苯甲苯分离精馏塔化工原理课程设计

资料科学与化学工程学院化工原理课程设计设计题目：苯——甲苯二元物系板式精馏塔设计者姓名：周明丽指导教师：韩伟专业化学工程与工艺学号20说明书共页图纸张设计时间2013年5月28日至2013年6月18日1纲要化工原理课程设计是培育学生化工设计能力的重要环节，经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；学会各样手册的使用方法及物理性质、化学性质的查找方法和技巧；掌握各样数据的计算方法，能画出精馏塔、塔板构造等图形。在设计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。板式精馏塔也是很早就出现的一种板式塔，20世纪50年月起对板式精馏塔进行了大批工业规模的研究，逐渐掌握了筛板塔的性能，并形成了较完美的设计方法。与泡罩塔对比，板式精馏塔拥有以下长处：生产能力大、塔板效率较高，并且构造简单，塔盘造价较低，安装、维修都较简单。而在板式精馏塔中，筛板塔有构造比浮阀塔更简单，易于加工，造价约为泡罩塔的60%，为浮阀塔的80%左右，办理能力大等长处，综合考虑更切合本设计的要求。本课程世纪的主要内容为过程的物料衡算，工艺设计计算以及筛板的负荷性能校核。重点词：板式精馏塔筛板计算校核2AbstractThepinciplesofchemicalengineeringcoursedesignistocultivatestudents’abilityofimportantchemicaldesignteaching，throughthecurriculumthatwetrytograspthebasicknowledgeofchemicalengineeringdesign，designprincipalsandlearnallkindsofmanualoperationandphysicalproperties，chemicalpropertiesofsearchingmethodsandtheresults，candrawprocesstowerstructure，thedesignprocessshouldnotonlyconsiderthefeasibilityofthetheory，considerthesafetyinproductionandeconomicrationality.Platecolumnisanearlytower，sincethe1950stoplatecolumnonalargescale，industrialmastersieve-platetower，andformedacompletedesignwiththeblistertower,hasthefollowingadvantages:highboarddistillationproductioncapacity,highertowerefficiencyandsimplestructure,costreduce40%tray,installation,maintenanceisintheplatecolumn,sieve-platetowerstructurethanfloatvalvesismoresimple,easyprocessing,thecostisabout60%ofthetoweroftheblister,floatvalvesforabout80%oftheadvantagesoflargecapacityandprocessing,consideringthedesignconformstothemaincontentsofthiscoursedesignistheprocessofmaterial,craftcalculation,thestructuredesignandcheck.KEYWORDS:platerectifyingcolumn;sieve-platetower;design3学号：20课程设计任务书1、设计题目：苯——甲苯二元物系板式精馏塔；试设计一座板式精馏塔，用于苯——甲苯二元物系的分别。加料量为145kmol/h，其组成为（苯摩尔分数），要求塔顶馏出液构成为（苯摩尔分数），塔底釜液构成（苯摩尔分数），回流比为最小回流比的倍。2、工艺操作条件：（1）塔顶压力P=750mmHg（2）操作温度常温（3）加料热状态q=3、设计任务：达成精馏塔的工艺设计计算，相关隶属设施的设计和选型，绘制精馏系统的工艺流程图，编写设计说明书。