甲苯-乙苯的精馏工艺课程设计

苯—环戊烷精馏工艺设计PAGE39-2011荆楚理工学院化工原理课程设计化工原理课程设计学生姓名：曹云学号：2009402010107年级：09级1班专业：化学工程与工艺设计题目：甲苯-乙苯的精馏工艺创建日期：201目录第一部分设计任务书TOC\o"1-2"\h\z\u一、设计题目 -3-二、设计任务 -3-三、设计条件 -3-四、设计内容 -4-第二部分精馏塔的设计一、精馏塔的物料衡算 -5-（一）、原料液及塔顶、塔底产品的摩尔分率 -5-（二）、原料液及塔顶、塔底产品的平均摩尔质量 -5-（三）、物料衡算 -5-二、塔板数的确定 -5-（一）、理论板层数NT的求取 -5-（二）、实际塔板数NP的求取 -8-三、精馏塔的工艺条件及有关物性数据的计算 -8-（一）、操作压力计算 -8-（二）、操作温度计算 -9-（三）、平均摩尔质量计算 -9-（四）、平均密度计算 -10-（五）、液体平均表面张力计算 -12-（六）、液体平均粘度计算： -13-四、精馏塔的气、液相负荷计算 -15-（一）、精馏段气、液相负荷计算 -15-（二）、提馏段气、液相负荷计算 -16-五、精馏塔的塔体工艺尺寸计算 -16-（一）、塔径的计算 -16-（二）、精馏塔有效高度的计算 -18-六、塔板主要工艺尺寸的计算 -18-(一)、溢流装置计算 -18-（二）、塔板布置 -20-七、筛板的流体力学验算 -23-(一)、塔板压降 -23-(二)、液面落差 -26-(三)、液沫夹带 -26-(四)、漏液 -26-(五)、液泛 -27-八、塔板负荷性能图 -27-（一）、精馏段塔板负荷性能图 -27-（二）、提馏段塔板负荷性能图 -30-九、课程设计评价第一部分设计任务书一、设计题目筛板式精馏塔的设计二、设计任务完成精馏塔的工艺设计；精馏塔设备设计；有关附属设备的设计和选用；绘制工艺流程图；塔板结构简图和塔板负荷性能图；编制设计说明书。三、设计条件1、处理量：20000（吨/年）。2、进料组成：苯、环戊烷的混合溶液，含环戊烷的质量分数为55%。3、进料状态：泡点进料4、常压操作5、回流液温度为塔顶蒸汽的露点6、间接蒸汽加热、加热蒸汽压力为5kgf/cm27、精馏塔塔顶压强:4KPa(表压)8、冷却水进口温度25℃9、总塔效率为0.610、分离要求：塔顶的环戊烷含量不小于99%(质量分数),塔底的环戊烷含量不大于2%(质量分数)。11、年开工时间：300（天）12、完成日期：2012年2四、设计内容（一）、工艺设计1、选择工艺流程和工艺条件（要求画出工艺流程）①加料方式；②加料状态；③塔顶蒸汽冷凝方式；④塔釜加热方式；⑤塔顶塔底的出料状态；⑥塔顶产品由塔顶产品冷却器冷却至常温。2、精馏工艺计算①物料衡算确定各物料流量和组成；②经济核算确定适宜的回流比；③精馏塔实际塔板数。（二）、精馏塔设备设计1、选择塔型和板型。采用板式塔，板型为筛板塔，2、塔和塔板主要工艺结构的设计计算3、塔内流体力学性能的设计计算；4、绘制塔板负荷性能图。画出精馏段和提馏段某块的负荷性能图5、有关具体机械结构和塔体附件的选定。接管规格、筒体与封头、除沫器、裙座、吊柱、人孔、塔的顶部空间、塔的底部空间。接管规格：（1）进料管（2）回流管（3）塔釜出料管（4）塔顶蒸汽出料管（5）塔釜进气管（6）法兰6、总塔高的计算：包括上、下封头、裙座高度、塔主体的高度、塔的顶部空间、塔的底部空间第二部分精馏塔的设计一、精馏塔的物料衡算（一）、原料液及塔顶、塔底产品的摩尔分率苯的摩尔质量：78.11kg/kmol 环戊烷的摩尔质量：70.1kg/kmolXF==0.5766XD==0.9910XW==0.0222（二）、原料液及塔顶、塔底产品的平均摩尔质量MF=0.5766×70.1＋（1－0.5766）×78.11=73.4914kg/kmolMD=0.9910×70.1＋﹙1－0.9910﹚×78.11=70.1721kg/kmolMW=0.0222×70.1＋﹙1－0.0222﹚×78.11=77.9322kg/kmol（三）、物料衡算进料流量F==37.79732koml/hF=D+W①FxF=DxD+WxW②以上两式联立可得D=21.6297kmol/h，W=16.1676kmol/h二、塔板数的确定（一）、理论板层数NT的求取表1安托万方程常数物质ABC苯6.905651211.033220.790环戊烷6.886761124.162231.361表2t/℃49.352.355.358.361.364.3PAº34.75538.9343.548.48653.92259.833PBº101.3110.38121.44133.35146.14159.86x10.87290.74200.62230.51380.4146y10.95120.88900.81920.74120.6542t/℃67.370.373.376.379.380.10PAº66.24873.280.71288.82297.56101.3PBº174.56190.27207.05224.93243.97255.96x0.32360.24000.16300.09170.02550y0.55770.45080.33310.20360.061501、甲苯、乙苯的温度-组成甲苯-乙苯属理想物系，可采用图解法求理论板层数。