苯-甲苯分离精馏塔化工原理课程设计

材料科学与化学工程学院化工原理课程设计设计题目：苯——甲苯二元物系板式精馏塔设计者姓名：周艳丽指导教师：韩伟专业化学工程与工艺学号2010101220说明书共页图纸张设计时间2013年5月28日至2013年6月18日摘要化工原理课程设计是培养学生化工设计能力的重要环节，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；掌握各种数据的计算方法，能画出精馏塔、塔板结构等图形。在设计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。板式精馏塔也是很早就出现的一种板式塔，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，板式精馏塔具有以下优点：生产能力大、塔板效率较高，而且结构简单，塔盘造价较低，安装、维修都较容易。而在板式精馏塔中，筛板塔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，处理能力大等优点，综合考虑更符合本设计的要求。本课程世纪的主要内容为过程的物料衡算，工艺设计计算以及筛板的负荷性能校核。关键词：板式精馏塔筛板计算校核AbstractThepinciplesofchemicalengineeringcoursedesignistocultivatestudents’abilityofimportantchemicaldesignteaching，throughthecurriculumthatwetrytograspthebasicknowledgeofchemicalengineeringdesign，designprincipalsandmethods.Tolearnallkindsofmanualoperationandphysicalproperties，chemicalpropertiesofsearchingmethodsandtechniques.Grasptheresults，candrawprocesstowerstructure，etc.Inthedesignprocessshouldnotonlyconsiderthefeasibilityofthetheory，considerthesafetyinproductionandeconomicrationality.Platecolumnisanearlytower，sincethe1950stoplatecolumnonalargescale，industrialmastersieve-platetower，andformedacompletedesignmethod.Comparedwiththeblistertower,hasthefollowingadvantages:highboarddistillationproductioncapacity,highertowerefficiencyandsimplestructure,costreduce40%tray,installation,maintenanceiseasier.Butintheplatecolumn,sieve-platetowerstructurethanfloatvalvesismoresimple,easyprocessing,thecostisabout60%ofthetoweroftheblister,floatvalvesforabout80%oftheadvantagesoflargecapacityandprocessing,consideringthedesignconformstotherequirements.Themaincontentsofthiscoursedesignistheprocessofmaterial,craftcalculation,thestructuredesignandcheck.KEYWORDS:platerectifyingcolumn;sieve-platetower;design学号：2010101220课程设计任务书1、设计题目：苯——甲苯二元物系板式精馏塔；试设计一座板式精馏塔，用于苯——甲苯二元物系的分离。加料量为145kmol/h，其组成为0.48（苯摩尔分数），要求塔顶馏出液组成为0.98（苯摩尔分数），塔底釜液组成0.045（苯摩尔分数），回流比为最小回流比的1.5倍。2、工艺操作条件：（1）塔顶压力P=750mmHg（2）操作温度常温（3）加料热状态q=0.93、设计任务：完成精馏塔的工艺设计计算，有关附属设备的设计和选型，绘制精馏系统的工艺流程图，编写设计说明书。