4、说明：为使学生独立达成课程设计，每个学生的原始数据均在产品产量上不一样，即1～40号每上调50kg/h为一个学号的加料量（比如1号加料量为50kmol/h；2号产品产量为55kmol/h等）；5、参照书目：1）唐伦成编著.《化工原理课程设计简洁教程》，哈尔滨工程大学第一版社，2005；2）陈敏恒等.《化工原理》下册第三版，化学工业第一版社第一版；3）贾绍义，柴诚敬主编.《化工原理课程设计－化工传达与单元操作课程设计》，天津大学第一版社，2002；4）申迎华.郝晓刚.《化工原理课程设计》，化学工业第一版社，2009；5）其余参照书。4第一章绪论第二章精馏塔工艺尺寸的设计计算精馏流程确实定本设计任务为分别苯一甲苯混淆物。因为对物料没有特别的要求，能够在常压下操作。关于二元混淆物的分别，应采纳连续精馏流程。设计中采纳气液混淆进料。塔顶上涨蒸气采纳全凝器冷凝，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。该物系属易分别物系，最小回流比较小，故操作回流比取最小回流比的倍。塔底设置再沸器采纳间接蒸汽加热，塔底产品经冷却后送至储罐。此中因为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好多，但其能量品位较低，不可以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。塔板的种类为筛板塔精馏，筛板塔塔板上开有很多均布的筛孔，孔径一般为3～8mm，筛孔在塔板上作正三角形摆列。筛板塔也是传质过程常用的塔设施，它的主要长处有：(１)构造比浮阀塔更简单，易于加工，造价约为泡罩塔的60％，为浮阀塔的80％左右。(２)办理能力大，比同塔径的泡罩塔可增添10～15％。(３)塔板效率高，比泡罩塔高15％左右。(４)压降较低，每板压力比泡罩塔约低30％左右。5筛板塔的弊端是：(１)塔板安装的水平度要求较高，不然气液接触不匀。(２)操作弹性较小(约2～3)。（３)小孔筛板简单拥塞。下列图是板式塔的简单图（图1）：精馏塔的物料衡算摩尔质量苯的摩尔质量MA=kmol甲苯的摩尔质量MB=kmol已知：进料构成：Xf=；6馏出液构成：Xd=；釜液构成：Xw=。故，原料液及塔顶、塔底产品的摩尔质量为：MF=×+×=kmolMD=×+×=kmolMW=×+×=kmol二元精馏塔物料衡算加料量：F=145kmol/h总物料衡算：F=D+W即145=D+W（1）苯物料衡算：FXF=DXD+WXW即145×=D×+W×（2）联立（1）（2），解得D=hW=h式中，F------原料液流量D------塔顶产品量W------塔底产品量回流比的计算(1)q线方程：已知加料热状态q=，故q线方程为：yqxxF9x4.8q1q1（2）相均衡曲线：由手册查得苯——甲苯二元物系的气液均衡数据以下表（表1）：表1本甲苯二元物系气液均衡数据表苯摩尔分数温苯摩尔分数温液气度/℃液气度/℃相相相相由q线方程及上表数据绘制x-y图，见图2。7图2图解法求理由图中相均衡线与q线交点坐标（，）求得最小回流比，最小回流比为：RminxDyq0.980.6818=xq0.68180.45761.33yq取操作回流比为最小回流比的倍，因此，R==×=理论塔板数NT的求取1）精馏塔的气液相负荷L=RD=×=hV=(R+1)D=+1)×=hL’=L+qF=+×145=h’=V-(1-q)F=×145=h2）操作线方程LxD134.92x67.460.980.667x0.327yVxD202.38202.38精馏段操作线方程：V'265.4277.54yL'xW'xWx0.0451.413x0.019提馏段操作线方程：187.88187.88VV（3）图解法求理论板数NT苯——甲苯属理想物系，故可采纳图解法求理论板数，如图2所示。求解结果为：总理论板数N=14块。此中N=7，N=7（不包含再沸器），加料地点为第8块板。TT,精T,提8全塔效率ET（1）温度的计算已知xD=，xF=,xW=,由苯——甲苯二元物系气液均衡数据表，依据内插法【计算公式为：f(b)f(a)(xa)f(x)f(a)ba】求得塔顶温度tD=℃，进料温度tF=℃，塔釜温度tW=℃。（2）液体粘度μL的求取已知进料构成为xF=，温度为℃。查液体粘度共线图得μLA=˙s，μLB=˙s。则塔顶、塔底均匀温度下的粘度为：L=ΣxiμLi=×+×=˙s查精馏塔全塔效率关系图（见图3），得全塔效率ET=%。