根据（A、B、C为Antoine方程常数由手册已查得如表1）求得一系列温度下甲苯和乙苯的蒸气压、。再根据泡点方程和露点方程得到各组t-x(y)数据（如表2），绘出甲苯、乙苯的温度-组成图（如图1）及平衡曲线（如图2）。苯—环戊烷的温度—组成相图2.确定操作的回流比R由AspenPlus软件简捷模拟可得：实际塔板数17，实际回流比1.55，进料板8，D/F=0.58。3.求操作线方程精馏段操作线方程为：yn+1=n+xD=0.6078xn+0.3886L=R×D=1.55×21.6297=33.5260kmol/h提馏段操作线方程为：ym+1=xm-xw=1.293xm-0.0065图解法求理论板层数图解得理论板层数NT=13.5-1=12.5块（不含再沸器），其中精馏段板数NT1=6块，提馏段NT2=6.5块，第7块为加料板位置。（二）、实际塔板数NP的求取效率取为0.6精馏段：NP1=NT1/0.6=10，取NP1=10块；提馏段：NP2=NT2/0.6=10.83,取NP2=11块；总塔板数：NP=NP1+NP2=21块。三、精馏塔的工艺条件及有关物性数据的计算（一）、操作压力计算进料板压力：PF=105.3+0.7×10=112.3kPa塔底操作压力：PW=112.3+0.7×11=120kPa精馏段平均压力：Pm1=(105.3+112.3)/2=108.8kPa提馏段平均压力：Pm2=(112.3+120)/2=116.15kPa（二）、操作温度计算由温度—组成图可得相应温度如下：塔顶温度：TD=50℃进料板温度：TF=60℃塔底温度：TW=80℃精馏段平均温度：Tm1=(50+60)/2=55℃提馏段平均温度：Tm2=(60+80)/2=70℃（三）、平均摩尔质量计算塔顶平均摩尔质量计算：由y1=xD=0.9910,查平衡曲线的得x1=0.9810MVDm=0.9910×70.1+(1-0.9910)×78.11=70.17(kg/kmol)MLDm=0.9810×70.1+(1-0.9810)×78.11=70.25(kg/kmol)进料板平均摩尔质量计算：由xF=0.5766,查平衡曲线得：yF=0.7800MVFm=0.7800×70.1+(1-0.7800)×78.11=71.86(kg/kmol)MLFm=0.5766×70.1+(1-0.5766)×78.11=73.49(kg/kmol)塔底平均摩尔质量计算：由xW=0.0222,查平衡曲线得yW=0.0223MVWm=0.0223×70.1+(1-0.0223)×78.11=77.9312(kg/kmol)MLWm=0.0222×70.1+(1-0.0222)×78.11=77.9322(kg/kmol)精馏段平均摩尔质量：MVm1=（70.17+71.86）/2=71.015(kg/kmol)MLm1=(70.25+73.49)/2=71.87(kg/kmol)提馏段平均摩尔质量：MVm2=（77.9312+71.86）/2=74.8956(kg/kmol)MLm2=(77.9322+73.49)/2=75.7111(kg/kmol)（四）、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，即：==2.79（）=3.05（）液相平均密度计算液相苯、环戊烷在某些温度下的密度温度/℃4050607080901894.1888.7883.2877.7872.2866.62780.5774.9769.3763.7757.9752.1Ⅰ.塔顶液相平均密度的计算：由TD=50℃,得DA=-0.5674×50+803.28=774.90（）DB=-0.55×50+916.18=888.68（）=+=0.001288836则Dm=775.89（）Ⅱ.进料板液相平均密度的计算：由TF＝60℃得：ρFA=-0.5674×60＋803.28=769.236kg/m3ρFB=-0.55×60＋916.18=883.18kg/m3

