苯-甲苯精馏塔课程设计

1、化工原理课程设计任务书1. 设计题目苯-甲苯二元筛板精馏塔设计2. 设计条件在常压下连续筛板精馏塔中精馏分离苯-甲苯混合液。要求进料组成XD=0.42，塔顶组成XF=0.985，塔底组成XW=0.015.已知参数：苯-甲苯混合液处理量80kmol/h,进料热状况q=0.97.塔顶压强 1atm（绝压）。回流比R=（1.12.0Rmin）。单板压降小于0.7KPa.3. 设计任务：（1） 完成该精馏塔的工艺设计，包括辅助设备及进出口管路的计算和选型；（2） 画出带控制点工艺流程图、x-y相平衡图、塔板负荷性能图、塔板布置图、精馏塔工艺条件图；（3） 写出该精馏塔的设计说明书，包括设计结果汇总和设

2、计评价。指导教师：庄志军设计时间：2012年11月22日-2010年12月16日专业：化学工程与工艺班级：化工1003班姓名：任云霞学号：吉林化工学院 化工原理 课 程 设 计题目 筛板精馏塔分离苯-甲苯工艺设计 教 学 院 化工与材料工程学院 专业班级 化工1003班 学生姓名 学生学号 指导教师 庄志军 2012年12月06日目录摘要- 1 -第1章绪论- 2 -第2章精馏流程确定- 3 -第3章精馏塔的设计计算- 4 -3.1物料衡算- 4 -3.2塔板数的确定- 5 -3.2.1相对挥发度的求解- 5 -3.2.2确定最小回流比Rmin和回流比- 6 -3.2.3精馏段、q线、提馏段方

3、程求解- 6 -3.2.4逐板计算法求解NT- 7 -3.2.5全塔效率ET- 8 -3.2.6实际塔板数- 9 -3.3工艺条件的计算- 9 -3.3.1操作压强Pm- 9 -3.3.2温度tm- 10 -3.4物性数据计算- 10 -3.4.1平均相对分子质量Mm- 10 -3.4.2平均密度m- 11 -3.4.3液体表面张力m- 13 -3.4.4液体粘度Lm- 15 -3.5塔的气液负荷计算- 16 -3.6塔和塔板主要工艺尺寸计算- 16 -3.6.1塔径D- 16 -3.6.2溢流装置- 18 -3.6.3塔板布置- 19 -3.6.4筛孔数n与开孔率- 20 -3.6.5塔的有

4、效高度Z- 21 -3.7筛板的流体力学验算- 21 -3.7.1塔板压降验算- 21 -3.7.2雾沫夹带量ev的验算- 22 -3.7.3漏液的验算- 22 -3.7.4液泛验算- 23 -3.8塔板负荷性能图- 24 -3.8.1雾沫夹带线（1）- 24 -3.8.2液泛线- 26 -3.8.3液相负荷性能图- 28 -3.8.5液相负荷下限线- 29 -3.8.6操作弹性- 30 -第4章塔的热量衡算- 32 -4.1加热介质的选择- 32 -4.2冷却剂的选择- 32 -4.3比热容及汽化潜热的计算- 32 -4.3.1塔顶温度tD下的比热容- 32 -4.3.2进料温度tF下的比热

5、容- 32 -4.3.3塔底温度tW下的比热容- 33 -4.3.4塔顶温度tD下的汽化潜热- 33 -4.4热量衡算- 34 -4.4.10时塔顶上升的热量QV的求解- 34 -4.4.2回流热的热量QR- 34 -4.4.3塔顶馏出液的热量QD- 34 -4.4.4进料的热量QF- 34 -4.4.5塔底残液的热量QW- 35 -4.4.6冷凝器消耗的热量QC- 35 -4.4.7再沸器提供的热量QB- 35 -第5章塔总体高度计算- 36 -5.1塔顶封头- 36 -5.2塔顶空间- 36 -5.3塔底空间- 36 -5.4人孔- 36 -5.5进料处板间距- 36 -5.6裙座- 37