图3精馏塔全塔效率关联图实质塔板数精馏段实质板层数N精=7/=≈13块提馏段实质板层数N提=7/=≈13块总板数NN+N=13+13=26块总=精提9塔的工艺条件及物性数据计算操作压强塔顶压力PD=750mmHg=每层塔板压降P=进料板压力PF=+×13=精馏段均匀压力P精，m=（+）/2=塔釜压力PW=+×26=提馏段均匀压力P提，m=（+）/2=温度由中（1）计算结果知塔顶温度tD=℃，进料温度tF=℃，塔釜温度tW=℃。那么精馏段均匀温度t精，m=（+）/2=℃提馏段均匀温度t提，m=（+）/2=℃。均匀摩尔质量计算塔顶均匀摩尔质量计算由xD=y1=，查均衡曲线图（见图2），得x1=MVDm=×+（）×=kmolMLDm=×+（）×=kmol进料板均匀摩尔质量计算由图解理论板（见图2），得yF=,查均衡曲线（见图2），得xF=MVFm=×+（）×=kmolMLFm=×+（）×=kmol精馏段均匀摩尔质量为MVm=（+）/2=kmolMLm=（+）/2=kmol塔釜均匀摩尔质量计算由图解理论板（见图2），得xW=，查均衡曲线（见图2），yW=，103A=mMVWm=×+（）×=kmolMLWm=×+（）×=kmol提馏段均匀摩尔质量MVm=（+）/2=kmolMLm=（+）/2=kmol均匀密度（1）精馏段气相均匀密度计算=PmMVm由理想气体状态方程计算，即RTm=m精馏段液相均匀密度计算液相均匀密度由下式计算，即1/ρm=Σai/ρi塔顶液相均匀密度的计算由tD=℃，查手册得ρLDm=1/+=m3进料板液相均匀密度计算由tF=℃,查手册得33ρA=mρB=m进料板液相的质量分率aA=×/×+×=LFm=1/+=m3精馏段液相均匀密度ρ精，Lm=（+）/2=m3提馏段气相均匀密度计算由理想气体状态方程计算，即（4）提馏段液相均匀密度计算3由tW=℃，查手册得ρA=mLWm=1/+=m3

B=m3=PmMVmVmRTm=m3B=m3由（2）步骤上当算的进料板液相均匀密度，计算提馏段液相均匀密度3液体均匀粘度液相均匀粘度依下式求取，即lgμLm=Σxilgμi。（1）塔顶液相均匀粘度的计算由tD=℃,查手册得μA=˙sμB=˙slgμLDm=+解出μLDm=˙s（2）进料板液相均匀粘度计算由tF=℃，查手册得μA=˙sμB=˙s11lgμLFm=+解出μLFm=˙s（3）塔釜液相均匀粘度计算由tW=℃，查手册得μA=˙sμB=˙slgμLWm=+解出μLWm=˙s（4）精馏段液相均匀粘度μ精，Lm=（+）/2=˙s5）提馏段液相均匀粘度μ提，Lm=（+）/2=˙s液体均匀表面张力液相均匀表面张力依下式计算，即Lm=Σxiσi（1）塔顶液相均匀表面张力计算由tD=℃,查手册得σA=mσA=mLDm=×+×=m进料板液相均匀表面张力计算由tF=℃，查手册得σA=mσA=mLFm=×+×=m（3）塔釜液相均匀表面张力由tW=℃，查手册得σA=mσA=mLWm=×+×=m4）精馏段液相均匀表面张力Σσ精，Lm=（+）/2=m5）提馏段液相均匀表面张力Σσ提，Lm=（+）/2=m12第三章板式塔主要工艺尺寸的设计计算塔和塔板主要工艺尺寸计算塔径D（1）精馏段塔径D精的计算精馏段的气、液相体积流率为MVmVs=3600Vm=sLMLmLs=3600Lm=suSC由

C0.2LVC20(L)20，此中C20由下列图（图4）查取，V，式中图4史密斯关联图131/2L（L）图的横坐标VV=取板间距HT=，板上液层感度hL=，则HT—hL=查图4得，C20=0.2CC20(L)则，20=（20）=umax=0.0936=1.586m/s2.79取安全系数，则空塔气速为u==sD精=4VS=u按标准塔径圆整后为D精=2）提馏段塔径D提的计算提馏段的气、液相体积流率为MVmVs=3600Vm=sLMLmLs=3600Lm=sL（1/2L）VV=查图4得，C=200.2CC20(L)=（20）=则，20umax=0.09681.526m/s3.16取安全系数，则空塔气速为u==sD提=4VS=u按标准塔径圆整后为D提=（3）精馏塔塔径的选择由中（1）、（2）计算结果，选择精馏段和提馏段此中较大者，即塔径D=因此，塔截面积AT=4D2=14实质空塔气速u=1.676=0.833m/s2.011溢流装置因塔径D=，可采纳单溢流弓形降液管，采纳凹形受液盘。