化工原理课程设计-苯-甲苯连续精馏塔的设计

苯-甲苯连续精馏筛板塔的设计PAGE2-..

化工原理课程设计苯-甲苯连续精馏筛板塔的设计专业班级：09级化学工程与工艺2班姓名：吴凡平学号：06109240指导老师：姚刚设计地点：东南大学成贤学院2011年9月目录一序言 -4-二板式精馏塔设计任务书 -5-三设计计算 -6-3.1设计方案的选定及基础数据的搜集 -6-3.2精馏塔的物料衡算 -9-3.2.1原料液及塔顶、塔底产品的摩尔分率 -9-3.2.2原料液及塔顶、塔底产品的平均摩尔质量 -9-3.2.3物料衡算 -9-3.3塔板数的确定 -9-3.3.1理论塔板数的确定 -9-3.3.2全塔效率的计算 -13-3.3.3求实际板数 -14-3.4精馏塔的工艺条件及有关物性数据的计算 -14-3.4.1操作压力的计算 -14-3.4.2操作温度的计算 -15-3.4.3平均摩尔质量的计算 -16-3.4.4平均密度的计算 -17-3.4.5液体平均表面张力的计算 -20-3.4.6液体平均黏度的计算 -21-3.4.7气液负荷计算 -22-3.5精馏塔的塔体工艺尺寸计算 -23-3.5.1塔径的计算 -23-3.5.2有效塔高的计算 -25-3.6塔板主要工艺尺寸的计算 -25-3.6.1溢流装置计算 -25-3.6.2塔板布置 -28-3.7筛板的流体力学验算 -29-3.7.1塔板阻力 -29-3.7.2漏液点 -30-3.7.3雾沫夹带 -31-3.7.4液面落差 -31-3.7.5液泛的校核 -32-3.8塔板负荷性能图 -33-四设计结果一览表 -41-五板式塔得结构与附属设备 -42-5.1附件的计算 -42-5.1.1配管 -42-5.1.2冷凝器 -44-5.1.3再沸器 -45-5.2板式塔结构 -46-六参考书目 -47-七设计心得体会 -47-八附录：苯甲苯连续精馏过程板式精馏塔示意图 -49-一序言

化工原理课程设计是综合运用《化工原理》课程和有关先修课程（《物理化学》，《化工制图》等）所学知识，完成一个单元设备设计为主的一次性实践教学，是理论联系实际的桥梁，在整个教学中起着培养学生能力的重要作用。通过课程设计，要求更加熟悉工程设计的基本内容，掌握化工单元操作设计的主要程序及方法，锻炼和提高学生综合运用理论知识和技能的能力，问题分析能力，思考问题能力，计算能力等。精馏是分离液体混合物（含可液化的气体混合物）最常用的一种单元操作，在化工，炼油，石油化工等工业中得到广泛应用。精馏过程在能量剂驱动下（有时加质量剂），使气液两相多次直接接触和分离，利用液相混合物中各组分的挥发度的不同，使易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，实现原料混合液中各组分的分离。根据生产上的不同要求，精馏操作可以是连续的或间歇的，有些特殊的物系还可采用衡沸精馏或萃取精馏等特殊方法进行分离。本设计的题目是苯-甲苯连续精馏筛板塔的设计，即需设计一个精馏塔用来分离易挥发的苯和不易挥发的甲苯，采用连续操作方式，需设计一板式塔将其分离。二板式精馏塔设计任务书一、设计题目苯-甲苯连续精馏筛板塔的设计。二、设计任务(1)原料液中苯含量：质量分率＝50％(质量)，其余为甲苯。(2)塔顶产品中苯含量不得低于95％(质量)。(3)残液中苯含量不得高于5％(质量)。(4)生产能力：40000t/y苯产品，年开工300天。三、操作条件(1)精馏塔顶压强：常压(2)进料热状态：泡点进料(3)回流比：自选(4)单板压降压：0.7kPa四、设计内容及要求(1)设计方案的确定及流程说明(2)塔的工艺计算(3)塔和塔板主要工艺尺寸的设计塔高、塔径以及塔板结构尺寸的确定；塔板的流体力学验算；塔板的负荷性能图。(4)编制设计结果概要或设计一览表(5)辅助设备选型与计算(6)绘制塔设备结构图：采用绘图纸徒手绘制五、时间及地点安排(1)时间：2011.8.15～2011.9.9(第1周～第4周)(2)地点：东南大学成贤学院六、参考书目[1]夏清,陈常贵•化工原理下册•天津：天津大学出版社，2005[2]任晓光•化工原理课程设计指导•北京：化学工业出版社，2009三设计计算3.1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1.91388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：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AC6H678.1180.1288.56833.4甲苯BC6H5—CH392.13110.6318.574107.7表2苯和甲苯的饱和蒸汽压温度80.1859095100105110.6,kPa101.33116.9135.5155.7179.2204.2240.0，kPa40.046.054.063.374.386.0表3常温下苯—甲苯气液平衡数据（[2]：例1—1附表2）温度80.1859095100105液相中苯的摩尔分率1.0000.7800.5810.4120.2580.130汽相中苯的摩尔分率1.0000.9000.7770.6300.4560.262表4纯组分的表面张力([1]：附录图7)温度8090100110120苯，mN/m甲苯，Mn/m21.221.72020.618.819.517.518.416.217.3表5组分的液相密度([1]：附录图8)温度(℃)8090100110120苯,kg/814805791778763甲苯,kg/809801791780768表6液体粘度µ（[1]：）温度(℃)8090100110120苯（mP.s）0.3080.2790.2550.2330.215甲苯（mP.s）0.3110.2860.2640.2540.228表7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y110.560.000.00109.911.002.50108.793.007.11107.615.0011.2105.0510.020.8102.7915.029.4100.7520.037.298.8425.044.297.1330.050.795.5835.056.694.0940.061.992.6945.066.791.4050.071.390.1155.075.580.8060.079.187.6365.082.586.5270.085.785.4475.088.584.4080.091.283.3385.093.682.2590.095.981.1195.098.080.6697.098.880.2199.099.6180.01100.0100.03.2精馏塔的物料衡算3.2.1原料液及塔顶、塔底产品的摩尔分率物料衡算式:

