化工原理课程设计年处理8万吨吨苯甲苯的精馏装置

1、安徽理工大学课程设计（论文）任务书化学工程学院化学工程系学 号学生姓名专业（班级）化工工艺09-3班设计题目年处理 8万吨吨苯-甲苯的精馏装置设计技术参数（1） 原料规格：含苯 45 %，甲苯 55 %（质量分率，下同）。（2） 产品规格：塔顶产品含苯 99 %，塔底产品含甲苯98 %。（3） 处理能力：8万 吨/年。（4） 工作日：每天24小时，年工作日300天。（5） 操作条件：塔顶压强4kPa(表压），单板压降0.7kPa。（6） 其他：进料温度为25，年平均气温15，大气压为101.3kPa；加热蒸汽为4at（绝压）。（7） 设计性质：初步设计。（8） 塔型：浮阀塔。设计要求（1） 合

2、理选择设计方案，工艺操作参数和计算公式，计算准确。（2） 精馏塔主要技术参数符合国家标准。（3） 设计计算说明书书写规范，文字准确简练，图表清晰规范。工作量设计计算说明书一份，工艺流程简图一份，设备条件图一份。工作计划元月2日 布置设计任务；元月2日至元月4日 完成初步设计计算；元月5日至元月6日 完成设计计算说明书抄写及绘图、装订。参考资料1贾绍义等. 化工原理课程设计.天津:天津大学出版社,2002.2谭天恩等. 化工原理(第三版)上、下册.北京:化学工业出版社,20003张洪流. 化工原理上、下册.北京:国防工业出版社,20093青岛化工学院等.化学化工物性数据手册（有机卷）.北京: 化

3、学工业出版社,20024汪镇安. 化工工艺设计手册（上、下册）.北京: 化学工业出版社,2002 5 化工设备设计手册指导教师签字教研室主任签字2012年 1月2日年处理8万吨苯-甲苯的精馏装置摘 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

4、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13.4米，塔径1.4米，按逐板计算理论板数为17。算得全塔效率为0.541。塔顶使用全凝器，部分回流。实际总塔板数为30块，其中精馏段实际板数为15，提馏段实际板数为15，实际加料位置在第16块板(从上往下数)。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。关键词：苯_甲苯、精馏、逐板法法、负荷性能

5、图、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

6、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

7、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。设计方案的选择和论证1 设计流程本设计任务为分离苯和甲苯混合物。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。连续精馏塔流程流程图 连续精馏流程附图图1-1 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

8、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

9、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。本设计使用浮阀塔，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。

10、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。板的工艺设计1基础物性数据 表1-1 苯、甲苯的粘度温度020406080100120苯0.6380.4850.3810.3080.2550.215甲苯0.7580.580.4590.3730.3110.2640.228 表1-2 苯、甲苯的密度温度020406080100120苯-877.4857.3836.6815.0792.5767.9甲苯885.6867.

11、0848.2829.3810.0790.3770.0 表1-3 苯、甲苯的表面张力温度020406080100120苯 31.6028.8026.2523.7421.2718.8516.49甲苯30.8928.5426.2223.9421.6919.4917.34 表1-4 苯、甲苯的摩尔定比热容温度050100150苯 72.789.7104.8118.1甲苯93.3113.3131.0146.6 表1-5 苯、甲苯的汽化潜热温度20406080100120苯 431.1420.0407.7394.1379.3363.2甲苯 412.7402.1391.0379.4367.1354.22物料

12、衡算2.1塔的物料衡算（1）塔物料摩尔分率的计算：苯的摩尔质量：甲苯摩尔质量：=塔顶笨的摩尔分率：进料笨的摩尔分率：塔底笨的摩尔分率：（2）原料液平均摩尔质量：原料液摩尔流量：（3）物料衡算总物料衡算：即 （1）苯的物料衡算： 即（2）由方程（1）（2）解得：D=62.881koml/h W=67.460koml/h2.2平衡线方程的确定由文献1中苯与甲苯的汽-液平衡组成可以找出算出。如表1-6 苯甲苯（101.3kPa）的t-x-y相平衡数据苯摩尔分数温度苯摩尔分数温度液相气相液相气相0.00.0110.60.5920.78989.40.0880.212106.10.7000.85386.8