各项计算以下：（1）堰长lW关于常用的弓形降液管有：单溢流时，lW=（~）D取lW==×=（2）溢流堰高度由hWhLhOW采纳平直堰，堰上液层高度由下式计算，即Lh2/32.84hOW=1000（ElW）近似取E=1，所惹起的偏差能知足工程实质要求，则2/32.840.008183600hOW=10001（）=0.025m1.12取板上清液层高度hL=70mm（3）故hW=hL-how=弓形降液管宽度Wd和截面积Af由lW=0.7，查弓形降液管的参数图（见图5），得D15图5弓形降液管的参数Af=，WD=ATD故Af==×=Wd==×=依式=3600AfHT验算液体在降液管中逗留时间，即Lh=3600AfHT=36000.1870.50=11.43s5sLh0.008183600故降液管设计合理。（4）降液管底隙高度h0h0Lh'3600lWu0'取u0=s则h0=0.008183600=0.032m36001.120.23hW—h0=故降液管底隙高度设计合理。'采纳凹形受液盘，深度h50mmW16塔板部署（1）塔板的分块因为D=，查表2得，塔板分块为4块。表2塔板分块数塔径，mm800─1400─1800─20002200─120016002400塔板分块3456数2）边沿地区宽度确立取WS=WS'=，WC=3）开孔区面积计算开孔区面积按下式计算，即21xAa222(xrx180rsinr)此中xD(WdWS)1.6(0.240.075)0.485m22rDWC1.60.0450.755m22故210.485)Aa2(0.485220.7551.42020.7550.485180sin0.755m筛孔数n与开孔率Φ因为苯——甲苯物系无腐化性，可采纳δ=3mm碳钢板，取d0=5mm。筛孔按正三角形摆列，取孔中心距t为t=3d0=3×5=15mm筛孔数量n为n1.155A01.1551.4207290个t220.015开孔率为22=0.907d0）0.9070.00510.1%（t()0.015气体经过阀孔的气速为17VS1.676u011.69m/sA0塔的有效高度Z精馏段有效高度Z精=（N精-1）HT=（13-1）×=提馏段有效高度Z提=（N提-1）HT=（13-1）×=在进料板上、下方的两段塔中部各开一人孔，人孔高度为故精馏塔的有效高度为Z=Z精+Z提+2×=++=筛板的流体力学计算气体经过筛板压降相当的液柱高度（1）塔板压降2干板阻力hc0.051(u0)(V)c0L由d/δ=5/3=，查干筛孔的流量系数图（见图6），得c0=0图6干筛孔的流量系数图182故h0.051( )( )0.0469m液柱c2）气体经过液层的阻力h1计算气体经过液层的阻力hl=βhLVS1.6760.919m/suaAfATF01/21/20.919kg/(sm)查充气系数关系图（见图7），得β=。故h1hL(hWhOW)0.58(0.0450.025)0.0406m液柱F0图7充气系数关联图（3）液体表面张力所产生的阻力hσ计算液体表面张力所产生的阻力h由下式计算σh4L40.01932液柱Lgd0788.140.0020m气体经过每层塔板的液柱高度hP可按下式计算，即hPhch1h液柱气体经过每层塔板的压降为PphpLgPa0.7kPa(设计同意值)19雾沫夹带量eV的计算液沫夹带量由下式计算，即6ua3.25.710V()eLHThfhf2.5hL2.50.070.175m63.20.919故eV5.7103(0.1kg液/kg气)0.0082kg液/kg气19.32100.500.175故在本设计中液沫夹带量eV在同意范围内。漏液的验算对筛板塔，漏液点气速u0,min可有下式求取u0,min4.4C0hLh)L/V故u0,min4.40.772实质孔速u011.69m/s6.045m/s稳固系数为K=u011.691.9341.5u0,min6.045故在本设计中无显然漏液。液泛验算为防备塔内发生液泛，降液管内液层高Hd应听从下式，即Hd(HThW)苯——甲苯物系属一般物系，取=0.5，则(HT+hW)=0.5(0.50+0.045)=0.273m而HdhphLhd板上不设入口堰，hd可由下式计算，即20hd0.15322(u0')0.153(0.23)0.0081m液柱Hd0.08950.07液柱Hd(HThW)故在本设计中不会发生液泛现象。