4、说明：为使学生独立完成课程设计，每个学生的原始数据均在产品产量上不同，即1～40号每上浮50kg/h为一个学号的加料量（例如1号加料量为50kmol/h；2号产品产量为55kmol/h等）；5、参考书目：（1）唐伦成编著.《化工原理课程设计简明教程》，哈尔滨工程大学出版社，2005；（2）陈敏恒等.《化工原理》下册第三版，化学工业出版社出版；（3）贾绍义，柴诚敬主编.《化工原理课程设计－化工传递与单元操作课程设计》，天津大学出版社，2002；（4）申迎华.郝晓刚.《化工原理课程设计》，化学工业出版社，2009；（5）其它参考书。绪论第二章精馏塔工艺尺寸的设计计算2.1精馏流程的确定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。设计中采用气液混合进料。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1.5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3～8mm，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：(１)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。(２)处理能力大，比同塔径的泡罩塔可增加10～15％。(３)塔板效率高，比泡罩塔高15％左右。(４)压降较低，每板压力比泡罩塔约低30％左右。筛板塔的缺点是：(１)塔板安装的水平度要求较高，否则气液接触不匀。(２)操作弹性较小(约2～3)。（３)小孔筛板容易堵塞。下图是板式塔的简略图（图1）：2.2精馏塔的物料衡算2.2.1摩尔质量苯的摩尔质量=78.11kg/kmol甲苯的摩尔质量=92.13kg/kmol已知：进料组成：Xf=0.48；馏出液组成：Xd=0.98；釜液组成：Xw=0.045。故，原料液及塔顶、塔底产品的摩尔质量为：=0.48×78.11+(1-0.48)×92.13=85.40kg/kmol=0.98×78.11+(1-0.98)×92.13=78.39kg/kmol=0.045×78.11+(1-0.045)×92.13=91.50kg/kmol2.2.2二元精馏塔物料衡算加料量：F=145kmol/h总物料衡算：F=D+W即145=D+W（1）苯物料衡算：F=D+W即145×0.48=D×0.98+W×0.045（2）联立（1）（2），解得D=67.46kmol/hW=77.54kmol/h式中，F------原料液流量D------塔顶产品量W------塔底产品量2.2.3回流比的计算(1)q线方程：已知加料热状态q=0.9，故q线方程为：（2）相平衡曲线：由手册查得苯——甲苯二元物系的气液平衡数据如下表（表1）：苯摩尔分数温度/℃苯摩尔分数温度/℃液相气相液相气相0.00.0110.60.5920.78989.40.0880.212106.10.7000.85386.80.2000.370102.20.8030.91484.40.3000.50098.60.9030.95782.30.3970.61895.20.9500.97981.20.4890.71092.11.001.0080.2表1本甲苯二元物系气液平衡数据表由q线方程及上表数据绘制x-y图，见图2。图2图解法求理论板数图2图解法求理论板数由图中相平衡线与q线交点坐标（0.4576，0.6818）求得最小回流比，最小回流比为：取操作回流比为最小回流比的1.5倍，所以，R=1.5Rmin=1.5×1.33=2.02.2.4理论塔板数的求取精馏塔的气液相负荷L=RD=2.0×67.46=134.92kmol/hV=(R+1)D=(2.0+1)×67.46=202.38kmol/hL’=L+qF=134.92+0.9×145=265.42kmol/hV’=V-(1-q)F=232.62-(1-0.9)×145=218.12kmol/h操作线方程精馏段操作线方程：提馏段操作线方程：（3）图解法求理论板数NT苯——甲苯属理想物系，故可采用图解法求理论板数，如图2所示。求解结果为：总理论板数NT=14块。其中NT,精=7，NT,提=7（不包括再沸器），加料位置为第8块板。2.2.5全塔效率（1）温度的计算已知xD=0.98，xF=0.48,xW=0.045,由苯——甲苯二元物系气液平衡数据表，根据内插法【计算公式为：】求得塔顶温度tD=80.6℃，进料温度tF=92.4℃，塔釜温度tW=108.3℃。 液体粘度μL的求取已知进料组成为xF=0.48，温度为92.4℃。查液体粘度共线图得µLA=0.262mPa˙s，µLB=0.293mPa˙s。则塔顶、塔底平均温度下的粘度为：µL=ΣxiµLi=0.48×0.262+0.52×0.293=0.278mPa˙s查精馏塔全塔效率关联图（见图3），得全塔效率ET=54.8%。