6、 -第6章塔的附属设备计算- 38 -6.1塔的接管- 38 -6.1.1进料管- 38 -6.1.2回流管- 38 -6.1.3塔底出料管- 38 -6.1.4塔顶蒸汽出料管- 39 -6.1.5塔底蒸汽出气管- 39 -6.2换热器的选择- 39 -6.2.1冷凝器的选择- 39 -6.2.2再沸器的选择- 40 -6.3进料泵的选择- 41 -第7章结果汇总表- 43 -主要符号说明- 45 -参考文献- 48 -结束语- 49 -摘要根据化工原理课程设计任务书的要求对苯-甲苯二元筛板精馏塔的主要工艺流程进行设计，并画出了精馏塔的工艺流程图和设备条件图，此设计针对二元物系的精馏问题进行分

7、析、选取、计算、核算、绘图等，是较完整的精馏设计过程。本设计首先确定设计方案， 再进行主要设备的工艺设计计算物料衡算、热量衡算、工艺参数的选定、设备的结构设计和工艺尺寸的设计计算，辅助设备的选型，工艺流程图，主要设备的工艺条件图等内容，然后通过筛板的流体力学验算检验本设计的合理性。本次设计选取回流比为2Rmin， Drickamer 和bradford的精馏塔全塔效率关联图得到全塔效率为52%，设定每块板压降P为，板间距0.4m， 确定了塔的主要工艺尺寸。通过本次设计使自己掌握化工设计的基本步骤和方法，并且知道化工设计的格式，在设计过程中掌握了图表表达设计，论文排版，excel表格计算，电脑制

8、图等能力。 关键词：苯甲苯、筛板精馏、物料衡算、热量衡算、流体力学验算，实际板数，塔高。第1章绪论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。它通过气，液两相多次直接接触和分离，利用各组分挥发度的不同，使挥发组分由液相向气相传递，难挥发组分由气相向液相传递，是汽液相之间的传质传热的过程。根据生产上的不同要求，精馏操作可以是连续或间歇的;有些特殊的物系，还可以采用恒沸精馏或萃取精馏等特殊方法进行分离。精馏过程其核心为精馏塔，板式塔类型：气液传质设备主要分为板式塔和填料塔两大类。精馏操作既可采用板式塔，也可采用填料塔，板式塔为逐级接触型气液传质设备，其种类繁

9、多，根据塔板上气液接触元件的不同，可分为泡罩塔、浮阀塔、筛板塔、穿流多孔板塔、舌形塔、浮动舌形塔和浮动喷射塔等多种。板式塔在工业上最早使用的是泡罩塔(1813年)、筛板塔(1832年)，其后，特别是在本世纪五十年代以后，随着石油、化学工业生产的迅速发展，相继出现了大批新型塔板，如S型板、浮阀塔板、多降液管筛板、舌形塔板、穿流式波纹塔板、浮动喷射塔板及角钢塔板等。目前从国内外实际使用情况看，主要的塔板类型为浮阀塔、筛板塔及泡罩塔，而前两者使用尤为广泛。精馏操作既可采用板式塔，也可采用填料塔，板式塔为逐级接触型气液传质设备，其种类繁多，根据塔板上气液接触元件的不同，可分为泡罩塔、浮阀塔、筛板塔、穿

10、流多孔板塔、舌形塔等。目前从国内外实际使用情况看，主要的塔板类型为浮阀塔、筛板塔及泡罩塔。本设计采用筛板精馏塔，进行苯-甲苯二元物系的分离，精馏塔，原料预热器，蒸馏釜，再沸器及泵等附属设备。 筛板塔也是传质过程常用的塔设备，它的主要优点有：（1） 结构比浮阀塔更简单，易于加工，造价约为泡罩塔的60，为浮阀的80左右。（2）处理能力大，比同塔径的泡罩塔可增加1015。（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。筛板塔的缺点是：（1） 塔板安装的水平度要求较高，否则气液接触不匀。（2） 操作弹性较小(约23)。（3） 小孔筛板容易堵塞。第2章精馏流程确定一、

