完整化工原理课程设计苯甲苯精馏塔设计

1、苯-甲苯连续精馏筛板塔的设计武 昌 理 工 学 院化工原理课程设计 题 目：产量24180t/a93.2%苯的筛板精馏塔的设计 学 院： 生命科学学院 专 业： 制药1101 学 号： 20114790013 学生姓名： 柯永新 指导教师： 陈驰 2013年6月28日目录一 序 言2二 化工原理课程设计任务书3三 设计计算43.1 设计方案的选定及基础数据的搜集43.2 精馏塔的物料衡算63.3 精馏塔的工艺条件及有关物性数据的计算103.4 精馏塔的塔体工艺尺寸计算153.5 塔板主要工艺尺寸的计算163.6 筛板的流体力学验算193.7 塔板负荷性能图22四 设计结果一览表27五 板式塔得

2、结构与附属设备285.1附件的计算285.1.1接管285.1.2冷凝器305.1.3 再沸器305.2 板式塔结构31故全塔高为11.3m，另外由于使用的是虹吸式再沸器，可以在较低位置安置，所以裙板取了较小的1.5m。六 参考书目32七 附录33一 序 言 精馏是分离液体混合物（含可液化的气体混合物）最常用的一种单元操作，在化工，炼油，石油化工等工业中得到广泛应用。精馏过程在能量剂驱动下（有时加质量剂），使气液两相多次直接接触和分离，利用液相混合物中各组分的挥发度的不同，使易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，实现原料混合液中各组分的分离。根据生产上的不同要求，精馏操作可以

3、是连续的或间歇的，有些特殊的物系还可采用衡沸精馏或萃取精馏等特殊方法进行分离。本设计的题目是苯-甲苯连续精馏筛板塔的设计，即需设计一个精馏塔用来分离易挥发的苯和不易挥发的甲苯，采用连续操作方式，需设计一板式塔将其分离。二 化工原理课程设计任务书设计题目板式精馏塔的设计主要内容1、设计方案简介：对给定或选定的工艺流程、主要设备进行简述；2、主要设备的工艺设计计算：工艺参数的选定、物料和能量衡算、 筛板塔结构设计和工艺尺寸的设计计算；3、辅助设备的选型；4、 绘流程图：以单线图的形式描绘，标出主体设备和辅助设备的 物料方向、物流量、能流量；5、精馏塔的设备工艺条件图；6、编写设计计算说明书。设计参

4、数1、用板式精馏塔分离苯-甲苯双组分溶液；2、处理能力为3250kg/h； 3、原料液中xf=0.351（摩尔分数，下同）；3、设计要求，馏出液xd=0.932，釜底液xw=0.0424、进料状态属于泡点进料；5、操作压力是常压，采用间接蒸汽加热方式。设计计划进度1、布置任务，查阅资料，其它准备1天2、主要工艺设计计算3天3、辅助设备选型计算1天4、绘制工艺流程图2天5、绘制主要设备工艺条件图2天6、编写设计计算说明书2天7、考核1天合计：（2周）12天主要参考文献1、化工原理课程设计，贾绍义等编，天津大学出版社，2002.082、化工原理（上、下册），夏清等编，天津大学出版社，2005.01

5、3、化工工艺设计手册（第三版）（上下册），化学工业出版社， 2003.08 等等。设计文件要求1、设计说明书：a4幅面；2、工艺流程图：a2幅面；3、设备工艺条件图：a3幅面；三 设计计算3.1 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

6、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： () 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，

7、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：表1 苯和甲苯的物理性质项目分子式分子量m沸点（）临界温度tc（）临界压强pc（kpa）苯ac6h678.1180.1288.56833.4甲苯bc6h5ch392.13110.6318.574107.7表2 苯和甲苯的饱和蒸汽压温度80.1859095100105110.6,kpa101.33116.9135.5155.7179.2204.2240.0，kpa40.046.054.063.374.386.0表3 常温