图3精馏塔全塔效率关联图图3精馏塔全塔效率关联图2.2.6实际塔板数精馏段实际板层数N精=7/0.548=12.77≈13块提馏段实际板层数N提=7/0.548=12.77≈13块总板数N总=N精+N提=13+13=26块2.3塔的工艺条件及物性数据计算2.3.1操作压强塔顶压力PD=750mmHg=98.68kPa每层塔板压降ΔP=0.7kPa进料板压力PF=98.68+0.7×13=107.78kPa精馏段平均压力P精，m=（98.68+107.78）/2=103.23kPa塔釜压力PW=98.68+0.7×26=116.88kPa提馏段平均压力P提，m=（107.78+116.88）/2=112.33kPa2.3.2温度由2.2.5中（1）计算结果知塔顶温度tD=80.6℃，进料温度tF=92.4℃，塔釜温度tW=108.3℃。那么精馏段平均温度t精，m=（80.6+92.4）/2=86.5℃提馏段平均温度t提，m=（92.4+108.3）/2=100.35℃。2.2.3平均摩尔质量计算塔顶平均摩尔质量计算由xD=y1=0.98，查平衡曲线图（见图2），得x1=0.952MVDm=0.98×78.11+（1-0.98）×92.13=78.39kg/kmolMLDm=0.952×78.11+（1-0.952）×92.13=78.78kg/kmol进料板平均摩尔质量计算由图解理论板（见图2），得yF=0.650,查平衡曲线（见图2），得xF=0.449MVFm=0.650×78.11+（1-0.650）×92.13=83.02kg/kmolMLFm=0.449×78.11+（1-0.449）×92.13=85.84kg/kmol精馏段平均摩尔质量为MVm=（78.39+83.02）/2=80.71kg/kmolMLm=（78.78+85.84）/2=82.31kg/kmol塔釜平均摩尔质量计算由图解理论板（见图2），得xW=0.025，查平衡曲线（见图2），yW=0.025，MVWm=0.025×78.11+（1-0.025）×92.13=91.78kg/kmolMLWm=0.025×78.11+（1-0.025）×92.13=91.78kg/kmol提馏段平均摩尔质量MVm=（83.02+91.78）/2=87.40kg/kmolMLm=（85.84+91.78）/2=87.40kg/kmol2.3.4平均密度精馏段气相平均密度计算由理想气体状态方程计算，即=2.79kg/m3(2)精馏段液相平均密度计算液相平均密度由下式计算，即1/ρm=Σai/ρi塔顶液相平均密度的计算由tD=80.6℃，查手册得ρA=813.46kg/m3ρB=808.52kg/m3ρLDm=1/(0.98/813.46+0.02/808.52)=813.36kg/m3进料板液相平均密度计算由tF=92.4℃,查手册得ρA=801.64kg/m3ρB=789.60kg/m3进料板液相的质量分率aA=(0.449×78.11)/(0.449×78.11+0.551×92.13)=0.409ρLFm=1/(0.409/801.64+0.591/789.60)=794.48kg/m3精馏段液相平均密度ρ精，Lm=（813.36+794.48）/2=803.92kg/m3提馏段气相平均密度计算由理想气体状态方程计算，即=3.16kg/m3提馏段液相平均密度计算由tW=108.3℃，查手册得ρA=780.21kg/m3ρB=781.87kg/m3ρLWm=1/(0.048/780.21+0.952/781.87)=781.79kg/m3由（2）步骤中计算的进料板液相平均密度，计算提馏段液相平均密度ρ提，Lm=（781.79+794.48）/2=788.14kg/m32.3.5液体平均粘度液相平均粘度依下式求取，即lgµLm=Σxilgµi。（1）塔顶液相平均粘度的计算由tD=80.6℃,查手册得µA=0.306mPa˙sµB=0.310mPa˙slgµLDm=0.98lg(0.306)+0.02lg(0.310)解出µLDm=0.305mPa˙s（2）进料板液相平均粘度计算由tF=92.4℃，查手册得µA=0.273mPa˙sµB=0.281mPa˙slgµLFm=0.449lg(0.273)+0.551lg(0.281)解出µLFm=0.277mPa˙s塔釜液相平均粘度计算由tW=108.3℃，查手册得µA=0.237mPa˙sµB=0.256mPa˙slgµLWm=0.025lg(0.237)+0.975lg(0.256)解出µLWm=0.256mPa˙s精馏段液相平均粘度µ精，Lm=（0.305+0.277）/2=0.291mPa˙s提馏段液相平均粘度µ提，Lm=（0.256+0.277）/2=0.267mPa˙s2.3.6液体平均表面张力液相平均表面张力依下式计算，即σLm=Σxiσi塔