板式精馏塔分离苯甲苯混合物课程设计

1、目 录摘 要.第一章 概述.精馏塔设计任务.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.第四章第四章 塔附属设备选型及计算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

2、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：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

3、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、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

4、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-

5、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R系到生产过程的经济问题

6、。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。精馏塔设计任务（苯的质量分率） ，要求塔顶流出液的组成为 0.96，塔底釜液组成为。设计条件如下： 操作压力进料热状态回流比单板压降全塔效率建厂地址4kPa自选自选 ET=52%淄博试根据上述工艺条件作出筛板塔的设计精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

7、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。第二章 精馏塔设计计算2.1 精馏塔的物料衡算 原料液及塔顶、塔底产品的摩尔分数原料液及塔顶、塔底产品的摩尔分数 苯的摩尔质量 AM =78 kg/kmol甲苯的摩尔质量 BM =92 kg/kmolF0.41/78x = 0.4500.41/78+0.59/92D0.96/78x= 0.96590.96/78+0.04/92W0.02/78x= 0.02350.02/78+0.98/92 原料液及塔顶、塔底产品的平均摩尔质量原料液及塔顶、塔底产品的平均摩尔质量 FDWM = 0.450 78+(1-0.450) 92

8、 = 85.82 kg / kmolM =0.966 78+(1-0.966) 92=78.59 kg/kmolM= 0.0235 78+(1-0.0235) 92 = 91.67 kg / kmol 物料衡算物料衡算 原料处理量 4000F = 46.61 (kmol/ h) 85.82总物料衡算 D+W = 46.61苯物料衡算 0.9659D+0.0235W = 0.450 46.6联立解得 D = 21.09 kmol/ hW = 25.51 kmol/ h2.2 塔板数的确定塔板数的确定 理论板层数理论板层数的求取的求取 TN苯-甲苯属理想物系，可采用图解法求理论板层数。 由苯-甲苯

9、物系的气液平衡数据，绘出苯-甲苯混气液平衡相图，如图所示：0.0000.1000.2000.3000.4000.5000.6000.7000.8000.9001.0000.0000.2000.4000.6000.8001.000Xfef苯-甲苯汽液平衡相图图（1）图 苯-甲苯混气液平衡相图求最小回流比及操作回流比。 minRR采用作图法求最小回流比。在气液平衡相图中对角线上，自点作垂线即为进料线(线)，该线与平衡线的交点坐标e (0.4911 , 0.4911) ef q为 ：qqy = 0.667 , x = 0.450故最小回流比为：Dqminqqx -y0.9659-0.667R=1.3

10、8y -x0.667-0.450取操作回流比为：minR =1.5R=1.5 1.38 = 2.07求精馏塔的气、液相负荷 L = RD = 2.07 21.09 = 43.66 kmol/ hV = (R +1)D = (2.07+1) 21.09 = 64.75kmol/ hL = L+qF = 43.66+46.61= 90.27 kmol/ hV = V = 64.75 kmol/ h图 2.2 图解法求理论板图求操作线方程 精馏段操作线方程为：n+1n+1Dn+11y=x+x= 0.674x+0.314611RRR提馏段操作线方程为n+1n+1Wn+1y=xx=1.398x0.009

11、LqFWLqFWLqFW图解法求理论板层数 采用图解法求理论板层数，如图 2.2 所示。求解结果为：总理论板层数 （不包括再沸器） ，进料板位置NF7。TN =14-1=13 实际板层数实际板层数的求取的求取 N精馏段实际板层数：T,N= 5/0.5210提馏段实际板层数：T,N= 6.5/0.52132.3 精馏塔的工艺条件及有关物性数据的计算 操作压力计算操作压力计算 塔顶操作压力 DP =101.3kPa +4kPa =105.3kPa每层塔板压降 P = 0.7 kPa进料板压力 FP =105.3+0.7 10 =112.3kPa精馏段平均压力 mP = 105.3+112.3 /