苯的摩尔质量

甲苯的摩尔质量

EQ3.2.2原料液及塔顶、塔底产品的平均摩尔质量3.2.3物料衡算原料处理量

总物料衡算

苯物料衡算

联立解得

式中F原料液流量D塔顶产品量W塔底产品量3.3塔板数的确定3.3.1理论塔板数的确定(1)相对挥发度的计算苯的沸点:80.1℃甲苯的沸点:110.6℃由安托因方程及网络上关于苯和甲苯的安托因系数图2：苯和甲苯的安托因系数（来自百度网络）T=80.11℃时苯：甲苯：解得：T=110.6℃时苯：甲苯：解得：则80.1℃时110.6℃时

（2）最小回流比的求取由于泡点进料即饱和液体进料，所以取q=1，q线为一条垂直线通常操作回流比可取最小回流比的1.1~2倍，即，则取（3）求精馏塔的气液相负荷（泡点进料q=1）（4）求操作线方程精馏段操作线方程：提馏段操作线方程：（5）逐板法求理论板数相平衡方程即变形得：用精馏段操作线和相平衡方程进行逐板计算：故精馏段理论板数n=4用提馏段操作线和相平衡方程继续逐板计算：故提馏段理论板数n=6（不包括塔釜）理论板数一共10块，进料板为第5块3.3.2全塔效率的计算由于塔顶压强为常压=101.3，单板压降为0.7，理论板为10块，故塔釜压强=。经chemCAD拟合计算的塔顶温度=81.126℃，塔釜温度=110.179℃。所以全塔平均温度=95.6525℃。查液体黏度共线图图3：液体粘度共线图分别查得苯、甲苯在平均温度下的粘度，平均粘度由公式，得根据奥康奈尔（O`connell）公式计算全塔效率3.3.3求实际板数精馏段实际板层数提馏段实际板层数全塔共有塔板19块，进料板在第9块板。3.4精馏塔的工艺条件及有关物性数据的计算3.4.1操作压力的计算塔顶操作压力P＝101.3kPa每层塔板压降△P＝0.7kPa进料板压力＝101.3+0.7×8＝106.9kPa塔底操作压力=101.3+0.7×19＝114.6kPa精馏段平均压力＝（101.3+106.9）／2＝104.1kPa提馏段平均压力=（106.9+114.6）/2=110.75kPa3.4.2操作温度的计算根据上式计算出的压力，经过chemCAD拟合计算得塔顶温度℃图4：chemCAD拟合计算得塔顶温度进料板温度℃图5：chemCAD拟合计算得进料板温度塔底温度℃图6：chemCAD拟合计算得塔釜温度精馏段平均温度=（81.126+93.665）/2=87.40℃提馏段平均温度=（93.665+112.43）/2=103.05℃3.4.3平均摩尔质量的计算塔顶平均摩尔质量计算