顶液相平均表面张力计算由tD=80.6℃,查手册得σA=21.13mN/mσA=21.63mN/mσLDm=0.98×21.13+0.02×21.63=21.14mN/m进料板液相平均表面张力计算由tF=92.4℃，查手册得σA=19.71mN/mσA=20.34mN/mσLFm=0.449×19.71+0.551×20.34=20.06mN/m塔釜液相平均表面张力由tW=108.3℃，查手册得σA=17.72mN/mσA=18.59mN/mσLWm=0.025×17.72+0.975×18.59=18.57mN/m精馏段液相平均表面张力Σσ精，Lm=（21.24+20.06）/2=20.65mN/m提馏段液相平均表面张力Σσ提，Lm=（20.06+18.57）/2=19.32mN/m第三章板式塔主要工艺尺寸的设计计算3.1塔和塔板主要工艺尺寸计算3.1.1塔径D（1）精馏段塔径D精的计算精馏段的气、液相体积流率为Vs==1.626m3/sLs==0.00384m3/s由，式中，其中C20由下图（图4）查取，图4史密斯关联图图4史密斯关联图图的横坐标=0.0401取板间距HT=0.50m，板上液层感度hL=0.06m，则HT—hL=0.50-0.06=0.44m查图4得，C20=0.0930则，=0.0930（20.65/20）0.2=0.0936m/s取安全系数0.7，则空塔气速为u=0.7umax=1.110m/s=1.372m按标准塔径圆整后为D精=1.4m提馏段塔径D提的计算提馏段的气、液相体积流率为Vs==1.676m3/sLs==0.00818m3/s=0.0771查图4得，C20=0.0975则，=0.0975（19.32/20）0.2=0.0968m/s取安全系数0.7，则空塔气速为u=0.7umax=1.068m/s=1.414m按标准塔径圆整后为D提=1.6m精馏塔塔径的选择由3.1.1中（1）、（2）计算结果，选择精馏段和提馏段其中较大者，即塔径D=1.6m所以，塔截面积AT==2.011m2实际空塔气速m/s3.1.2溢流装置因塔径D=1.6m，可选用单溢流弓形降液管，采用凹形受液盘。各项计算如下：（1）堰长lW对于常用的弓形降液管有：单溢流时，lW=（0.6~0.8）D取lW=0.7D=0.7×1.6=1.12m（2）溢流堰高度由选用平直堰，堰上液层高度由下式计算，即近似取E=1，所引起的误差能满足工程实际要求，则取板上清液层高度hL=70mm故hW=hL-how=0.07-0.025=0.045m弓形降液管宽度Wd和截面积Af由，查弓形降液管的参数图（见图5），得图5弓形降液管的参数图5弓形降液管的参数EMBEDEquation.KSEE3=0.0928，=0.15故Af=0.0928AT=0.0928×2.011=0.187Wd=0.15D=0.15×1.6=0.24m依式验算液体在降液管中停留时间，即=故降液管设计合理。（4）降液管底隙高度h0取=0.23m/s则hW—h0=0.045-0.032=0.013>0.006m故降液管底隙高度设计合理。选用凹形受液盘，深度3.1.3塔板布置塔板的分块由于D=1.6m，查表2得，塔板分块为4块。表2塔板分块数塔径，mm800─12001400─16001800─20002200─2400塔板分块数3456边缘区域宽度确定取WS=WS'=0.075m，WC=0.045m开孔区面积计算开孔区面积按下式计算，即EMBEDEquation.KSEE3其中EMBEDEquation.KSEE3

故3.1.4筛孔数n与开孔率Φ由于苯——甲苯物系无腐蚀性，可选用δ=3mm碳钢板，取d0=5mm。筛孔按正三角形排列，取孔中心距t为t=3d0=3×5=15mm筛孔数目n为开孔率为气体通过阀孔的气速为3.1.5塔的有效高度Z精馏段有效高度Z精=（N精-1）HT=（13-1）×0.5=6.0m提馏段有效高度Z提=（N提-1）HT=（13-1）×0.5=6.0m在进料板上、下方的两段塔中部各开一人孔，人孔高度为0.8m故精馏塔的有效高度为Z=Z精+Z提+2×0.8=6.0+6.0+1.6=13.6m3.2筛板的流体力学计算3.2.1气体通过筛板压降相当的液柱高度塔板压降干板阻力由d0/δ=5/3=1.67，查干筛孔的流量系数图（见图6），得c0=0.772图6干筛孔的流量系数图图6干筛孔的流量系数图故气体通过液层的阻力h1计算气体通过液层的阻力hl=βhLEMBEDEquation.KSEE3查充气系数关联图（见图7），得β=0.58。故F0F0图7充气系数关联图图7充气系数关联图液体表面张力所产生的阻力hσ计算液体表面张力所产生的阻力hσ由下式计算EMBEDEquation.KSEE3气体通过每层塔板的液柱高度hP可按下式计算，即EMBEDEquation.KSEE3气体通过每层塔板的压降为EMBEDEquation.KSEE33.2.2雾沫夹带量eV的计算液沫夹带量由EMBEDEquation.KSEE3下式计算，即EMBEDEquation.KSEE3EMBEDEquation.KSEE3故故在本设计中液沫夹带量eV在允许范围内。