12、2 =108.8 kPa 操作温度计算操作温度计算 因该精馏塔操在常压下操作，并且两组分的物理化学性质，特别是两组分的化学结构比较接近，所以该混合物为完全理想体系。4依据操作压力，由泡点方程通过试差法计算出泡点温度，利用安托尼方程计算，计算结果如下： 塔顶温度 Dt= 82.1 C进料板温度 Ft = 99.5 C精馏段平均温度 mDFt= t +t/ 2 = 82.1 99.5 / 2 = 90.8 C 平均摩尔质量计算平均摩尔质量计算 塔顶气、液混合物平均摩尔质量： 由， 查汽液平衡曲线D1x= y = 0.9659图 2.1，得 1x = 0.916VDmLDmM= 0.9659 78+

13、(1-0.9659) 92 = 78.59kg / kmolM= 0.916 78+(1-0.916) 92 = 79.29 kg / kmol进料板气、液混合物平均摩尔质量： 由图解法求理论板图， 得Fy = 0.604查汽液平衡曲线图 2.1，得 。Fx = 0.388VFmLFmM= 0.604 78+(1-0.604) 92 = 83.66 kg / kmolM= 0.388 78+(1-0.388) 92 = 86.68 kg / kmol精馏段气、液混合物平均摩尔质量： VmVDmVFmLmLDmLFmM= M+M/ 2 = 81.13kg / kmolM= M+M/ 2 = 82

14、.99kg / kmol 平均密度计算平均密度计算 气相平均密度 由理想气体状态方程计算，即 3mVmVmmP M108.8 80.1= 2.92 kg / mRT8.31490.8+273.15液相平均密度 液相平均密度依下式计算，即 iim1=W /塔顶液相平均密度：，查有机液体相对密度共线图得Dt= 82.1 C33AB= 812.7 g / m , = 807.9 kg / m3= 812.5 kg / mLDm进料板液相平均密度：，查有机液体相对密度共线图得Ft = 99.5 C 33AB= 793 kg / m , = 791 kg / m进料板液相的质量分数为 A3LFm0.38

15、8 78w= 0.350.388 78+(1-0.388) 921= 791.7 kg / m0.35/793+(1-0.35)/791精馏段液相平均密度为 3LmLDmLFm= +/ 2 = 812.5+791.7 / 2 = 802.1 kg / m 液体平均表面张力液体平均表面张力液相平均表面张力依下式计算，即 Lmii=塔顶液相平均表面张力：，查有机液体表面张力共线图得：Dt= 82.1 C-3-3AB= 21.2 10 N/ m , = 21.4 10 N/ m-3LDm= 0.9659 21.2+(1-0.9659) 21.4 = 21.25 10 ( N/ m)进料板液相平均表面

16、张力：，查有机液体表面张力共线图得：Ft = 99.5 C-3-3AB=18.9 10 N/ m , = 20.0 10 N/ m-3LFm= 0.388 18.9+(1-0.388) 20.0 =19.57 10 (N/ m)精馏段液相平均表面张力为 -3-3-3LmLDmLFm= (+)/ 2 = (21.25 10 +19.57 10 )/ 2 = 20.41 10 (N/ m) 液相平均粘度液相平均粘度 液相平均粘度依下式计算，即 Lmiilg=x lgu塔顶液相平均粘度：，查液体粘度共线图得： Dt= 82.1 CAB= 0.302mPa s, = 0.306mPa s计算得：LDm

17、= 0.302mP s 进料板液相平均粘度：，查液体粘度共线图得： Ft = 99.5 CAB= 0.256 m Pa s, = 0.265mPa s 计算得：LFm= 0.261 mPa s 精馏段液相平均粘度为：LmLDmLFm= (+)/ 2 = 0.282 mPa s 2.4 精馏塔的塔体工艺尺寸计算 塔径的计算塔径的计算 最大空塔气速和空塔气速 最大空塔气速计算公式： LVmaxV -u= C精馏段的气、液相体积流率为： 3VmsVm3LmsLmVMV = 0.62m /s3600LML = 0.0017m /s3600式中由式计算，其中的由史密斯关联图查取，图的横C0.2Lm20C