8、下苯甲苯气液平衡数据（2：例11附表2）温度80.1859095100105液相中苯的摩尔分率1.0000.7800.5810.4120.2580.130汽相中苯的摩尔分率1.0000.9000.7770.6300.4560.262表4 纯组分的表面张力(1：附录图7)温度8090100110120苯，mn/m甲苯，mn/m21.221.72020.618.819.517.518.416.217.3表5 组分的液相密度(1：附录图8)温度()8090100110120苯,kg/814805791778763甲苯,kg/809801791780768表6 液体粘度（1：）温度()80901001

9、10120苯（mp.s）0.3080.2790.2550.2330.215甲苯（mp.s）0.3110.2860.2640.2540.228表7常压下苯甲苯的气液平衡数据温度t液相中苯的摩尔分率x气相中苯的摩尔分率y110.560.000.00109.911.002.50108.793.007.11107.615.0011.2105.0510.020.8102.7915.029.4100.7520.037.298.8425.044.297.1330.050.795.5835.056.694.0940.061.992.6945.066.791.4050.071.390.1155.075.580.

10、8060.079.187.6365.082.586.5270.085.785.4475.088.584.4080.091.283.3385.093.682.2590.095.981.1195.098.080.6697.098.880.2199.099.6180.01100.0100.03.2 精馏塔的物料衡算(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 自定义取值xf=0.351 xd=0.932 xw=0.042（2）原料液及塔顶、塔底产品的平均摩尔质量 mf=0.35178.11+(1-0.351)92.13=87.21(/mol)md=0.93278.11+(1

11、-0.932)92.13=79.06(/mol)mw=0.04278.11+(1-0.042)92.13=91.56(/mol)（3）物料衡算 原料处理量f = 3250/81.20 =40.03kmol/h总物料衡算 d + w =40.03苯物料衡算 0.351f = 0.932d + 0.042w联立解得 d = 13.90 kmol/h w = 26.13 kmol/h式中 f-原料液流量 d-塔顶产品量 w-塔底产品量3 塔板数的确定 （1）理论板层数nt的求取 苯一甲苯属理想物系，可采逐板计算求理论板层数。 利用q线方程和相平衡方程联立求解得到最小回流比 q线方程： （泡点进料q=

12、1） 相平衡方程：y=xp/(1+(-1)xp) q=1则q线为垂直线，古xp = xf = 0.351相对挥发度 = va /vb = pa0 /pb0 （参照上表）计算求得平均挥发度 = 2.47求得 xp = 0.351 yp = 0.57依据最小回流比计算公式 rmin = (xd - yp)/(yp - xp)=1.65r = 1.8rmin =1.81.65=2.97求精馏塔的气、液相负荷 l = rd = 1.65 13.90=22.935 (kmol/h)v =(r+1)d=(1.65+1)13.90= 36.835 (kmol/h)v、=（r+1)d _ (1 - q)f =

13、 2.6513.90=36.835 (kmol/h) (泡点进料：q=1)l、= rd + qf = 1.6513.9 + 40.03 =62.965 (kmol/h)求操作线方程 精馏段操作线方程为yn+1 = r xn/(r+1) + xd/(r+1) = 0.75 xn +0.233提馏段操作线方程为yn+1 = l、xn/v、 - wxw/v、 = 1.71xn -0.03（2）逐板法求理论板又根据 可解得 =2.47 相平衡方程 解得 变形得 用精馏段操作线和相平衡方程进行逐板计算 = 0.932 ， =0.847yn+1 = 0.75 xn +0.233 y2 = 0.75 x1

14、+0.233 =0.868 x2 =0.723y3= 0.75 x2 +0.233 =0.775 x3 = 0.580y4= 0.75 x3 +0.233 =0.668 x4 = 0.450y5= 0.75 x4 +0.233 =0.571 x5 = 0.350 因为, x5 = 0.350 xf=0.351故精馏段理论板 n=5，用提留段操作线和相平衡方程继续逐板计算yn+1 = l、xn/v、 + wxw/v、 = 1.71xn +0.03y6= 1.71x5 -0.03 =0.568 x6 = 0.347 y7= 1.71x6-0.03 = 0.563 x7 = 0.343y8=0.55