由xD=y1=0.957,代入相平衡方程得x1=0.900进料板平均摩尔质量计算由上面理论板的算法，得＝0.745，＝0.541塔底平均摩尔质量计算由=0.034,由相平衡方程，得=0.081

精馏段平均摩尔质量提馏段平均摩尔质量3.4.4平均密度的计算①气相平均密度计算

由理想气体状态方程计算，精馏段的平均气相密度即

提馏段的平均气相密度②液相平均密度计算

液相平均密度依下式计算，即

由温度可以查有机液体相对密度共线图可以得到对应的液体密度图7：有机液体相对密度共线图a.塔顶液相平均密度的计算由tD＝81.126℃，查共线图得

塔顶液相的质量分率

求得得b.进料板液相平均密度的计算

由tD＝93.665℃，查共线图得

塔顶液相的质量分率

求得得c.塔底液相平均密度的计算

由tw＝112.43℃，查共线图得

塔顶液相的质量分率

求得得精馏段液相平均密度为

提馏段液相平均密度为3.4.5液体平均表面张力的计算由公式：及查有机液体的表面张力共线图得液体张力可以计算液体表面张力图8：有机液体的表面张力共线图a.塔顶液相平均表面张力的计算

由tD＝81.126℃，查共线图得

b.进料板液相平均表面张力的计算

由tF＝93.665℃，查共线图得

c.塔底液相平均表面张力的计算

由tw＝112.43℃，查共线图得

精馏段液相平均表面张力为

提馏段液相平均表面张力为3.4.6液体平均黏度的计算由公式：及查液体黏度共线图得液体黏度可以计算液体黏度图9：液体黏度共线图塔顶液相平均黏度的计算由tD＝81.126℃，查共线图得

进料板液相平均黏度的计算由tF＝93.665℃，查共线图得塔底液相平均黏度的计算由tw＝112.43℃，查共线图得

精馏段液相平均黏度为

提馏段液相平均黏度为3.4.7气液负荷计算精馏段：提馏段：3.5精馏塔的塔体工艺尺寸计算3.5.1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，m0.3～0.50.5～0.80.8～1.61.6～2.42.4～4.0板间距HT，mm200～300250～350300～450350～600400～600对精馏段：初选板间距，取板上液层高度，故；查史密斯关联图得C20=0.074；依式图10：史密斯关联图校正物系表面张力为时可取安全系数为0.7，则（安全系数0.6—0.8），故按标准,塔径圆整为1.2m,则空塔气速0.27m/s。对提馏段：初选板间距，取板上液层高度，故；查史密斯关联图得C20=0.068；依式校正物系表面张力为时可取安全系数为0.7，则（安全系数0.6—0.8），故按标准,塔径圆整为1.2m,则空塔气速0.26m/s。将精馏段和提溜段相比较可以知道二者的塔径不一致，根据塔径的选择规定，对于相差不大的二塔径取二者中较大的，因此在设计塔的时候塔径取1.2m。3.5.2有效塔高的计算精馏段有效塔高提馏段有效塔高在精馏段和提馏段各设人孔一个，高度为600mm,故有效塔高3.6塔板主要工艺尺寸的计算3.6.1溢流装置计算精馏段

因塔径D＝1.2m，可选用单溢流弓形降液管，采用平行受液盘。对精馏段各项计算如下：a)溢流堰长：单溢流区lW=（0.6～0.8）D，取堰长为0.60D=0.60×1.20=0.72mb)出口堰高：，查液流收缩系数计算图可以得到液流收缩系数E。图11：液流收缩系数计算图查得E=1.039,则故c)降液管的宽度与降液管的面积：由查弓形降液管的宽度与面积图可得图12：弓形降液管的宽度与面积，故，利用计算液体在降液管中停留时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（0.070.25m/s）依式：满足条件，故降液管底隙高度设计合理e)受液盘采用平行形受液盘，不设进堰口，深度为60mm提馏段

