【课程设计】苯－甲苯连续精馏塔设计

设计任务书设计题目苯甲苯连续精馏塔设计件操作压力P10ATM绝压处理量3260吨/年进料含苯0415（质量分数）塔顶产品含苯0976（质量分数）塔釜残液中苯浓度不大于001（质量分数）塔顶全凝器泡点回流塔釜为饱和蒸汽间接加热塔板采用浮阀设计要求1完成该精馏塔及辅助设备工艺设计计算。2绘制生产工艺流程图、精馏塔工艺条件图。3撰写设计说明书。目录摘要1绪论2设计方案的选择31设计流程32设计思路3第1章塔板的工艺设计511物料衡算512平衡线方程的确定513最小回流比的确定714求精馏塔的气液相负荷715操作线方程716用逐板法算理论板数717实际板数的求取818全塔效率9第2章精馏塔主要工艺尺寸的设计计算1021物性数据的计算10211进料温度的计算10212操作压强10213平均摩尔质量的计算10134平均密度计算11214液体平均表面张力计算13215液体平均粘度计算1422精馏塔主要工艺尺寸的计算14221塔径的计算14222精馏塔有效高度的计算1623溢流装置计算1624浮阀数目、浮阀排列及塔板布置1725塔板流体力学验算19251计算气相通过浮阀塔板的静压头降19252淹塔20253计算雾沫夹带量2126精馏段塔板负荷性能图22261雾沫夹带上限线22262液泛线23263液相负荷上限线24264漏液线24265液相负荷下限线2427小结25第3章热量衡算2731相关介质的选择27311加热介质的选择27312冷凝剂2732蒸发潜热衡算27321塔顶热量27322塔底热量2833焓值衡算28第4章辅助设备3141冷凝器的选型31411计算冷却水流量31412冷凝器的计算与选型3142接管3243塔总体高度的设计32431塔的顶部空间高度32432塔的底部空间高度3244人孔3345裙座3346塔立体高度33致谢34参考文献35主要符号说明36摘要化工生产常需进行二元液相混合物的分离以达到提纯或回收有用组分的目的，精馏是利用液体混合物中各组分挥发度的不同并借助于多次部分汽化和多次部分冷凝达到轻重组分分离目的的方法。精馏操作在化工、石油化工、轻工等工业生产中占有重要的地位。为此，掌握气液相平衡关系，熟悉各种塔型的操作特性，对选择、设计和分析分离过程中的各种参数是非常重要的。塔设备是化工、炼油生产中最重要的设备类型之一。本次设计的浮阀塔是化工生产中主要的气液传质设备。此设计针对二元物系的精馏问题进行分析、选取、计算、核算、绘图等，是较完整的精馏设计过程，该设计方法被工程技术人员广泛的采用。本设计书对苯和甲苯的分离设备浮阀精馏塔做了较详细的叙述，主要包括工艺计算，辅助设备计算,塔设备等的附图。采用浮阀精馏塔，塔高1311米，塔径04米，按逐板计算理论板数为25。算得全塔效率为0534。塔顶使用全凝器，部分回流。精馏段实际板数为12，提馏段实际板数为12。实际加料位置在第13块板从上往下数，操作弹性为343。通过板压降、漏液、液泛、雾沫夹带的流体力学验算，均在安全操作范围内。塔的附属设备中，所有管线均采用无缝钢管。再沸器采用卧式浮头式换热器。用140饱和蒸汽加热，用15循水作冷凝剂。饱和蒸汽走管程，釜液走壳程。关键词苯_甲苯、精馏、精馏塔设备结构绪论化工生产中常需进行液体混合物的分离以达到提纯或回收有用组分的目的。互溶液体混合物的分离有多种方法，蒸馏及精馏是其中最常用的一种。蒸馏是分离均相混合物的单元操作之一，精馏是最常用的蒸馏方式，是组成化工生产过程的主要单元操作。为实现高纯度的分离已成为蒸馏方法能否广泛应用的核心问题，为此而提出了精馏过程。精馏的核心是回流，精馏操作的实质是塔底供热产生蒸汽回流，塔顶冷凝造成液体回流。我们工科大学生应具有较高的综合能力、解决实际生产问题的能力和创新的能力。课程设计是一次让我们接触并了解实际生产的大好机会，我们应充分利用这样的机会去认真去对待。而新颖的设计思想、科学的设计方法和优秀的设计作品是我们所应坚持努力的方向和追求的目标。浮阀塔盘自20世纪50年代初期开发以来，由于制造方便及其性能上的优点，很多场合已取代了泡罩塔盘。这类塔盘的塔盘板开有阀孔，安置了能在适当范围内上下浮动的阀片，其形状有圆形、条形及方形等。由于浮阀与塔盘板之间的流通面积能随气体负荷的变动而自动调节，因而在较宽的气体负荷范围内，均能保持稳定操作。气体在塔盘板上以水平方向吹出，气液接触时间长，雾沫夹带量少，液面落差也较小。与泡罩塔盘相比，处理能力较大，压力降较低，而塔板效率较高，缺点是阀孔易磨损，阀片易脱落。