13、0.2000.370102.20.8030.91484.40.3000.50098.60.9030.95782.30.3970.61895.20.9500.97981.20.4890.71092.11.001.0080.2= 同理可算出其它的从而推出所以平衡线方程因为泡点进料q=1，所以有：取操作回流比。2.3求精馏塔的气液相负荷因为泡点进料q=1，所以有：2.4操作线方程精馏段操作线方程为：提馏段操作线方程为：2.5用逐板法算理论板数同理可算出如下值：所以总理论板数为16块（已扣除再沸器），其中精馏段8块，提馏段8块（已扣除再沸器），第9块为加料板。2.6实际板数的求取全塔平均温度按塔顶及塔

14、釜温度的算术平均值计算，塔顶和塔釜可分别近似为纯苯和纯甲苯，则有查取化工工艺设计手册得知，95.4时苯和甲苯的黏度为，。故在全塔平均温度下平均黏度：又已知m=2.47，由公式可得：全塔效率。精馏段实际板层数 提馏段实际板层数所以总实际塔板数 3精馏塔的工艺条件及有关物性数据的计算3.1进料温度的计算依式=0.49（） 查苯甲苯的气液平衡数据，由内差法求得进料温度：同理可求得：塔顶温度 塔底温度精馏段平均温度：提馏段平均温度：3.2 操作压强塔顶压强 =4+101.3=105.3kPa取每层塔板压降P=0.7kPa，进料板压强： =101.3+15×0.7=115.8kPa塔底压强：=

15、101.3+30×0.7=126.3 kPa 精馏段平均操作压力：提馏段平均操作压力：3.3平均摩尔质量的计算塔顶：xD=y1=0.992，x1=0.980进料板：yF=0.699，xF=0.484塔釜： yW=0.0328，xW=0.0135 精馏段平均摩尔质量： 提馏段平均摩尔质量：3.4平均密度计算(1) 气相平均密度计算理想气体状态方程计算，即精馏段气相密度：提留段气相密度：(2) 液相平均密度计算由式 求相应的液相密度。塔顶：查得苯和甲苯的密度分别为当时,用内差法求得下列数据进料：查得苯和甲苯的密度分别为当用内差法求得下列数据塔底：查得苯和甲苯的密度分别为当用内差法求得下列

16、数据精馏段平均密度：提馏段平均密度：3.5液体平均表面张力计算液体表面张力 = 由查手册得 由查手册得 20 mN/m 20.2 mN/mmN/m 由查手册得 精馏段平均表面张力： 提馏段平均表面张力： 3.6液体平均黏度计算塔顶液相平均的黏度的计算由 查表得：进料板液相平均黏度的计算由 查表得：=0.26 mPa.s=0.29 mPa.s同理可得塔底液相平均的黏度的计算由 查表得：同理可得所以液相平均密度4 精馏塔工艺尺寸的计算4.1塔径的计算精馏段气液相体积流率为精馏段 提馏段 （1）精馏段塔径计算，由 （由式）由课程手册108页图5-1查图的横坐标为选板间距，取板上液层高度 =0.06m

17、，故以为横坐标查图5-1得到取安全系数为，则空塔速度塔径 按标准塔径圆整为 （2）提馏段塔径计算 其中的查图，图的横坐标为取板间距 板上液层高度则 查图5-1得到取安全系数为，则空塔速度为塔径 按标准塔径圆整为 根据上述精馏段和提馏段塔径的计算，可知全塔塔径为 塔截面积为以下的计算将以精馏段为例进行计算：实际空塔气速为 4.2精馏塔有效高度的计算精馏段有效高度为提馏段有效高度为在进料板上方开一人孔，其高度为。故精馏塔的有效高度为5 塔板主要工艺尺寸的计算5.1溢流装置计算因塔径D=1.4可采用单溢流、弓形降液管、凹形受液盘及平直堰，不设进口堰。各项计算如下：（1）溢流堰长取堰长为0.66D，即

18、（2）溢流堰堰高hw查1101图得，取E=1.0，则取板上清液层高度 故 （3）降液管的宽度Wd和降液管的面积由，查图得故 计算液体在降液管中停留时间故降液管设计合理。（4）降液管底隙高度h0取液体通过降液管底隙的流速为0.11m/s依式156计算降液管底隙高度h0，即：故降液管底隙高度设计合理选用凹形受液盘，深度6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，因，故塔板采用分块式。由文献（一）查表5-3得，塔板分为4块。（2）边缘区宽度确定 为了尽量减小液体夹带入降液管的气泡量，取m ；根据的大小 ，取。（3）开孔区面积计算 其中：故 （4）浮阀数计算及其排列由于本设计用的是F1