11、加料方式加料分两种方式，泵的加料和高位槽加料。高位槽加料时通过控制液位高度，可以得到稳定流量，但要求搭建塔台，增加基础建设费用。并且塔内压力大于大气压力，进料有困难；泵加料属于强制进料方式，泵加料易受温度影响，流量不稳定。本实验加料用泵加料，泵和自动调节装置配合控制进料。二、进料状态进料方式一般有冷液进料、泡点进料、气液混合进料、露点进料、加热蒸汽进料等。本设计采用气液混合进料且q=0.97。该进料方式对设备的要求高，设计起来难度相对稍大。三、冷凝方式塔顶上升蒸气采用全凝器冷凝，塔顶出来的气体温度不高，冷凝后回流液和产品温度不高，无需再次冷凝，且本次分离苯和甲苯，制造设备较为简单，为节省资金，

12、选全凝器。四、回流方式本设计采用泵进行泡点回流。五、加热方式采用间接加热，因为对同一种进料组成，热状况及回流比得到相同的馏出液组成及回收率时，间接加热所需理论板数比直接加热要少一些，所需成本也低。本次分离苯和甲苯混合液，所以采用间接加热。六、加热器选用浮头式换热器。只用在工艺物料的特性或工艺条件特殊时才考虑其他型式。 第3章精馏塔的设计计算本设计任务为分离苯甲苯二元物系。对于二元混合物的分离，应采用连续精馏流程。设计中，将原料通过预热器加热至一定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，其余部分经铲平冷却后送至储罐。该物系属易分离物系，最小回流比较小，故操

13、作回流比取最小回流比的2倍。本课程设计的主要内容是过程的物料衡算，热量衡算，工艺计算，结构设计和校核。3.1物料衡算（1）进料参数塔顶中含苯的摩尔分数xD=0.985;料液中含苯的摩尔分数xF=0.42;塔底中含苯的摩尔分数xW=0.015;（2）平均相对分子质量MF=0.4278.11+1-0.4292.13=86.24kg/kmol MD=0.98578.11+1-0.98592.13=78.32kg/kmolMW=0.01578.11+1-0.01592.13=91.92kg/kmol（3）物料衡算总物料衡算： D+W=F;易挥发组分物料衡算： FXF=DXD+WXW;80=D+W D=

14、33.40kmol/h800.42=D0.985+W0.015 W=46.60kmol/h3.2塔板数的确定3.2.1相对挥发度的求解将苯蒸气看作理想气体，甲苯看作理想溶液。苯和甲苯的饱和蒸汽压可用Antoine方程求算，即： lgP0=A-Bt+C=PA0/PB0其中PA 代表苯的饱和蒸汽压；PB代表甲苯的饱和蒸汽压表3.2苯-甲苯的Antoine常熟ABC苯6.0231206.35220.24甲苯6.0781343.94219.58查苯-甲苯的t-x-y图，t的温度范围为（80110），所以在Antoine方程中的t的取值范围为80110。在80110范围内任意取十个温度值，如82、86、

15、88、90、93、95、97、100、102、105因为logPA0=6.023-1206.35/(t+220.24） logPB0=6.078-1343.94/(t+219.58）将上述温度代入上式中，将结果汇总如下表温度82868890939597100102105107.556121.272128.626136.320148.525157.121166.096180.294190.266206.012PA041.84847.86351.12154.55460.04763.94868.04874.58879.21886.586PB02.5702.5342.5162.4992.4732.45