进料板液相的质量分率：aa==0.55,则=+=0.001224517，故Fm=816.65（）Ⅲ.塔底液相平均密度的计算

由TW＝80℃得：ρWA=-0.5674×80＋803.28=757.89kg/m3ρWB=-0.55×80＋916.18=872.18kg/m3

=+=0.00115001则Wm=869.56kg/m3

Ⅳ.精馏段液相平均密度ρLm1=(ρDm＋ρFm)/2=（775.89＋816.65）/2=796.27kg/m3Ⅴ.提馏段液相平均密度ρLm2=(ρFm＋ρWm)/2=（816.65＋869.56）/2=843.105kg/m3（五）、液体平均表面张力计算①、塔顶液相平均表面张力的计算

由TD＝50℃得：

σDA=-0.1036×50＋29.144=23.964mN/mσDB=-0.1106×50＋28.344=22.814mN/mσDm=0.9810×23.964＋(1-0.9810)×22.814=23.94215mN/m

②、进料板液相平均表面张力的计算

由TF＝60℃得：σFA=-0.1036×60＋29.144=22.928mN/mσFB=-0.1106×60＋28.344=21.708mN/mσFm=0.5766×22.928＋（1－0.5766）×21.708=22.4115mN/m③、塔底液相平均表面张力的计算

由TW＝80℃得：

σWA=-0.1036×80＋29.144=20.856mN/mσWB=-0.1106×80＋28.344=19.496mN/mσWm=0.0222×20.856＋(1-0.0222)×19.496=19.5262mN/m

④、精馏段液相平均表面张力

σLm1=(σDm＋σFm)/2=（23.94215＋22.4115)/2=23.1768mN/m⑤、提馏段液相平均表面张力

σLm2=(σFm＋σWm)/2=（22.4115＋19.5262)/2=20.9689mN/m（六）、液体平均粘度计算：环戊烷、苯在某些温度下的粘度（μ）温度/℃405060708090环戊烷0.52470.49110.46050.43280.40740.3843苯0.78780.73000.67770.63030.58720.5480液相平均粘度用lgμLm=Σxilgμi计算塔顶液相平均粘度的计算由TD＝50℃得：

μDA=-0.0028×50+0.6323μDA=0.4923mPa·sμDB=-0.0048×50+0.9712μDB=0.7312mPa·s

lgμDm=0.9810×lg(0.4923)＋(1-0.9810)×lg(0.7312)

解出μDm=0.4960mPa·s②、进料板液相平均粘度的计算由TF＝60℃得：

μFA=-0.0028×60+0.6323μFA=0.4643mPa·sμFB=-0.0048×60+0.9712μFB=0.6832mPa·s

lgμFm=0.5766×lg(0.4643)＋(1-0.5766)×lg(0.6832)

解出μFm=0.5468mPa·s③、塔底液相平均粘度的计算由TW＝80℃得：

μWA=-0.0028×80+0.6323μWA=0.4083mPa·sμWB=-0.0048×80+0.9712μWB=0.5872mPa·s

lgμWm=0.0222×lg(0.4083)＋(1-0.0222)×lg(0.5872)

