化工原理设计--苯—甲苯分离过程板式精馏塔设计

1、精选优质文档-倾情为你奉上化 工 原 理 课 程 设 计 设计题目： 常压、连续精馏分离苯甲苯混合体系 目 录专心-专注-专业一、化工原理课程设计任务书板式精馏塔设计任务书（一）设计题目：设计分离苯甲苯连续精馏筛板塔（二）设计任务及操作条件1、 设计任务：原料处理量： f= 5300kg/h 进料组成 ： XF=0,55（轻组分苯的摩尔分率，下同）塔顶产品组成: XD=0.91分离要求： 回收率𝜂=0.95全塔效率： 58%2、 操作条件：平均操作压力 ：101.3 kPa 回流比： R=1.8Rmin单板压降： <=0.7kPa工时： 年开工时数7200小时 泡点进料：

2、q=1 Xq=Xe=XF （三）设计方法和步骤：1、设计方案简介 根据设计任务书所提供的条件和要求，通过对现有资料的分析对比，选定适宜的流程方案和设备类型，初步确定工艺流程。对选定的工艺流程，主要设备的形式进行简要的论述。2、主要设备工艺尺寸设计计算 （1）收集基础数据 （2）工艺流程的选择 （3）做全塔的物料衡算 （4）确定操作条件 （5）确定回流比 （6）理论板数与实际板数 （7）确定冷凝器与再沸器的热负荷 （8）初估冷凝器与再沸器的传热面积 （9）塔径计算及板间距确定 （10）堰及降液管的设计 （11）塔板布置及筛板塔的主要结构参数 （12）塔的水力学计算 （13）塔板的负荷性能图（14

3、）塔盘结构（15）塔高（16）精馏塔接管尺寸计算3、典型辅助设备选型与计算（略） 包括典型辅助设备（换热器及流体输送机械）的主要工艺尺寸计算和设备型号规格的选定。4、设计结果汇总5、工艺流程图及精馏塔工艺条件图6、设计评述二、设计计算（一）确定设计方案的原则确定设计方案总的原则是在可能的条件下，尽量采用科学技术上的最新成就，使生产达到技术上最先进、经济上最合理的要求，符合优质、高产、安全、低消耗的原则。为此，必须具体考虑如下几点：1.满足工艺和操作的要求所设计出来的流程和设备，首先必须保证产品达到任务规定的要求，而且质量要稳定，这就要求各流体流量和压头稳定，入塔料液的温度和状态稳定，从而需要采

4、取相应的措施。其次所定的设计方案需要有一定的操作弹性，各处流量应能在一定范围内进行调节，必要时传热量也可进行调整。因此，在必要的位置上要装置调节阀门，在管路中安装备用支线。计算传热面积和选取操作指标时，也应考虑到生产上的可能波动。再其次，要考虑必需装置的仪表(如温度计、压强计，流量计等)及其装置的位置，以便能通过这些仪表来观测生产过程是否正常，从而帮助找出不正常的原因，以便采取相应措施。2.满足经济上的要求要节省热能和电能的消耗，减少设备及基建费用。如前所述在蒸馏过程中如能适当地利用塔顶、塔底的废热，就能节约很多生蒸汽和冷却水，也能减少电能消耗。又如冷却水出口温度的高低，一方面影响到冷却水用量

5、，另方面也影响到所需传热面积的大小，即对操作费和设备费都有影响。同样，回流比的大小对操 作费和设备费也有很大影响。3保证安全生产例如苯属有毒物料，不能让其蒸汽弥漫车间。又如，塔是指定在常压下操作的，塔内压力过大或塔骤冷而产生真空，都会使塔受到破坏，因而需要安全装置。以上三项原则在生产中都是同样重要的。但在化工原理课程设计中，对第一个原则应作较多的考虑，对第二个原则只作定性的考虑，而对第三个原则只要求作一般的考虑。（二）操作条件的确定确定设计方案是指确定整个精馏装置的流程、各种设备的结构型式和某些操作指标。例如组分的分离顺序、塔设备的型式、操作压力、进料热状态、塔顶蒸汽的冷凝方式等。下面结合课程

6、设计的需要，对某些问题作些阐述。1.操作压力蒸馏操作通常可在常压、加压和减压下进行。确定操作压力时，必须根据所处理物料的性质，兼顾技术上的可行性和经济上的合理性进行考虑。例如，采用减压操作有利于分离相对挥发度较大组分及热敏性的物料，但压力降低将导致塔径增加，同时还需要使用抽真空的设备。对于沸点低、在常压下为气态的物料，则应在加压下进行蒸馏。当物性无特殊要求时，一般是在稍高于大气压下操作。但在塔径相同的情况下，适当地提高操作压力可以提高塔的处理能力。有时应用加压蒸馏的原因，则在于提高平衡温度后，便于利用蒸汽冷凝时的热量，或可用较低品位的冷却剂使蒸汽冷凝，从而减少蒸馏的能量消耗。2.进料状态 进料