19、型重阀，且目标分离物为苯-甲苯混合液，所以取来粗算阀孔数目；对于F1型重阀,由F0=可求阀孔气速，即每层塔板上浮阀个数为浮阀的排列，考虑到各分块的支承与衔接要占去一部分鼓泡区面积，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，则设计条件下的阀孔气速为阀孔动能因数为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。此开孔率在5%15%范围内，符合要求。所以这样开孔是合理的。7塔板流体力学验算7.1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。(1)计算干板静压头降由式可计算临界阀孔气速，即，可用算干板静压头降，即(2)计算塔板上含气液层静压头降由于

20、所分离的苯和甲苯混合液为碳氢化合物，可取充气系数，已知板上液层高度所以依式(3)计算液体表面张力所造成的静压头降由于采用浮阀塔板，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换算成单板压降(设计允许值)7.2降液管中清夜层高度式(1)计算气相通过一层塔板的静压头降前已计算(2)计算溢流堰（外堰）高度前已计算(3)液体通过降液管的静压头降因不设进口堰，所以可用式式中m(4)塔板上液面落差由于浮阀塔板上液面落差很小，所以可忽略。(5)堰上液流高度前已求出这样为了防止液泛，按式：，取校正系数，选定板间距,从而可知，符合防止液泛的要求。(6)液体在降液管内停

21、留时间校核应保证液体早降液管内的停留时间大于35 s,才能使得液体所夹带气体释出。本设计>5 s可见，所夹带气体可以释出。7.3计算雾沫夹带量（1）雾沫夹带量判断雾沫夹带量是否在小于10%的合理范围内，是通过计算泛点率来完成的。泛点率的计算时间可用式：和塔板上液体流程长度塔板上液流面积苯和甲苯混合液可按正常物系处理，取物性系数K值，K=1.0,在从泛点负荷因数图中查得负荷因数,将以上数值分别代入上式，得泛点率F1为及为避免雾沫夹带过量，对于大塔，泛点需控制在80%以下。从以上计算的结果可知，其泛点率都低于80%，所以雾沫夹带量能满足的要求。（2）严重漏液校核当阀孔的动能因数低于5时将会发

22、生严重漏液，前面已计算，可见不会发生严重漏液。8精馏段塔板负荷性能图8.1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),利用式和便可作出此线。由于塔径较大，所以取泛点率，依上式有整理后得即 即为负荷性能图中的线(1)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沫夹带的上限线。0.0010.003 0.005 0.0072.1702.123 2.0762.0298.2 漏液线 对于F1型重阀，当动能因数F 5时就会出现严重漏液现象，所以去

23、F=5作为参考值来计算。=8.3液泛线由式，联立。即式中， ，板上液层静压头降从式知，表示板上液层高度，。所以板上液体表面张力所造成的静压头和液面落差可忽略液体经过降液管的静压头降可用式则式中阀孔气速U0与体积流量有如下关系 式中各参数已知或已计算出，即；代入上式。整理后便可得与的关系，即 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0.0010.003 0.005 0.0073.0072.83 2.602.261用上述坐标点便可在负荷性能图中绘出液泛线，图中的(2)。8.4 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

24、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，于是可得所得到的液相上限线是一条与气相负荷性能无关的竖直线，即负荷性能图中的线(3)。8.5气体负荷下限线（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8.6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，该线为与气相流量无关的竖直线。代入的值则可求出为上式后得按上式作出的液相负荷下限线是一条与气相流量无关的竖直线，见图中的线(5).所的负荷性能图如下：9小结1.

25、 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 =1.58 m3/s,气相负荷下限 0.46 m3/s，所以可得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。浮阀塔的工艺设计计算结果汇总表项目内容数值或说明备注塔径 D/m1.40板间距HT/m0.45塔板形式单溢流弓形降液管分块式塔板空塔气速U/(m/s)0.930堰长(lw)0.924板上液层高度hW/m0.06降液管底隙高度h0/m0.0354浮阀数N/个193等腰三角形叉排阀孔气速U0/(m/s)6.207临界阀孔气速U0c(m/s)5.781阀孔动能因数F010.61孔心距t/m0.075同一横排的孔心距排间距h/m0.065相邻两