解出μWm=0.5825mPa·s④、精馏段液相平均粘度μLm1=(0.4960+0.5468)/2=0.5214mPa·s⑤、提馏段液相平均粘度μLm2=(0.5468＋0.0.5872)/2=0.5670mPa·s四、精馏塔的气、液相负荷计算（一）、精馏段气、液相负荷计算汽相摩尔流率：V=(R+1)×D=(1.55+1)×21.6297=55.1557kmol/h汽相体积流量：Vs1==0.3900汽相体积流量：Vh1=3600VS1=3600×0.3900=1404液相回流摩尔流率：L=R×D=1.55×21.6297=33.53kmol/h液相体积流量：Ls1==0.00084液相体积流量：Lh1=3600LS1=3.024（二）、提馏段气、液相负荷计算汽相摩尔流率：V’=V=55.1557kmol/h汽相体积流量:VS2==0.3762汽相体积流量:Vh2=3600VS1=1354.4液相回流摩尔流率：L’=L+qF=33.53+1×37.79732=71.33kmol/h液相体积流量：LS2==0.001779液相体积流量：Lh2=3600LS2=6.405五、精馏塔的塔体工艺尺寸计算（一）、塔径的计算1、精馏段塔径的计算取板间距HT=0.50m，取板上清液层高度＝0.06m。液气动能参数：=0.0364查Smith通用关联图得：C’20=0.10负荷因子：=0.209最大允空塔气速：=3.5m/s取适宜空塔气速：μ1=0.7μF1=2.47m/s估算塔径：=0.45按标准塔径圆整后取塔径D＝0.5m。塔截面积为AT1=0.785D2=0.785×0.52=0.196m22、提馏段塔径的计算取板间距HT=0.50m，取板上清液层高度＝0.06m。液气动能参数：=0.07862查Smith通用关联图得:C20”=0.095负荷因子：=0.12最大允空塔气速：=1.99m/s取适宜空塔气μ2=0.7μF=1.39m/s估算塔径：=0.59m为整个塔的操作要求，圆整取D＝0.6m，即上下塔段直径保持一致.塔截面积为AT2=0.785D2=0.785×0.62=0.2826（二）、精馏塔有效高度的计算段有效高度：Z精=(Np1-1)HT=(10-1)×0.5=4.5m提馏段有效高度：Z提=(Np2-1)HT=(11-1)×0.5=5m在进料板上方开一人孔H´T，其高度为0.5m故精馏塔的有效高度Z=Z精＋Z提＋0.5=4.5＋5＋0.5=10m六、塔板主要工艺尺寸的计算(一)、溢流装置计算1、精馏段溢流装置计算

因塔径D＝0.6m，可选用单溢流弓形降液管平直堰，采用凹形液盘。各项计算如下：

①、堰长：取=0.7D=0.42m②、溢流堰高度hw1由=26.45；，根据液流收缩系数图可查得液流收缩系数E1=1.031，对于平直堰，堰上液层高度hOW1可由Francis经验公式计算得：=0.0109m=10.9mmhOW应大于6mm，本设计满足要求，板上清液层高度＝60mm，故：hw1=hl-how1=60-10.9=49.1mm③、弓形降液管宽度Wd1和截面积Af1

由查弓形降液管的参数图得：=0.01764

液体在降液管中停留时间：=42.05s>5s故降液管设计合理。

④、降液管底隙高度ho1

取降液管底隙的流速=0.07m/s则=0.0286m（不宜小于0.02～0.025m，满足要求）hW1-ho1=49.1-28.6=20.5mm>6mm故降液管底隙高度设计合理。

选用凹形受液盘，深度取=50mm。2、提馏段溢流装置计算

因塔径D＝0.6m，可选用单溢流弓形降液管平直堰，采用凹形液盘。各项计算如下：

①、堰长：取lw2=lw1=0.42m②、溢流堰高度hw2由=47.15；，根据液流收缩系数图可查得液流收缩系数E2=1.081，对于平直堰，堰上液层高度hOW2由Francis经验公式计算：=0.01803m=18.03mmhOW应大于6mm，本设计满足要求，板上清液层高度＝60mm，故hw2=h2-how2=60-18.03=41.97mm③、弓形降液管宽度Wd2和截面积Af2