15、7 x8=0.337.y17= 0.140 x17=0.062y18= 0.076 x18=0.032因为， x18=0.032 xw=0.042所以提留段理论板 n=18-5=13（不包括塔釜）进料板是定在第6块。（3） 全塔效率的计算查温度组成图得到，塔顶温度td=80.94，塔釜温度tw=105，全塔平均温度tm =92.97。分别查得苯、甲苯在平均温度下的粘度，平均粘度由公式，得全塔效率et（4） 求实际板数 精馏段实际板层数提馏段实际板层数进料板在第18块板。3.3 精馏塔的工艺条件及有关物性数据的计算（1）操作压力计算 塔顶操作压力p4+101.3 kpa每层塔板压降 p0.7 k

16、pa进料板压力105.3+0.710112.2 kpa塔底操作压力=119.3 kpa精馏段平均压力 p m1 （105.3+112.3）2108.8 kpa提馏段平均压力p m2 =（112.3+119.3）/2 =115.8 kpa（2）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： 塔顶温度进料板温度85.53 塔底温度=105.0精馏段平均温度=（ 80.9.+85.53）/2 = 83.24提馏段平均温度=（85.53+105.0）/2 =95.27（3）平均摩尔质量计算 塔顶平均摩尔质量计算 由

17、xd=y1=0.957,代入相平衡方程得x1=0.959进料板平均摩尔质量计算 由上面理论板的算法，得0.877， 0.742塔底平均摩尔质量计算由xw=0.077,由相平衡方程，得yw=0.171精馏段平均摩尔质量 提馏段平均摩尔质量（4） 平均密度计算 气相平均密度计算 由理想气体状态方程计算，精馏段的平均气相密度即 提馏段的平均气相密度液相平均密度计算 液相平均密度依下式计算，即 塔顶液相平均密度的计算 由td80.94，查手册得 塔顶液相的质量分率 进料板液相平均密度的计算 由tf85.53，查手册得 进料板液相的质量分率 塔底液相平均密度的计算 由tw105.0，查手册得 塔底液相的

18、质量分率 精馏段液相平均密度为 提馏段液相平均密度为(5) 液体平均表面张力计算 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 td80.94，查手册得 进料板液相平均表面张力的计算 由tf85.53，查手册得 塔底液相平均表面张力的计算 由 tw105.0，查手册得 精馏段液相平均表面张力为 提馏段液相平均表面张力为 (6) 液体平均粘度计算 液相平均粘度依下式计算，即 lm=xii塔顶液相平均粘度的计算 由 td80.94，查手册得 进料板液相平均粘度的计算 由tf85.53，查手册得 塔底液相平均粘度的计算 由tw105.0，查手册得 精馏段液相平均粘度为 提馏段液相平

19、均粘度为 （7）气液负荷计算 精馏段：v = (r + 1)d =3.9713.9 = 55.18(kmol/h)vs = v.mvm/(3600pvm) = 55.1879.09/(36002.90)=0.418(m3/s)l = r.d=2.9713.9=41.28(kmol/h)ls=v.mlm/(3600plm) =36.83580.21/(3600810.6)=0.001(m3/s) 提馏段：v = (r + 1)d+(q-1)f=2.9713.9 = 55.18(kmol/h)vs = v.mvm/(3600pvm) =36.83584.79/（36003.21）=0.270(m3