操作气速不可能会很高，因为会产生严重的雾沫夹带，这就限制了生产能力的进一步提高。具有代表性的浮阀塔有F1型（V1型）浮阀塔板、重盘式浮阀塔、盘式浮阀、条形浮阀及锥心形浮阀等。设计方案的选择1设计流程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，其余部分经产品冷凝器冷却后送至储罐。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2倍。塔釜采用间接蒸汽加热，塔底产品经冷却后送至储罐。连续精馏塔流程流程图图11流程图2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浮阀式连续精馏塔。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。塔顶冷凝器可采用全凝器、分凝器全能器连种不同的设置。在这里准备用全凝器，因为可以准确的控制回流比。此次设计是在常压下操作。因为这次设计采用间接加热，所以需要再沸器。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。塔板工艺计算流体力学验算塔负荷性能图全塔热量衡算塔附属设备计算图12设计思路流程图浮阀塔塔板是在泡罩塔板和筛孔塔板的基础上发展起来的，它吸收了两者的优点，其突出优点是可以根据气体的流量自行调节开度，这样就可以避免过多的漏液。另外还具有结构简单，造价低，制造方便，塔板开孔率大，生产能力大等优点。浮阀塔一直成为化工生中主要的传质设备，其多用不锈钢板或合金。近年来所研究开发出的新型浮阀进一步加强了流体的导向作用和气体的分散作用，使气液两相的流动接触更加有效，可显著提高操作弹性和效率。从苯甲苯的相关物性中可看出它们可近似地看作理想物系。而且浮阀与塔盘板之间的流通面积能随气体负荷的变动而自动调节，因而在较宽的气体负荷范围内，均能保持稳定操作。气体在塔盘板上以水平方向吹出，气液接触时间长，雾沫夹带量少，液面落差也较小。第1章塔板的工艺设计11物料衡算处理量30F261KG年进料组成45FX馏出液组成97D釜液组成（以上均为摩尔分率）018WX（1）A苯的摩尔质量MKG/MOLB甲苯的摩尔质量23（2）原料液及塔顶、塔底产品的平均摩尔质量04567810456918574297360FDWKG/MOL/L（3）物料衡算总物料衡算FWD即（1）32601/8易挥发组分物料衡算FDWXX即（2）397260415/80D解得F47526D21592W25905KMOL/HKMOL/HKMOL/H12平衡线方程的确定表11苯甲苯（1013KPA）的TXY相平衡数据【1】苯摩尔分数液相气相温度苯摩尔分数液相气相温度000011060592078989400880212106107000853868020003701022080309148440300050098609030957823039706189520950097981204890710921100100802F926140T926550进料温度D8877塔顶温度W1103T塔底温度求得OOOFDT925CT4T09C精馏段平均温度F1728645提馏段平均温度W2T1饱和蒸汽压P0由0BLGATC表12苯甲苯ANTOINE常数【2】组分ABC苯（以A表示）602312063522024甲苯（以B表示）607813439421958查表得A苯6023A甲苯6078B苯120635B甲苯134394C苯22024C甲苯21958苯00FFDD00WW12635LGP6P1465KA9L884L23239KP1甲苯00FFDD00WW9LGP67P517A584L836K213L99苯FD0甲苯P247683567FW12精馏段平均相对挥发度91提馏段平均相对挥发度478因为是泡点进料，所以12M5087所以平衡线方程XXY13最小回流比的确定因为Q1DMINF1X2508719696R132825087144取操作回流比MINR614求精馏塔的气液相负荷LD275619285KOL/HVR043MF8467L/03KMOL/H15操作线方程精馏段操作线方程为DN1NNXR27560976YX12107369提馏段操作线方程为N1WNNLWX8V8043Y216用逐板法算理论板数塔顶为全凝器，所以从塔顶最上一层塔板上升的蒸汽全部冷凝成饱和温度下的液体，故馏出液和回流液的组成均为离开第一层理论板的气相组成Y11D1D1YXX09760953Y2581D212XRY0736950269588X013Y21同理可算出如下值3344556677F88789910Y098X102Y095L3提馏段FTF2H22005故降液管设计合理。