3.2.3漏液的验算对筛板塔，漏液点气速u0,min可有下式求取EMBEDEquation.KSEE3故实际孔速EMBEDEquation.KSEE3稳定系数为EMBEDEquation.KSEE3故在本设计中无明显漏液。3.2.4液泛验算为防止塔内发生液泛，降液管内液层高EMBEDEquation.KSEE3Hd应服从下式，即EMBEDEquation.KSEE3EMBEDEquation.KSEE3苯——甲苯物系属一般物系，取，则而板上不设进口堰，hd可由下式计算，即EMBEDEquation.KSEE3故在本设计中不会发生液泛现象。3.3塔板负荷性能图3.3.1液沫夹带线以为限，求VS—LS关系如下：EMBEDEquation.KSEE3由EMBEDEquation.KSEE3EMBEDEquation.KSEE3EMBEDEquation.KSEE3EMBEDEquation.KSEE3故EMBEDEquation.KSEE3整理得在操作范围内，任取几个LS值，依上式计算出VS值，结果列于表3中。表3LLS0.0050.0150.025VVS3.6603.1092.679由上表数据即可做出液沫夹带线1。3.3.2液泛线令EMBEDEquation.KSEE3由EMBEDEquation.KSEE3；；；联立得忽略hσ,将hOW与LS，hd与LS，hc与VS的关系式代入上式，并整理得式中将有关数据代入，得EMBEDEquation.KSEE3=0.0167故在操作范围内，任取几个LS值，依上式计算出VS值，结果列于表4中。LLS0.0050.0150.025VVS10.1476.8732.577表4表4由上表数据即可做出液泛线2。3.3.3液相负荷下限线对于平直堰，取堰上液层高度hOW=0.006m作为最小液体符合标准。由EMBEDEquation.KSEE3=0.006取E=1，则据此可作出与气体流量无关的垂直液相负荷下限线3。3.3.4漏液线EMBEDEquation.KSEE3由EMBEDEquation.KSEE3EMBEDEquation.KSEE3EMBEDEquation.KSEE3得故在操作范围内，任取几个LS值，依上式计算出VS值，结果列于表5中。表5LLS0.0050.0150.025VVS0.7570.7670.775由上表数据即可做出漏液线4。3.3.5液相负荷上限线以θ=4s作为液体在降液管中停留时间的下限，由EMBEDEquation.KSEE3故据此可作出与气体流量无关的垂直液相负荷上限线5。根据以上各线方程，可作出筛板塔的负荷性能图（见图8）。图8塔板负荷性能图图8塔板负荷性能图在负荷性能图上，作出操作点A，连接OA，即作出操作线。有图可以看出，该筛板的操作上限为液沫夹带控制，下限为漏液控制。由图8查得EMBEDEquation.KSEE3故操作弹性为3.4板式塔的结构板式塔内部装有塔板、降液管、各物流的进出口管及人孔（手孔）、基座、除沫器等附属装置。除一般塔板按设计板间距安装外，其他处根据需要决定其间距。3.4.1塔体结构塔顶空间塔顶空间指塔内最上层塔板与塔顶的间距。为利于出塔气体夹带的液滴沉降，此段远高于板间距（甚至高出一倍以上），本塔塔顶空间取塔底空间塔底空间指塔内最下层塔底间距。其值由如下两个因素决定。①塔底驻液空间依贮存液量停留3~5min或更长时间（易结焦物料可缩短停留时间）而定。②塔底液面至最下层塔板之间要有1~2m的间距，大塔可大于此值。本塔取人孔一般每隔6~8层塔板设一人孔。设人孔处的板间距等于或大于600mm，人孔直径一般为450~500mm，其伸出塔体得筒体长为200~250mm，人孔中心距操作平台约800~1200mm。本塔设计每8块板设一个人孔，共两个，即塔高EMBEDEquation.KSEE3EMBEDEquation.KSEE3故全塔高为17.8m，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。3.4.2塔板结构塔板按结构特点，大致可分为整块式和分块式两类塔板。由于本设计采用的塔径为1.6米，根据刚度、安装、检修等要求，将塔板分成4块通过人孔送入塔内（如图9所示）。图图9塔板分块示意图第四章塔附件设计4.1接管——进料管本设计采用直管进料管，观景的计算如下：取，得取的进料管。4.2法兰由于常压操作，所有法兰均采用标准管法兰，平焊法兰，由不同的公称直径选用相应的法兰。4.3筒体与封头4.3.1筒体用钢板卷制而成的筒体，其公称直径等于内径。当通体直径较小时可直接采用无缝钢管制作，此时公称直径的