因=，塔径D相同故Wd2=Wd1=0.11m，Af2=Af1=0.07065m2

液体在降液管中停留时间：=19.86s>5s故降液管设计合理。

④、降液管底隙高度ho2

取降液管底隙的流速则=0.021m(满足要求）

hW2-ho2=41.97-21.00=20.97mm>6mm

故降液管底隙高度设计合理。

选用凹形受液盘，深度取=50mm。（二）、塔板布置1、精馏段塔板布置

①、塔板的分块

因D1<800mm，故塔板采用整块式。②、破沫区(安定区)宽度、无效边缘区确定

取破沫区宽度：==0.06m；取无效边缘区：Wc1=0.05m。

③、开孔区面积计算开孔区面积Aa按计算

其中x1=D/2-(Wd1＋Ws1)=0.3-(0.11+0.06)=0.13m

r1=D/2-Wc1=0.3-0.05=0.25m

故Aa1=0.1239㎡

④、筛孔计算及其排列

本设计所处理的物系无腐蚀性，可选用δ＝3mm（一般的厚度为3～4mm）碳钢板，取筛孔直径d01＝5mm（工业生产中孔径一般在3～10mm之间，4～5mm居多），筛孔按正三角形排列，取孔中心距t为t1＝3d01＝3×5＝15mm（通常采用2.5～5倍孔直径的中心距）。

筛孔数目：=638(个)

开孔率为：（开孔率一般在5～15%之间,满足要求）每层塔板开孔面积：=0.0125㎡气体通过筛孔的气速：=31.2m/s2、提馏段塔板布置

①、塔板的分块

因D2<800mm，故塔板采用整块式。②、破沫区(安定区)宽度、无效边缘区确定

取破沫区宽度：===0.06m取无效边缘区：Wc2=Wc1=0.05m

③、开孔区面积计算开孔区面积Aa2=Aa1=0.1239m2

④、筛孔计算及其排列

同样选用δ＝3mm碳钢板，筛孔直径d02=d01＝5mm，按正三角形排列，孔中心距t为t2=t1＝3d01＝3×5＝15mm。

筛孔数：n2=n1=638个每层塔板开孔面积：=0.0125㎡气体通过筛孔的气速：=30.096m/s七、筛板的流体力学验算(一)、塔板压降1、精馏段的塔板压降

①、干板阻力hc1计算

干板阻力hc1由计算

d01/δ＝5/3＝1.6667，由孔流系数图查得孔流系数C01＝0.8011

故=0.2709m液柱

②、气体通过板上液层的压降气体通过有效流通截面积的气速，对单流型塔板有：=0.546m/s动能因子：=0.912查充气系数图得充气系数：（一般可近似取）。故

③、液体表面张力的阻力计算

液体表面张力所产生的阻力由计算=0.002374m液柱

④、气体通过每层塔板的液柱高度hp可按下式计算，即

=0.2709+0.036+0.002374=0.3093m

气体通过每层塔板的压降为：=0.2416kPa<0.7kPa（满足工艺要求）。2、提馏段的塔板压降

①、干板阻力hc2计算

干板阻力hc2由计算

d02／δ＝5／3＝1.6667，查得孔流系数C02＝0.8011

故=0.2602m液柱

②、气体通过板上液层的压降气体通过有效流通截面积的气速，对单流型塔板有：=0.5266m/s动能因子：=0.9197查图得充气系数：（一般可近似取）。故

③、液体表面张力的阻力计算

液体表面张力所产生的阻力由计算=0.0002028m

④、气体通过每层塔板的液柱高度hp可按下式计算，即

=0.2602+0.036+0.0002028=0.2964m

气体通过每层塔板的压降为：=0.2451kPa<0.7kPa（满足工艺要求）。(二)、液面落差对于筛板塔，液面落差很小，且本设计的塔径和液流量均不大，故可忽略液面落差的影响。(三)、液沫夹带液沫夹带量可用式计算：精馏段液沫夹带量=0.001021kg液/kg气<0.1kg液/kg气提馏段液沫夹带量:=0.001005液/kg气<0.1kg液/kg气（验算结果表明产生的雾沫夹带量在本设计范围内允许）(四)、漏液对筛板塔，漏液点气速(下限气速)uOM可由下式计算，即

