(-1)h c=0.153/(lh)d=2.84(1+)将有关数据代入，得=0.00853b=0.5=0.154c= 135.86d=2.84=0.945故0.00853110.79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表3L,m/s0.00060.00150.00300.0045V m/s,4.1544.0703.9503.835由上表数据即可作出液泛线根据以上各线方程，可作出筛板塔的负荷性能图，如图所示在负荷性能图上，作出操作点A，连接OA，即作出操作线。由图可看出，

27、该筛板的操作上限为液泛控制，下限为漏液控制。由图2查得 故操作弹性为所设计筛板的主要结果汇总于表4序号项目数值序号项目数值1平均温度tm,87.0517边缘区宽度,m0.0352平均压力pm,kPa108.118开孔区面积,m21.9243气相流量VS,(m3/s)2.05319筛孔直径,m0.0054液相流量LS,(m3/s)0.0053620筛孔数目 98765塔的有效高度Z,m1021孔中心距,m0.0156实际塔板数 2122开孔率,%10.17塔径,m1023空塔气速, m/s0.8078板间距 0.424筛孔气速, m/s10.569溢流型式 单溢流 25稳定系数 1.85710降

28、液管型式 弓型 26单板压降,kPa0.62911堰长,m1.1927负荷上限 液泛控制 12堰高,m0.04228负荷下限 漏夜控制 13板上液层高度,m0.0629液沫夹带,kg液/kg气 0.01514堰上液层高度,m0.01830气相负荷上限, m3/s3.33415降液管底隙高度,m0.028231气相负荷下限, /s1.10516安定区宽度,m0.06532操作弹性 3.0175.辅助设备的草图及选型接管(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。F=149Kg/h , =807.9Kg/则体积流量管内流速则管径取进料管规格95×2.5 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65×2.5 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w=30kmol/h 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