7、状态与塔板数、塔径、回流量及塔的热负荷都有密切的联系。在实际的生产中进料状态有多种，但一般都将料液预热到泡点或接近泡点才送入塔中，这主要是由于此时塔的操作比较容易控制，不致受季节气温的影响。此外，在泡点进料时，精馏段与提馏段的塔径相同，为设计和制造上提供了方便。3加热方式蒸馏釜的加热方式通常采用间接蒸汽加热，设置再沸器。有时也可采用直接蒸汽加热。然而，直接蒸汽加热，由于蒸汽的不断通入，对塔底溶液起了稀释作用，在塔底易挥发物损失量相同的情况下，塔底残液中易挥发组分的浓度应较低，因而塔板数稍有增加。采用直接蒸汽加热时，加热蒸汽的压力要高于釜中的压力，以便克服蒸汽喷出小孔的阻力及釜中液柱静压力。精馏

8、工艺流程图：（三）.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。塔顶上升蒸汽采用全凝器冷凝，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2倍。塔底设置再沸器采用间接蒸汽加热，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

9、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，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。不适宜处理粘性大的、脏的和带固体粒子的

10、料液。下图为板式塔的简单缩略图： 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 A甲苯BC6H6C6H5CH378.1192.1380.1110.6288.5318.576833.44107.7表2 苯和甲苯的饱和蒸汽压温度80.1859095100105,kPa，kPa1013340.0116.946.0135.554.0155.763.3179.274.3204.2 86.0表3 纯组分的表面张力 温度8090100110120苯，mN/m甲苯，Mn/m21.221.72020.618.819.517.518.416.217.3表4 组分的液相

11、密度温度()8090100110120苯,kg/甲苯,kg/814809805801791791778780763768表5 液体粘度µ温度()8090100110120苯（mP.s）甲苯（mP.s）0.3080.3110.2790.2860.2550.2640.2330.2540.2150.228 表6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.

12、044.297.1330.050.795.5835.056.694.0940.061.992.6945.066.791.4050.071.390.1155.075.580.8060.079.187.6365.082.586.5270.085.785.4475.088.584.4080.091.283.3385.093.682.2590.095.981.1195.098.080.6697.098.880.2199.099.6180.01100.0100.0（四） 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 XF=0.55 XD=0.91 （2）原料液及塔

13、顶、塔底产品的平均摩尔质量 MF=0.55×78.11+0.45×92.13=84.4190Kg/KmolMW=（3）物料衡算 原料处理量F=Kmol/h回收率 = D=0.95F=D+W W=F-D=根据物料衡算式：FXF=DXD+WXW 解得：XW=0.0646式中 F-原料液流量 D-塔顶产品量 W-塔底产品量（五） 塔板数的确定 （一）理论板层数NT的求取 (1)最小回流比的求取；根据常压下苯甲苯的气液平衡数据（表6）绘制平衡相图对平衡线进行六阶线性拟合得其方程y = -1.4969x6 + 5.2076x5 - 7.2583x4 + 5.6174x3 - 3.43

14、81x2 + 2.3668x + 0.0014取进料线与平衡线交点图2则最小回流比Rmin= 0.7630R=1.8Rmin=1.3734（2）求精馏塔的气、液相负荷 （3）求操作线方程 精馏段操作线方程为提馏段操作线方程为（二）实际板层数的求取 又根据 可解得=2.5174 = 0.91 同理可求 因为 n=3 所以n=5精馏段实际板层数3/0.58=5.71246,提馏段实际板层数5/0.58=8.62079进料板在第7块板（六） 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 101.3 kPa每层塔板压降 P0.7 kPa进料板压力101.30.7×7

15、106.2kPa精馏段平均压力 P m （101.3106.2）2103.75kPa（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83.8037进料板温度75.2315 精馏段平均温度=（ 83.803775.2315）/2 = 79.5176（3）平均摩尔质量计算塔顶平均摩尔质量计算 由xD=y1=0.91,查平衡曲线（见图1），得x1=0.7969进料板平均摩尔质量计算 由上面理论板的算法，得0.7542， 0.55精馏段平均摩尔质量 （4）平均密度计算 气相平均密度计算 由理想气体状态方程

16、计算，精馏段的平均气相密度即 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tD83.8037，查手册得 同理 进料板液相平均密度 精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 tD83.8037，查手册得 A=20.74 m N/m B=21.28 m N/mLDm=20.7886mN/m同理 进料板液相平均表面张力 LFm=22.2233 mN/m精馏段液相平均表面张力为 Lm=（20.74+20.04）/2=21.5060 mN/m (6) 液体平均粘度计算 液相平均粘度依下式计算，即 lgL