因塔径D＝1.2m，可选用单溢流弓形降液管，采用平行受液盘。对精馏段各项计算如下：a)溢流堰长：单溢流区lW=（0.6～0.8）D，取堰长为0.60D=0.60×1.20=0.72mb)出口堰高：，查液流收缩系数计算图可以得到液流收缩系数E。查得E=1.058,则故c)降液管的宽度与降液管的面积：由查弓形降液管的宽度与面积图可得，故，利用计算液体在降液管中停留时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（0.070.25m/s）依式：满足条件，故降液管底隙高度设计合理e)受液盘采用平行形受液盘，不设进堰口，深度为60mm3.6.2塔板布置①塔板的分块

因D≥1200mm，故塔板采用分块式。塔极分为4块。对精馏段：取边缘区宽度由于小塔边缘区宽度取安定区宽度由于D=1.2m<1.5m故取b)开孔区面积用计算开空区面积，解得，筛孔数与开孔率：本例所处理是物系无腐蚀性，可选用碳钢板，取筛板直径，筛孔按正三角形排列取孔中心距t为筛孔数开孔率则每层板上的开孔面积为3.7筛板的流体力学验算塔板的流体力学计算，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。3.7.1塔板阻力塔板阻力依下式计算：式中：精馏段①查干板孔的流量系数图得图13：干板孔的流量系数图

②所以单板压降提馏段①查干板孔的流量系数图得

②所以单板压降3.7.2漏液点当孔速低于漏液点气速时，大量液体从筛孔漏液，这将严重影响塔板效率，因此，漏液点气速为下限气速，筛孔的漏液点气速按下式计算：其中精馏段稳定系数，故在设计负荷下不会产生过量漏液。提馏段稳定系数，故在设计负荷下不会产生过量漏液。3.7.3雾沫夹带其中精馏段故在设计负荷下不会发生过量的雾沫夹带提馏段故在设计负荷下不会发生过量的雾沫夹带3.7.4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。3.7.5液泛的校核为了避免液泛，降液管中液面高（）不得超过即其中液体在降液管出口阻力：精馏段取则则故在设计负荷下不会发生液泛提馏段取则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。3.8塔板负荷性能图1精馏段(1)雾沫夹带线

雾沫夹带量其中取，前面求得，代入，整理得：

在操作范围内，任取几个值，依上式计算出值，计算结果列于表9。

表90.0020.0030.0040.0050.0061.611.541.481.421.37由上表数据即可作出雾沫夹带线1。

(2)液泛线

由E=1.039,=0.72得：已算出，，，代入，整理得：

在操作范围内，任取几个值，依上式计算出值，计算结果列于表10。

表100.0020.0030.0040.0050.0061.8371.7451.6741.5971.512由上表数据即可作出液泛线2。

(3)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，

从而做出液相负荷上限线3(4)漏液线

由和，代入得：整理得：在操作范围内，任取几个值，依上式计算出值，计算结果列于表11。

表110.0020.0030.0040.0050.0060.5530.5660.5780.5880.598由上表数据即可作出漏液线4(5)液相负荷下限线对于平直堰，取堰上液层高度作为最小液体负荷标准。E=1.039

据此可作出与气体流量无关的垂直液相负荷下限线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。操作点P操作点P图14：精馏段筛板负荷性能图由塔板负荷性能图可以看出：①任务规定的气、液负荷下的操作点P（设计点），处在适宜操作区内的适中位置。②塔板的气相负荷上限由雾沫夹带控制，操作下限有漏液控制。③按照固定的气液比，由图14查出塔板的气相负荷上限，气相负荷下限，所以操作弹性2.提馏段(1)雾沫夹带线