16、72.4412.4172.4022.379则全塔的平均相对挥发度为=1+2+3+4+5+6+7+8+9+10/10 =2.570+2.534+2.516+2.499+2.473+2.457+2.441+2.417+2.402+2.37910 =2.4692.47所以苯甲苯的相平衡方程为x=y2.47-1.47y3.2.2确定最小回流比Rmin和回流比根据1.013105Pa下苯-甲苯的气液平衡组成图可绘制出平衡曲线（y-x曲线）。选择进料热状况q=0.97已知q线方程y=qq-1x-xFq-1 把q=0.97代入式，得y=-32.33x+14作图得xq=0.44 yq=0.630由Rmin=x

17、D-yqyq-xq=0.985-0.6300.630-0.414=1.644选R=2Rmin=21.644=3.293.2.3精馏段、q线、提馏段方程求解精馏段操作方程：yn+1=RR+1xn+xDR+1 R=3.29yn+1=0.767xn+0.230q线方程:y=-32.33x+14精馏段方程与q线方程的交点的求解：yn+1=0.767x+0.230=-32.33x+14解得x=0.4160y=0.5491所以提馏段方程过（0.015,0.015），（0.4160,0.5491）利用两点式求得提馏段的方程0.015=0.015a+b0.5491=0.4160a+b解得a=1.332b=-4

18、.9810-3所以提馏段方程为：yn+1=1.332xn-4.9810-33.2.4逐板计算法求解NT因为塔顶采用全凝器，可知y1=xD=0.985相平衡方程x=y2.47-1.47y精馏段方程 yn+1=0.767xn+0.230把从第一块板上升的气体组成y1=0.985代入相平衡方程得第一块板下降的液体组成x1=0.964把x1代入精馏段方程得第二块板上升的气体组成y2=0.969把y2代入相平衡方程得第二块板下降液体组成x2=0.927如此反复计算得y3=0.941 x3=0.866y4=0.894 x4=0.774y5=0.824 x5=0.654y6=0.732 x6=0.525y7

19、=0.633 x7=0.411因为x7=0.411xF=0.42故可知第七块理论板为进料板，精馏段共有7-1=6块理论板以下计算进入提馏段相平衡方程 x=y2.47-1.47y提馏段方程 yn+1=1.332xn-4.9810-3y8=0.543 x8=0.324y9=0.427 x9=0.232y10=0.304 x10=0.150y11=0.195 x11=0.089y12=0.114 x12=0.050y13=0.061 x13=0.026y14=0.076 x14=0.032y15=0.038 x15=0.016y16=0.016 x16=0.007因为x16=0.007（35s）计算

20、液体在降液管中停留的时间以检验降液管面积，即： 精馏段 =AfHTLS1=0.10200.403.1310-3=13.04 s(5s符合要求)提馏段 =AfHTLS1=0.10200.405.9310-3=6.88 s (5s符合要求)(4)降液管底隙高度h0取液体通过降液管底隙的流速u0为0.15m/s,依式计算降液管底隙高度h0，即u0=LS/(lwh0)得h0=LS/(lwu0)精馏段 h0=3.1310-30.9030.15=0.023m 取h0=0.02m提馏段 h0=5.9310-30.9030.15=0.023m 取h0=0.04m3.6.3塔板布置取边缘区宽度WC=0.04m，

21、安定区宽度WS=0.070m依式计算出开孔区面积Aa=2xr2-x2+180r2sin-1(xr)其中x=D2-Wd+WS=1.42-0.1652+0.070=0.465mr=D2-WC=1.42-0.040=0.660mAa=20.4650.662-0.4652+1800.662sin-1(0.4650.66)=1.116m3.6.4筛孔数n与开孔率取筛孔的孔径d0为5mm，正三角形排列，一般碳钢的板厚为3mm，取t/d0=3.0，故孔中心距t=3.05.0=15.0mm依式计算塔板上的开孔区的开孔数n，即n=1158103t2Aa=1158.116=5744个依式计算塔板上开孔率，即0.9