（5）降液管底隙高度H0取液体通过降液管底隙的流速为01M/S依式计算降液管底隙高度H0，即U精馏段S10W0L7H654ML2提馏段0209803LU故降液管底隙高度设计合理选用凹形受液盘，深度WH524浮阀数目、浮阀排列及塔板布置（1）塔板的分块本设计塔径为，故塔板采用整块式。D04M（2）边缘区宽度确定取破沫区宽度边缘区宽度。SW08MCW05M（3）开孔区面积计算221AXAXRRINR其中DSCD04960874RW51M2故22212A3405074A07407SIN6M85（4）浮阀数计算及其排列预先选取阀孔动能因子,由F0可求阀孔气速，1VUOU精馏段即01VF2U765M/S8每层塔板上浮阀个数为S1220V09N8DU37654则设计条件下的阀孔气速为S02VUND4即01U69M/S阀孔排列采用等腰三角形叉排方式。现按的等腰三角形叉排方式排列，T75M估算排列间距AA06T8NT875阀孔动能因数为0VFU9214所以阀孔动能因子变化不大，仍在912的合理范围内，故此阀孔实排数适用。塔板开孔率015476此开孔率在515范围内，符合要求。所以这样开孔是合理的提馏段02VF12U7M/S839每层塔板上浮阀个数为S220V06N9DU39714则设计条件下的阀孔气速为S02VUND402U6384M/S阀孔排列采用等腰三角形叉排方式。现按的等腰三角形叉排方式排列，T75M估算排列间距AA06T016NT975阀孔动能因数为0VFU38428所以阀孔动能因子变化不大，仍在912的合理范围内，故此阀孔实排数适用。塔板开孔率0256917此开孔率在515范围内，符合要求。所以这样开孔是合理的。25塔板流体力学验算251计算气相通过浮阀塔板的静压头降每层塔板静压头降可按式计算。PCLH1精馏段1计算干板静压头降C由式可计算临界阀孔气速，即1825CV73UOCU18251825OCV601M/S，可用算干板静压头降，即01CU0CVCLUH5342GC27865349M192计算塔板上含气液层静压头降FH由于所分离的苯和甲苯混合液为碳氢化合物，可取充气系数，已知板上液层高度05所以依式LH06,L0LHL1533计算液体表面张力所造成的静压头降H4由于采用浮阀塔板，克服鼓泡时液体表面张力的阻力很小，所以可忽略不计。这样，气流经一层，浮阀塔板的静压头降为FPCLH05308M换算成单板压降设计允许值F1FLPHG719362843PA07K2提馏段1计算干板静压头降C18251825OCV73U93M/S9所以02C2C871H40496M652计算塔板上含气液层静压头降FH由于所分离的苯和甲苯混合液为碳氢化合物，可取充气系数，已知板上液层高度05L2H5603M3计算液体表面张力所造成的静压头降HPCL08换算成单板压降设计允许值F2FLPHG796258195PA07K252淹塔为了防止淹塔现象的发生，要求控制降液管中清夜层高度DTWHH式DPLDHH1精馏段1计算气相通过一层塔板的静压头降P1H前已计算F08M2液体通过降液管的静压头降D因不设进口堰，所以可用式即2SW0L53H2D1017H531M645板上液层高度则LD1H085为了防止液泛，按式，取校正系数，选定板间距,DTWHH50TH04WH5MTW054025M从而可知，符合防止淹塔的要求。D1TWH45，可见不会发生严重漏液。26精馏段塔板负荷性能图261雾沫夹带上限线对于苯甲苯物系和已设计出塔板结构，雾沫夹带线可根据雾沫夹带量的上限值所对应的泛点率亦为上限值,利用式VE01KG（液）/干气）1F和便可作出此线。由于塔径较大，VSSLL1FPV136ZF0KCAVSL1FTV1078KCA所以取泛点率，依上式有18精馏段SS27V36L105093817整理后得SS50提馏段SS2839V16L03876075整理后得SS4此式便为雾沫夹带的上限线方程，对应一条直线。所以在操作范围内任取两个值便可SL依式算出相应的。利用两点确定一条直线，便可在负荷性能图中得到雾2539LSV沫夹带的上限线。LS000100030005VS014501310117LS000100030005VS010400940084262液泛线由式，,DTWHHDPWDOWPCLHH,H联立。