18、 = C ()2020C坐标为 ：1/2sLmsVmL()= 0.045V取板间距，板上液层高度，则 TH = 0.45mLh = 0.05 m TLH -h = 0.45-0.05 = 0.4 m由史密斯关联图查得20C= 0.0850.20.2Lm2020.6069C = C ()= 0.085 ()= 0.08552020LVmaxV -u= C=1.41 m/s取安全系数为，则空塔气速为 ： 0.6maxu = 0.6u= 0.6 1.41= 0.846 m/s塔径 s4V4 0.62D = 0.966 mu3.14 0.846按标准塔径圆整后为 D =1.0m塔截面积为 222TA

19、=D =1.0 = 0.785m44气体的实际气速：sTV0.62u = 0.790m/sA0.785 精馏塔有效高度的计算精馏塔有效高度的计算 精馏段有效高度为 TZ= (N-1) = (10-1) 0.45 = 4.05 m精精提馏段有效高度为 TZ = (N -1)H = (13-1) 0.45 = 5.4m在精馏段、提馏段各设一人孔，其高度均为 0.8 m故精馏塔的有效高度为 Z = (Z +Z )+0.8 2 = 4.05+5.4+0.8 2 =11.05 m2.5 塔板主要工艺尺寸的计算塔板主要工艺尺寸的计算 溢流装置计算溢流装置计算 因塔径，可选用单溢流弓形降液管，采用凹形受液盘

20、。各项计算D =1.0m如下： 堰长 取wlwl= 0.6D = 0.6m溢流堰高度wh由，选用平直堰，堰上液层高度由下式计算，即 wLowh= h -howh2/3sowwL2.84h=E()1000l近似取，E =1则2/32/3sowwL2.842.840.0017 3600h=E()=1 ()= 0.0134 m1000l10000.6 取板上清液层高度 Lh = 0.05 m故wLowh= h -h= 0.05-0.0134 = 0.0366m弓形降液管宽度和截面积 dwfA由，查弓形降液管的宽度与面积图，得 wl= 0.6DdfTwA= 0.05 ,= 0.1AD2fTdA = 0

21、.005A = 0.05 0.785 = 0.039 mw = 0.1D = 0.1 m依下式验算液体在降液管中停留时间，即 fTs3600A H3600 0.039 0.45 =10.32s5 sL0.0017 3600故降液管设计合理。 降液管底隙高度0hsowoLh =3600l u取降液管底隙的流速，则 u = 0.12 m/ssowowoL3600 0.0017h = 0.023m (0.02 0.025) m3600l u3600 0.6 0.12h -h = 0.0366-0.023= 0.0136m 0.006 m:故降液管底隙高度设计合理。 选用凹形受液盘，深度。 wh= 5

22、0mm2. 塔板布置塔板布置 塔板的分块 因 D800mm，故塔板采用分块式。查表 3-7 得，塔极分为 3 块。 边缘区宽度确定取Ws= =0.065 m ,Wc=0.035 m开孔区面积计算开孔区面积Aa 按式 3-16 计算，即其中 x = D /2 - (Wd + Ws )= 0.5-(0.124+0.065)=0.311 mr = D /2 - Wc =0.5-0.035=0.465 m故 筛孔计算及其排列 本例所处理的物系无腐蚀性，可选用 3 mm 碳钢板，取筛孔直径 d05 mm。 筛孔按正三角形排列，取孔中心距 t 为 t3d03 515mm筛孔数目 n 为开孔率为 = A0