雾沫夹带量其中取，前面求得，代入，整理得：

在操作范围内，任取几个值，依上式计算出值，计算结果列于表12。

表120.0010.0020.0030.0040.0051.8761.7921.7211.6571.599由上表数据即可作出雾沫夹带线1。

(2)液泛线

由E=1.058,=0.72得：已算出，，，代入，整理得：

在操作范围内，任取几个值，依上式计算出值，计算结果列于表13。

表130.0010.0020.0030.0040.0051.8581.7981.7461.6961.647由上表数据即可作出液泛线2。

(3)液相负荷上限线

以θ＝5s作为液体在降液管中停留时间的下限，

从而做出液相负荷上限线3(4)漏液线

由和，代入得：整理得：在操作范围内，任取几个值，依上式计算出值，计算结果列于表14。

表140.0010.0020.0030.0040.0050.4810.4980.5120.5230.534由上表数据即可作出漏液线4(5)液相负荷下限线对于平直堰，取堰上液层高度作为最小液体负荷标准。E=1.058

据此可作出与气体流量无关的垂直液相负荷下限线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。操作点P操作点P图15：提馏段筛板负荷性能图由塔板负荷性能图可以看出：①任务规定的气、液负荷下的操作点P（设计点），处在适宜操作区内的适中位置。②塔板的气相负荷上限由雾沫夹带控制，操作下限有漏液控制。③按照固定的气液比，由图14查出塔板的气相负荷上限，气相负荷下限，所以操作弹性四设计结果一览表项目符号单位设计得数据精馏段提馏段主要结构参数塔径1.21.2塔的有效高度2.84实际塔板数块811板间距0.400.40塔板液流形式单流型单流型塔板形式弓形弓形堰长0.720.72堰高0.04630.0368溢流堰宽度0.1320.132降液管的面积0.06330.0633管底与受液盘距离0.02780.0597板厚3.03.0孔径5.05.0孔间距17.517.5孔数个31203120开孔率10.1%10.1%边缘区宽度0.040.04安定去宽度0.060.06开孔区面积0.8250.825主要性能参数各段平均压强104.1110.75各段平均温度℃87.40103.05气相平均流量0.850.83液相平均流量0.00200.0043板上清液层高0.030.03空塔气速0.270.26筛孔气速10.2410塔板压降0.0560.058液体在降液管中停留时间12.665.88降液管内清液层高度0.11750.1195雾沫夹带量0.0120.012负荷上限雾沫夹带控制雾沫夹带控制负荷下限漏液控制漏液控制气相负荷上限1.3451.588气相负荷下限0.5550.47操作弹性2.423.38五板式塔得结构与附属设备5.1附件的计算5.1.1配管(1)进料管进料管的结构类型很多，有直管进料管、弯管进料管、T形进料管。本设计采用直管进料管。已知进料流率为，平均分子质量，密度为所以取管内流速则进料管直径(2)回流管采用直管回流管，回流的体积流率：取管内流速则进料管直径(3)釜液出口管体积流率：取管内流速则进料管直径(4)塔顶蒸汽管取管内流速则进料管直径(5)加热蒸汽管取管内流速则进料管直径5.1.2冷凝器塔顶温度tD=81.126℃冷凝水t1=20℃t2=30℃则℃℃℃由tD=81.126℃查液体比汽化热共线图图16：液体比汽化热共线图得:又气体流量塔顶被冷凝量冷凝的热量取传热系数则传热面积冷凝水流量5.1.3再沸器塔底温度tw=112.43℃用t0=135℃的蒸汽，釜液出口温度t1=112℃则℃℃℃由tW=112.43℃查液体比汽化热共线图得:又气体流量塔顶被冷凝量冷凝的热量取传热系数则传热面积加热蒸汽的质量流量储槽、加料泵、高位槽、产品冷却器设计从略。5.2板式塔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。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7块板设一个人孔，共两个，即塔高故全塔高为10.5m，另外由于使用的是虹吸式再沸器，可以在较低位置安置，所以裙座取了较小的1.5m。六参考书目[1]夏清,陈常贵•化工原理下册•天津：天津大学出版社，2005[2]任晓光•化工原理课程设计指导•北京：化学工业出版社，2009[3]陈均志，李雷•化工原理实验及课程设计•北京：化学工业出版社，2008[4]贾绍义,柴敬诚•化工原理课程设计•天津：天津大学出版社，2002七设计心得体会本次课程设计通过给定的生产操作工艺条件自行设计一套苯－甲苯物系的分离的塔板式连续精馏塔设备。通过近四周的努力，反经过复杂的计算和优化，我终于设计出一套较为完善的塔板式连续精馏塔设备。其各项操作性能指标均能符合工艺生产技术要求，而且操作弹性大，生产能