精馏段：=6.162m/s

实际孔速uo1＝31.2m/s＞uOM1

稳定系数为K1=uo1/uOM1=31.2/6.162=5.06>1.5提馏段：=6.73m/s实际孔速uo2＝30.096m/s＞uOM2

稳定系数为K2=uo2/uOM2=30.096/6.73=4.5>1.5（故在本设计中无漏液）。(五)、液泛为防止塔内发生液泛，降液管内液层高Hd应服从Hd≤φ(HT+hW)

苯一甲苯物系属一般物系，取φ＝0.5，则

φ(HT+hW)=0.5×(0.50+0.04394)=0.27197m

而Hd=hP+hL+Δ+hd，板上不设进口堰，本设计采用平直堰Δ=0，hd可由计算，即

精馏段：=0.0007482m

故Hd1=0.08953+0.06+0.0007482=0.1503m液柱。提馏段：=0.00622m

故Hd2=0.08805+0.06+0.00622=0.15427m液柱。

因Hd1和Hd2都小于φ(HT+hW),故在本设计中不会发生液泛现象。八、塔板负荷性能图（一）、精馏段塔板负荷性能图1、液相负荷上限线①2、液相负荷下限线取平堰堰上液层高度m，。=0.006=0.000342②3、雾沫夹带线式中=5.6Vs1=0.123+3.066LS1代入数据得:eV1=×[]=0.1简化得：VS1=0.44-3.58LS1在操作范围内，任取几个值，依上式算出对应的值列于下表：×1045.70420.167734.631749.095770.650.41540.38290.35800.32980.3001依据表中数据作出雾沫夹带线③4、液泛线=1.226L=1.84Vs1=0.02946+0.7356LS1=0.002374m=1.84Vs1+0.02946+0.7356LS1+0.002374=1060.38Ls1在操作范围内，任取几个值，依上式算出对应的值列于下表：×1045.70420.167734.631749.095770.650.28890.26350.23980.21030.1988依据表中数据作出液泛线④5、漏液线（气相负荷下限线）漏液点气速，整理得：=0.09256LS1+0.00532在操作范围内，任取几个值，依上式算出对应的值列于下表：，m3/s×1045.70420.167734.631749.095770.65Vs了，min，m3/s0.07720.08240.08630.08940.0934依据表中数据作出漏液线⑤6、操作弹性操作气液比=0.3900/0.00084=464.3操作弹性定义为操作线与界限曲线交点的气相最大负荷与气相允许最小负荷之比，即：操作弹性===4.83将所得上述五个方程绘制成精馏段塔板负荷性能图（如图）（二）、提馏段塔板负荷性能图1、液相负荷上限线①2、液相负荷下限线取平堰堰上液层高度m，。=0.006=0.0003187②3、雾沫夹带线式中=3.77VS2=0.105+3.215LS2代入数据得=0.1简化得：=0.6286-5.12LS2在操作范围内，任取几个值，依上式算出对应的值列于下表：×1045.312619.830634.348648.866670.650.59500.54780.51200.48120.4401依据表中数据作出雾沫夹带线③4、液泛线=1.286Ls1=0.0125Vs1=0.0252+0.0108Ls1=0.0002028=0.0125Vs1+0.0252+0.0108Ls1+0.0002028=1966.8LS2在操作范围内，任取几个值，依上式算出对应的值列于下表：×1045.312619.830634.348648.866670.650.43470.40590.380.35280.3205依据表中数据作出液泛线④5、漏液线（气相负荷下限线）=0.04197+1.286Ls1漏液点气速，整理得：=0.0897Ls1+0.00523在操作范围内，任取几个值，依上式算出对应的值列于下表：×1045.312619.830634.348648.866670