即则TWC0LDCD0L（1）2223V0SS0WLW0WU60L28453453（）HGLH1L式中阀孔气速U0与体积流量有如下关系S02VDN4式中各参数已知或已计算出，即33TW0VL05H4MH5278KG/M80719KG/MN8；代入上式。U93/S031D39整理后便可得与的关系，即VSL223S1S1SV5L4同理提馏段与的关系S20此式即为液泛线的方程表达式。在操作范围内任取若干值，依S和带入2223S1S1S1058L042223SSS85439L0LS000100030005VS011400910057LS00010003VS01210086263液相负荷上限线为了使降液管中液体所夹带的气泡有足够时间分离出，液体在降液管中停留时间不应小于35S。所以对液体的流量须有一个限制，其最大流量必须保证满足上述条件。由式可知，液体在降液管内最短停留时间为35秒。取为液体FTSAH35秒L5S在降液管中停留时间的下限，所对应的则为液体的最大流量,即液相负荷上限，于是可得SMAXL3FTFTSMAXAH0964L0725M/S显然由式55264漏液线对于F1型重阀，因5时，会发生严重漏液，故取计算相应的气相流量0F0FSMINV精馏段223SMINV15VDN398289M/S47提馏段2230SIN01/265液相负荷下限线取堰上液层高度作为液相负荷下限条件，作出液相负荷下限线，该线为与气OWH06M相流量无关的竖直线。，代入的值则可求出为23SW60L284E061L取E1WLSMINL23WSMINL128M/S所的负荷性能图如下00204060811214161822224000010002000300040005LSM3/SVSM3/S漏液线液沫夹带线液相负荷下限线液相负荷上限线液泛线操作线精馏段负荷性能图00204060811214161822224000010002000300040005LSM3/SVSM3/S漏液线液沫夹带线液相负荷下限线液相负荷上限线液泛线操作线提馏段负荷性能图27小结1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。2因为液泛线在雾沫夹带线的上方，所以塔板的气相负荷上限由雾沫夹带控制，操作下限由漏液线控制。3按固定的液气比，从负荷性能图中可查得气相负荷上限158M3/S,气相负荷下限SAXV046M3/S，所以可得SINVSAXIN158操作特性4306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3章热量衡算31相关介质的选择311加热介质的选择选用饱和水蒸气，温度140,工程大气压为369ATM。原因水蒸气清洁易得，不易结垢，不腐蚀管道。饱和水蒸气冷凝放热值大，而水蒸气压力越高，冷凝温差越大，管程数相应减少，但水蒸气压力不宜太高。312冷凝剂选冷却水，温度25，温升10。原因冷却水方便易得，清洁不易结垢，升温线越高，用水量越小，但平均温差小，传热面积大，综合考虑选择15。32蒸发潜热衡算321塔顶热量CVDLQR1I其中VDLADVBIXH1038R221T则0CDT84R21T735/28131CVDL6QRI80954KJ/G322塔底热量CVDLQR1I其中ADVBXH1038R2V21T则0CWT19633焓值衡算表14苯甲苯的摩尔定比热容【11】温度050100150苯KJ/MOL72789710481181甲苯L933113313101466由前面的计算过程及结果可知塔顶温度，塔底温度，进料温DT804WT1098度。FT925下D804P1C94KJ/MOLP2C136KJ/MOLPD2DX07630495/L下FT925P1C459KJ/OLP2C8KJOLFF2FX063841056391/MLK下WT1096P1C9KJ/MOLP2CKJ/OLWP2WXX8013609153/L塔顶温度下的汽化潜热DT表31苯甲苯的蒸发潜热与临界温度【12】表32苯甲苯的汽化潜热【13】温度20406080100120苯KJ/G431142004077394137933632甲苯412740213910379436713542下利用插值法求出DT8041398KJ/G23716KJ/G12DX3976310245KJ/GD12D塔顶MX8930784KG/MOL10时塔顶气体上升的焓QV塔顶以0为基准。VPDDQCTM80432780439578469KJ/H2回流液的焓R注此为泡点回流，据TXY图查得此时组成下的泡点TD,用内插法求得回流液组成下的TD，TD805。