23、/A a = 0.907 /(t/d0)2 = 10.1%气体通过筛孔的气速为 筛孔气速 u 0 =VS / A 第三章第三章 筛板的流体力学验算塔板压降塔板压降干板阻力 hc 计算 干板阻力 hc 由式 3-26 计算，即 由d0531.67，查图 3-14 得，C00.772故气体通过液层的阻力 hl 计算气体通过液层的阻力 hL 由式 3-31 计算，即查图 3-15，得 =0.61。 故液体表面张力的阻力 h 计算 液体表面张力所产生的阻力 h 由式 3-34 计算，即气体通过每层塔板的液柱高度 hp 可按下式计算，即 气体通过每层塔板的压降为 液面落差液面落差对于筛板塔，液面落差很小

24、，且本例的塔径和液流量均不大，故可忽略液面落差的影响。液沫夹带液沫夹带液沫夹带量由式 3-36 计算，即 kg 液/kg 气1.5故在本设计中无明显漏液。 液泛液泛为防止塔内发生液泛，降液管内液层高 Hd 应服从式 3-46 的关系，即 Hd(HT+hw)苯一甲苯物系属一般物系，取 0.5，则 (HT+h而 Hd=hP+hL+hd板上不设进口堰，hd 可由式 3-44 计算，即hd=0.153(u0)2=0.153(0.08)2=0.001 m 液柱 Hd=0.08+0.06+0.001=0.141 m 液柱 Hd(HT+hw),故在本设计中不会发生液泛现象。 8 8 塔板负荷性能图塔板负荷性

25、能图 (1) 漏液线 由 ，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 3-19。 表 3-19Ls /(m3/s) Vs /(m3/s)由上表数据即可作出漏液线 l。 (2) 液沫夹带线 以 ev0.1kg 液/kg 气为限，求 Vs-Ls 关系如下： 由 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 3-20Ls /(m3/s) Vs /(m3/s)由上表数据即可作出液沫夹带线 2。 (3) 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。由式 3-21得 据此可作出与气

26、体流量无关的垂直液相负荷下限线 3。 (4) 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元关的垂直液相负荷上限线 4。 (5) 液泛线 令 由联立得忽略h，将hOW 与Ls，hd 与Ls，hc 与Vs 的关系式代人上式，并整理得 式中：将有关的数据代入整理，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 3-22。 表 3-22Ls /(m3/s) Vs /(m3/s)由上表数据即可作出液泛线 5。 根据以上各线方程，可作出筛板塔的负荷性能图，如图 5-20 所示。 图图 3-233-23 精馏段筛板负荷性能图精馏段筛板负荷性能

27、图 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，该筛板的操作上限为液泛控制，下限为漏液控制。由图 3-23 查得 Vs,max=1.075 m3/s Vs,min=0.317 m3/s故操作弹性为 Vs,max / Vs,min=3.391所设计筛板的主要结果汇总于表 3-23。 第四章 塔附属设备选型及计算4.1 再沸器（蒸馏釜）该设备是用于加热塔底料液合之部分气化提供蒸馏过程所需要的热量的热交换设备，常用的有以下几种：内置式再沸器，釜式再沸器，虹式再沸器，强制循环式再沸器。综合考虑其生产的传热条件及经济效率选择虹式再沸。4.2 塔顶回流冷凝器塔顶回流冷凝器通常是采

28、用管壳式换热器,有卧式、立式、或管外冷凝器等形式。按冷凝器与塔的相对位置区分有这样的两类：整体式及自流式、强制循环式。在这个设计的生产中，由于产量比较大，宜选用强制循环式。4.3 进料管管径本设计采用直管进料管，管径的计算公式 sJ4LD =u取管内流速 Fu =1.5m/s则 sJF4L4 0.0017D = 0.0380mu 1.5根据工艺标准，将其圆整到JD = 0.05m4.4 回流管管径回流量D = 21.09 kmol/ h又 D3LDmM =78.59 kg/kmol= 812.2982 kg / m则液体流量 3HDLDm45.7650 78.2408V = (D M )/= 0.001278 m /s812.2982 3600取管内流速 Hu=1.5m