塔板负荷性能图液沫夹带线以e0.1kg液/kg气为限，求VS—LS关系以下：V6ua3.2由V5.710()eLHThfuaVSVS0.548VSATAfhf2.5hL2.5(hWhOW)hW0.045hOW100012/30.619LS(3600L)2.842/31.12故2/3hf0.1131.548LSHThf0.3872/31.548LS63.25.7100.548VseV30.119.32102/30.3871.548LS2/3整理得VSS在操作范围内，任取几个LS值，依上式计算出VS值，结果列于表3中。表321LSVS由上表数据即可做出液沫夹带线1。液泛线令HdHThW由HdhphLhd；hphchlh；hlhL；hLhWhOW联立得HT1hW1hOWhchdh忽视hσ,将hOW与LS，hd与LS，hc与VS的关系式代入上式，并整理得'2''2'2/3aVSbcLSdLS式中a'0.051VAc2L00'HT1hWb0.153c2lWh02/3'33600d2.8410E1lW将相关数据代入，得'0.0513.16=a2788.14b'0.50.500.50.5810.0450.201c'0.153119.111.120.032222d2.8410110.5836002/30.977'31.12故222/3VS12.0367132.34LS58.50LS在操作范围内，任取几个LS值，依上式计算出VS值，结果列于表4中。表4LSVS由上表数据即可做出液泛线2。液相负荷下限线关于平直堰，取堰上液层高度hOW=作为最小液体切合标准。Lh2/3由2.84hOW=1000（E）=lW取E=1，则0.00610003/2Ls,min1.1232.8436000.00123m/s据此可作出与气体流量没关的垂直液相负荷下限线3。漏液线由u0,min4.40Lh)L/VChVs,minu0,min

A0hLhWhOW232/3hOW=2.84（ELh）1000lW2/3得Vs,min4.4C0A00.00560.13hW2.84E(Lh)hL/V1000lW故Vs,min2/37.6940.009450.00804Ls在操作范围内，任取几个LS值，依上式计算出VS值，结果列于表5中。表5LSVS由上表数据即可做出漏液线4。液相负荷上限线以θ=4s作为液体在降液管中逗留时间的下限，由=AfHT4Ls故Ls,maxAfHT3440.0234m/s据此可作出与气体流量没关的垂直液相负荷上限线5。依据以上各线方程，可作出筛板塔的负荷性能图（见图8）。24图8塔板负荷性能图在负荷性能图上，作出操作点A，连结OA，即作出操作线。有图能够看出，该筛板的操作上限为液沫夹带控制，下限为漏液控制。由图8查得Vs,max3.10m3sV0.98m3s/min/s，故操作弹性为Vs,max3.103.163Vs,min0.98板式塔的构造板式塔内部装有塔板、降液管、各物流的出入口管及人孔（手孔）、基座、除沫器等隶属装置。除一般塔板按设计板间距安装外，其余处依据需要决定此间距。塔体构造（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（甚至超出一倍以上），本塔塔顶空间取HD1.0(m)（2）塔底空间25塔底空间指塔内最基层塔底间距。其值由以下两个要素决定。①塔底驻液空间依储存液量逗留3~5min或更长时间（易结焦物料可缩短逗留时间）而定。②塔底液面至最基层塔板之间要有1~2m的间距，大塔可大于此值。本塔取HB1.5(m)（3）人孔一般每隔6~8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450~500mm，其伸出塔体得筒体长为200~250mm，人孔中心距操作平台约800~1200mm。本塔设计每8块板设一个人孔，共两个，即np2(个)（4）塔高HnnFnP1HTnFHFnPHPHDHBH1H2261210.510.820.811.50.41.517.8m故全塔高为，此外因为使用的是虹吸式再沸器，能够在较低地点部署，因此裙板取了较小的。塔板构造塔板按构造特色，大概可分为整块式和分块式两类塔板。因为本设计采纳的塔径为米，依据刚度、安装、检修等要求，将塔板分红4块经过人孔送入塔内（如图9所示）。图9塔板分块表示图26第四章塔附件设计接收——进料管本设计采纳直管进料管，观景的计算以下：d4LsuF取uF40.008181.6m/s，得d80.68mm1.6取83mm3.5mm的进料管。法兰因为常压操作，全部法兰均采纳标准管法兰，平焊法兰，由不一样的公称直径采纳相应的法兰。筒体与封头筒体用钢板卷制而成的筒体，其公称直径等于内径。当通体直径较小时可直接采纳无缝钢管束作，此时公称直径的值等于外径。依据所设计的塔径，先按内压容