20、/s)l = r.d+qf=2.9713.9 + 40.03 = 81.31 (kmol/h)ls = v.mlm/(3600plm) = 36.83580.21/(3600810.6) =0.001(m3/s) 3.4 精馏塔的塔体工艺尺寸计算 (1) 塔径的计算塔板间距ht的选定很重要，它与塔高、塔径、物系性质、分离效率、塔的操作弹性，以及塔的安装、检修等都有关。可参照下表所示经验关系选取。表7 板间距与塔径关系塔径dt，m0.30.50.50.80.81.61.62.42.44.0板间距ht，mm200300250350300450350600400600对精馏段：初选板间距，取板上液层

21、高度，故；查史密斯关联图 得c20=0.070；依式校正物系表面张力为时0.0707 可取安全系数为0.7，则（安全系数0.60.8），故 按标准,塔径圆整为2.0m,则空塔气速0.66m/s。对提馏段：初选板间距，取板上液层高度，故；0.0717查2：图38得c20=0.068；依式=0.069校正物系表面张力为时按标准,塔径圆整为2.0m,则空塔气速1.56m/s。 将精馏段和提溜段相比较可以知道二者的塔径不一致，根据塔径的选择规定，对于相差不大的二塔径取二者中较大的，因此在设计塔的时候塔径取2.0m。3.5 塔板主要工艺尺寸的计算(1) 溢流装置计算 精馏段因塔径d2.0m，可选用单溢流

22、弓形降液管，采用平行受液盘。对精馏段各项计算如下： a)溢流堰长：单溢流去lw=（0.60.8）d，取堰长为0.60d=0.602.0=1.20mb)出口堰高：故 c)降液管的宽度与降液管的面积：由查（2：图313）得，故 ，利用(2：式310)计算液体在降液管中停留时间以检验降液管面积，即（大于5s，符合要求）d)降液管底隙高度：取液体通过降液管底隙的流速（0.07-0.25）依(2：式311)：符合（）e)受液盘 采用平行形受液盘，不设进堰口，深度为60mm同理可以算出提溜段相关数据如下：a)溢流堰长：单溢流去lw=（0.60.8）d，取堰长为0.66d=0.81.6=1.056mb)出口

23、堰高：由查知e=1.04,依式可得故c)降液管的宽度与降液管的面积：由 查图得， 故计算液体在降液管中停留时间以检验降液管面积，即15.16（大于5s，符合要求）d)降液管底隙高度：取液体通过降液管底隙的流速0.1m/s（0.07-0.25） 0.036（m）符合（）(2) 塔板布置 精馏段塔板的分块 因d800mm，故塔板采用分块式。塔极分为4块。对精馏段：a) 取边缘区宽度 安定区宽度 b)计算开空区面积，解得， c)筛孔数与开孔率：取筛空的孔径为，正三角形排列，一般碳的板厚为,取3.5，故孔中心距55=17.5mm筛孔数 则每层板上的开孔面积为 气体通过筛孔的气速为 3.6 筛板的流体力

24、学验算 塔板的流体力学计算，目的在于验算预选的塔板参数是否能维持塔的正常操作，以便决定对有关塔板参数进行必要的调整，最后还要作出塔板负荷性能图。(1) 气体通过筛板压强相当的液柱高度计算 精馏段：a) 干板压降相当的液柱高度：依，查干筛孔的流量系数图得，c0=0.84由式b)气体穿过板上液层压降相当的液柱高度：， 由与关联图查得板上液层充气系数=0.66，依式c)克服液体表面张力压降相当的液柱高度：依式，故则单板压强：(2) 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，故可忽略液面落差的影响。 (3) 雾沫夹带故在设计负荷下不会发生过量雾沫夹带。 (4) 漏液由式筛板的稳定

25、性系数，故在设计负荷下不会产生过量漏液。 （5) 液泛为防止降液管液泛的发生，应使降液管中清液层高度依式， 而取，则故在设计负荷下不会发生液泛。根据以上塔板的各项液体力学验算，可认为精馏段塔径及各项工艺尺寸是适合的。同精馏段公式计算，提溜段各参数计算如下：(1) 气体通过筛板压强相当的液柱高度计算a) 干板压降相当的液柱高度：b)气体穿过板上液层压降相当的液柱高度：， 由与关联图查得板上液层充气系数=0.65，依式c)克服液体表面张力压降相当的液柱高度：， 故则单板压降： （2）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，故可忽略液面落差的影响。 (3) 液沫夹带故在设计负