得到此温度下CP19914CP212436KJ/MOLKKJ/MOLKPD1P2DX94076143025KJ/OLK注回流液组成与塔顶组成相同。RPDQLCT物质沸点0C蒸发潜热KJ/KG临界温度TC/K苯8013942885甲苯1106336331857581964805472KJ/MOLK3塔顶馏出液的焓DQ因馏出口与回流口组成一样，所以PD964KJ/MOLKCPT215964812578KJ/H4冷凝器消耗的焓CQQCQVQRQD47211141748282634919879936KJ/H5进料口的焓F下CP110380CP212979FT5KJ/MOLKKJ/MOLKPF1FP2FX038456197045679KJ/OL所以FPFQCT452614607KJ/H6塔底残液的焓WPQCT259014383KJ/H7再沸器全塔范围内列衡算式B塔釜热损失为10，则09设再沸器损失能量Q损01QB，QBQFQCQWQ损QD加热器实际热负荷09QBQCQWQDQF19879936340044117482854072519621407KJ/HQB19621407/0921801563KJ/H第4章辅助设备41冷凝器的选型本设计冷凝器选用重力回流直立或管壳式冷凝器原因因本设计冷凝器与被冷凝气体走管间，对于蒸馏塔的冷凝器，一般选管壳式冷凝器或空冷器，螺旋板式换热器，以便及时排出冷凝液。冷凝水循环与气体之间方向相反，当逆流式流入冷凝器时，起液膜减少，传热系数增大，利于节省面积，减少材料费用。取进口（冷却水）温度为T120夏季冷却水可来自松花江，冷却水出口温度一般不超过40，否则易结垢，取出口温度T235。泡点回流温度TD805TD8125被冷凝的气体的平均温度，冷凝水的平均温度。在CO802580CO57320此前提下，PC16KJ/KMOL16KJ/7923GK1KJ/GK表41各自对应的相关物性数据【13】项目种类CPKJ/KGK/KG/M3/PAS/WM1K1混合气体12772809077106013冷却后的混合液体1880813203061030125冷凝水417610399630845310306293411计算冷却水流量3CCP21Q987610G768KG/HCT452412冷凝器的计算与选型冷凝器选择列管式，逆流方式。OD1D2MTTT5306CLNCMQKATK5502302KJ/2KCAL/H2MHCM198736T05按双管程计时，初步选定换热器，其具体参数见表壳径/MM600管子尺寸25MM25MM公称压力/MPA25管长3M公称传热面积/M2449M2管子总数198管程数2管子排列方式正方形斜转45壳程数1折流挡板形式圆缺形42接管进料管进料管的结构类型很多，有直管进料管、T型进料管、弯管进料管。本设计采用直管进料管，管径计算如下取，SF4VDUF16M/S302/F41D643塔总体高度的设计431塔的顶部空间高度塔的顶部空间高度是指塔顶第一层塔盘到塔顶封头的直线距离，本设计取塔顶间距,取塔顶空间12MATH2048M432塔的底部空间高度塔的底部空间高度是指塔底最末一层塔盘到塔底下封头切线的距离，釜液停留时间取5MIN。取塔底液面至最下一层塔板间距为15M则BSTHTL60V/A15598023/015283M44人孔由于设置人孔处塔间距离大，且人孔设备过多会使制造时塔体的弯曲度难以达到要求，一般每隔1020块板才设一个孔，本塔中共25块板，需设置2个人孔，但是塔的直径太小所以不设置人孔。45裙座塔底常用裙座支撑，裙座的结构性能好，连接处产生的局部阻力小，所以它是塔设备的主要支座形式，为了制作方便，一般采用圆筒形。取裙座壁厚取800MM。基础环内径3BID402804126M基础环外径3BO8经圆整后裙座取，；基础环厚度考虑到腐蚀余量去12M；考虑到再I04MBO10沸器，裙座高度取10M。46塔立体高度1THN504251035M10B顶裙封H284263致谢经过这段时间的查阅文献、计算数据和上机敲电子版，化工原理课程设计的基本工作已经完成，并得出了可行的设计方案，全部计算过程已在前面的章节中给以体现。课程设计是对以往学过的知识加以检验，能够培养理论联系实际的能力，尤其是这次精馏塔设计更加深入了对化工生产过程的理解和认识，使我们所学的知识不局限于书本，并锻炼了我们的逻辑思维能力，同时也让我深深地感受到工程设计的复杂性以及我了解的知识的狭隘性。所有的这些为我今后的努力指明了具体的方向。设计过程中培养了我的自学能力，设计中的许多知识都需要查阅资料和文献