22、07td02=A0Aa=0.9073.02=10.1%(在5%15%范围内)每层塔板上的开孔面积A0为A0=Aa=0.1011.116=0.1127m2气体通过筛孔的气速：精馏段 u0=VSA0=1.1350.1127=10.07m/s提馏段 u0=VSA0=1.0600.1127=9.41 m/s3.6.5塔的有效高度Z精馏段 Z=12-10.4=4.4m提馏段 Z=20-10.4=7.6m3.7筛板的流体力学验算3.7.1塔板压降验算气体通过筛板压降相当的液柱高度 hp=hc+hl+h(1) 单板压降相当的液柱高度依d0/=5/3=1.67查干筛孔的流量系数图得C0=0.84 则精馏段hc

23、=0.051（u0/C0）2VL=0.051（10.07/0.84）22.3=0.0258m提馏段hc=0.051（u0/C0）2VL=0.051（9.41/0.84）23.64=0.0264m气流穿过板上液层压降相当的液柱高度hl精馏段ua=VSAT-Af=1.1351.54-0.1020=0.789m/s Fa=uav=0.7892.833=1.328 0=0.971-0.355Fa+0.075Fa2=0.633 依式hl=0hL=0.6330.06=0.0380m提馏段ua=VSAT-Af=1.0601.54-0.1020=0.737m/s Fa=uaV=0.7373.234=1.325

24、 0=0.971-0.355Fa+0.075Fa2=0.634依式hl=0hL=0.6340.06=0.0380m（3） 克服液体表面张力压降相当的液柱高度h精馏段 h=4Lgd0=420.4910-3804.39.810.005=2.07810-3提馏段 h=4Lgd0=418.6910-3783.649.810.005=1.94510-3故精馏段hp=0.0258+0.0380+0.=0.0659m提馏段hp=0.0264+0.0380+0.=0.0663m（4） 单板压降Pp精馏段 Pp=hpLg=0.0659804.39.81=519.96Pa0.7kPa（设计值允许）提馏段 Pp=h

25、pLg=0.0663783.649.81=509.68Pa0.7kPa（设计值允许）3.7.2雾沫夹带量ev的验算依式ev=5.710-6（uaHT-hf）3.2 hf=2.5hL精馏段 ev=5.710-620.4910-30.7890.4-2.50.063.2 =0.011kg液/kg气0.1kg液/kg气故在设计负荷下不会发生过量的雾沫夹带提馏段 ev=5.710-618.6910-30.7370.4-2.50.063.2 =9.7010-3kg液/kg气1.5故在设计下不会发生过量漏液提馏段 uow=4.40.840.0056+0.130.06-0.643.234 =6.16m/s筛板

26、的稳定系数K=u0uow=9.416.16=1.53 1.5故在设计下不会发生过量漏液3.7.4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 HdHT+hw Hd=hp+hL+hd精馏段 hd=0.153LSlwh02=0.1533.1310-30.6450.022=9.0110-3m Hd=0.0659+0.06+9.0110-3=0.135m取=0.5则 HT+hw=0.50.4+0.044=0.222m故HdHT+hw，在负荷设计下不会发生液泛。提馏段 hd=0.153LSlwh02=0.1535.9310-30.6450.042=8.0810-3m Hd=0.0663+0.0

27、6+8.0810-3=0.134m取=0.5则 HT+hw=0.50.4+0.036=0.218m故HdHT+hw，在负荷设计下不会发生液泛。根据以上塔板的各项流体力学验算，可以认为精馏段塔径及各项工艺尺寸、提馏段塔径及各项工艺尺寸是合适的。3.8塔板负荷性能图3.8.1雾沫夹带线（1）精馏段 ev=5.710-6（uaHT-hf）3.2 （3-1）式中ua=VSAT-Af=VS0.7851.42-0.1020=0.696VSm/s （3-2）hf=2.5hw+how=2.5hw+2.8410-3E(3600LS/lw)23取E=1.03 hw=0.044m lw=0.903m 故hf=2.5