26、荷下不会发生过量雾沫夹带。(4) 漏液 查得： 筛板的稳定性系数，故在设计负荷下不会产生过量漏液。(5) 液泛为防止降液管液泛的发生，应使降液管中清液层高度依式， 而取，则故在设计负荷下不会发生液泛。根据以上塔板的各项液体力学验算，可认为提馏段塔径及各项工艺尺寸是适合的。3.7 塔板负荷性能图 精馏段：(1) 雾沫夹带线 雾沫夹带量取，前面求得，代入，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3-19。 表8ls /(m3/s) 0.0030.0040.0050.006vs /(m3/s)4.5064.3784.2614.151由上表数据即可作出雾沫夹带线。 (2

27、) 液泛线 由e=1.04,lw=1.2得：已算出，代入，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3-20。 表10ls /(m3/s) 0.0030.0040.0050.006vs /(m3/s)4.0673.9843.9023.821由上表数据即可作出液泛线2。 (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， 据此可作出与气体流量无关的垂直液相负荷上限线0.0163（m3/s）。 (4) 漏液线 由和，代入得：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3-21。 表11ls /(m3/s) 0.0030.004

28、0.0050.006vs /(m3/s)1.1921.2111.2291.245由上表数据即可作出液泛线4。 (5) 液相负荷下限线 对于平直堰，取堰上液层高度how0.006m作为最小液体负荷标准。e=1.04据此可作出与气体流量无关的垂直液相负荷下限线5。根据以上各线方程，可作出筛板塔的负荷性能图，如图所示。 图1 精馏段筛板负荷性能图 在负荷性能图上，作出操作点p，连接op，即作出操作线。由图可看出，该筛板的操作上限为液泛控制，下限为漏液控制。同精馏段，得出提馏段的各曲线为：(1) 雾沫夹带线 整理得：(2) 液泛线 已知e=1.06 lw=1.2，同理精馏段得：由此可作出精馏段液泛线2

29、。(3) 漏液线 整理得：据此可作出漏液线3。 (4) 液相负荷上限线 以5s作为液体在降液管中停留时间的下限，据此可作出与气体流量元关的垂直液相负荷上限线0.013。 (5) 液相负荷下限线 以how5s作为液体在降液管中停留时间的下限，整理得：由此可作出液相负荷下限线5。 根据以上各线方程，可作出筛板塔的负荷性能图，如图所示。 四 设计结果一览表项目符号单位计算数据精馏段提留段各段平均压强pmkpa108.8115.8各段平均温度tm83.2495.27平均流量气相vsm3/s2.082.02液相lsm3/s0.00430.0092实际塔板数n块1010板间距htm0.400.40塔的有效

30、高度zm3.63.6塔径dm22空塔气速um/s0.660.643塔板液流形式单流型单流型溢流管型式弓形弓形堰长lwm1.21.2堰高hwm0.0440.044溢流堰宽度wdm0.20.2管底与受业盘距离hom0.0360.0767板上清液层高度hlm0.060.06孔径domm5.05.0孔间距tmm17.517.5孔数n个96609660开孔面积m20.1850.185筛孔气速uom/s11.2610.92塔板压降hpkpa0.5910.591液体在降液管中停留时间s7.097.09降液管内清液层高度hdm0.1210.121雾沫夹带evkg液/kg气0.007320.00657负荷上限雾

31、沫夹带控制雾沫夹带控制负荷下限漏液控制漏液控制气相最大负荷vsmaxm3/s3.6气相最小负荷vsminm3/s1.2操作弹性3.1五 板式塔得结构与附属设备5.1附件的计算5.1.1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952.5 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652.5 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43012 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