17、m=xilgi塔顶液相平均粘度的计算 由tD83.8037，查手册得 A=0.297 mPa·s B=0.305 mPa·slgLDm=0.91×lg(0.297)+ (1-0.91)×lg(0.305)解出LDm=0.2972 mPa·s同理 进料板液相平均粘度 A=0.32292 mPa·s B=0.3218mPa·sLFm=0.3224 mPa·s精馏段液相平均粘度为 Lm=(0.2972+0.3224)/2=0.3106 mPa·s（七） 气液负荷计算 精馏段：（八） 精馏塔的塔体工艺尺寸计算 (

18、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8 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，取板上液层高度，故；查手册得C20=0.071；依式校正物系表面张力：时可取安全系数为0.8，则（安全系数0.60.8），故按标准,塔径圆整为1.0m,则空塔气速0.8657m/s。（2）塔高的计算精馏段的有效高度Z精=（N精-1）×HT=5

19、15;0.45=2.25m提留段有效高度为Z提=(N提-1) ×HT=8×0.45=3.6m在进料板上方开一人孔，其高度为0.80m故精馏段的有效高度为：Z=Z精+Z提+0.8=2.25+3.6+0.8=6.65m（九） 塔板主要工艺尺寸的计算(1) 溢流装置计算 因塔径D1.0m，可选用单溢流弓形降液管，采用凹形受液盘。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0.66D=0.66×1.0=0.66mb)出口堰高：由，查手册，知E=1.042,依式可得故c)降液管的宽度与降液管的面积：由查手册得，故，计算液体在降液管中停留时

20、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）符合（）e)受液盘 采用凹形受液盘，不设进堰口，深度为50mm（2）塔板布置 塔板的分块 因D800mm，故塔板采用分块式。查表得，塔极分为4块。对精馏段：a)取边缘区宽度Wc=0.05m(3050mm),安定区宽度，（当D1.5m时，Ws=6075mmb)依公式：计算开空区面积得：，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，故孔中心距筛孔数：个， 则（在515范围内） 则每层板上的开孔面积为气体通过筛孔的气速为（十） 筛板的流体力学验算 塔板的流体力学计

21、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对精馏段：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=0.78 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=0.57，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) 液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性系数，故在设计负荷下不会产生过量

22、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H=0.0931+0.0342+ 0.0019= 0.1292m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。塔板负荷性能图 对精馏段：（1）漏液线 由 ，得 在操作范围内，任取几个Ls值，依上式计算出Vs值，计算结果列于下表。 Ls /(m3/s) 0.0050.0120.030.035Vs /(m3/s)0.33670.37120.42930.4419由上表数据即可作出漏液线。 (2) 液沫夹带线 以 ev0.1kg液/kg气为限，求 Vs-Ls关系如下：由

23、 联立以上几式，整理得在操作范围内，任取几个Ls值，依上式计算出Vs值，计算结果列于下表。 Ls /(m3/s) 0.0050.0120.030.035Vs /(m3/s)1.5561.2660.7120.581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。由公式得据此可作出与气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0.0474。 (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

24、，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，计算结果列于下表。 Ls /(m3/s) 0.0050.0120.030.035Vs /(m3/s)1.2461.1180.8220.733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，如图所示。 图3 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。由上图查得 Vs,max=1.4 m3/s Vs,min=0.3 m3/s故操作弹性为 Vs,max / Vs,min=5.19（十一）设计结果

25、一览表9项目符号单位计算数据精馏段各段平均压强PmkPa106.2各段平均温度tm79.5176气相流量VSm3/s0.6796液相流量LSm3/s0.实际塔板数N块15板间距HTm0.45塔的有效高度Zm6.65塔径Dm1.0空塔气速um/s13.5920塔板液流形式单流型溢流管型式弓形堰长lwm0.66堰高hwm0.0409溢流堰宽度Wdm0.124管底与受业盘距离hom0.0428板上清液层高度hLm0.06孔径domm5.0孔间距tmm15.0孔数n个2563开孔面积m20.05筛孔气速uom/s13.5920塔板压降hPkPa0.0931液体在降液管中停留时间s8.2147降液管内清液层高度Hdm0.1292雾沫夹带eVkg液/kg气0.0149负荷上限雾沫夹带控制负荷下限漏液控制气相最大负荷VS·maxm3/s1.4气相最小负荷VS·minm3/s0.3操作弹性4.667三、个人心得体会及改进意见四、参考文献 匡国柱，史启才主编 化工单元过程及设备课程教材，北京：化学工业出版社，2005.1 柴诚敬主编化工原