28、hw+how=2.5hw+2.8410-3E(3600LS/lw)23 =2.50.044+2.8410-31.03(3600LS/0.903)23 =0.11+1.893LS2/3 （3-3）取雾沫夹带极限值ev为0.1kg液/kg气，已知=20.4910-3N/mHT=0.4m 并将（3-3），（3-2）代入（3-1）得0.1=5.710-620.4910-3（0.696VS0.4-0.11-1.893LS2/3）3.2整理得 VS=2.62-16.62LS2/3 （3-4）提馏段 ev=5.710-6（uaHT-hf）3.2 （3-5）式中ua=VSAT-Af=VS0.7851.42-0

29、.1020=0.696VSm/s （3-6）hf=2.5hw+how=2.5hw+2.8410-3E(3600LS/lw)23取E=1.035 hw=0.036m lw=0.903m 故hf=2.5hw+how=2.5hw+2.8410-3E(3600LS/lw)23 =2.50.036+2.8410-31.035(3600LS/0.903)23 =0.09+1.848LS2/3 （3-7）取雾沫夹带极限值ev为0.1kg液/kg气，已知=18.6910-3N/mHT=0.4m 并将（3-7），（3-6）代入（3-5）得0.1=5.710-618.6910-3（0.696VS0.4-0.09-

30、1.848LS2/3）3.2整理得 VS=2.72-16.23LS2/3 （3-8）在操作范围内，任取几个LS值，依上式算出相应的VS值例于下表中表3-1精馏段雾沫夹带线计算结果LS（m3/s）0.610-41.510-33.010-34.510-3VS（m3/s）2.5952.4022.2742.167表3-2提馏段雾沫夹带线计算结果LS（m3/s）0.610-41.510-33.010-34.510-3VS（m3/s）2.6952.5072.3822.2783.8.2液泛线由式 HT+hw=hp+hL+hd=hp+how+hw+hd （3-9）精馏段取E=1.03 lw=0.903 则ho

31、w=2.8410-3E(3600LS/lw)23=2.8410-31.03(3600LS/0.903)23故how=0.735LS2/3 （3-10）由式hp=hc+hl+hhc=0.051(u0/C0)2VL=0.051(VS/0.11270.84)22.3=0.0200VS2则 hl=0hL=0hw+how=0.633（0.044+0.735LS23） =0.0279+0.47LS2/3故hp=0.0200VS2+0.0279+0.47LS23+0. =0.0300+0.0200VS2+0.47LS23 （3-11）由式hd=0.153（LS/lwh0）2=0.153（LS/0.9030.

32、023）2=354.70LS2 （3-12）将HT=0.4m =0.5 及式（3-10），（3-11），（3-12）代入（3-9）式中得 0.50.044+0.4=0.0300+0.0200VS2+0.47LS23+0.044+0.735LS23+ 354.70LS2整理得VS2=11.8-60.25LS23-17735LS2 （3-13）提馏段：由式HT+hw=hp+hL+hd=hp+how+hw+hd 取E=1.035 lw=0.903 则how=2.8410-3E(3600LS/lw)23=2.8410-31.035(3600LS/0.903)23故how=0.739LS2/3 （3-14）由式hp=hc+hl+hhc=0.051(u0/C0)2VL=0.051(VS/0.11270.84)23.64=0.0235VS2则hl=0hL=0hw+how=0.634（0.036+0.739LS23） =0.0228+0.469LS2/3故hp=0.0235VS2+0.0228+0.469LS23+0. =0.0247+0.0235VS2+0.469LS23 （3-15）由式hd=0.153（LS/lwh0）2=0.153（LS/0.9030.044）2=96.92LS2 （3-16）将HT=0.4m =0.5 及式（3-14），（3-15），（