苯甲苯精馏分离板式塔设计

/河西学院HexiUniversity化工原理课程设计题目:苯-甲苯精馏分离板式塔设计学院:化学化工学院专业:化学工程与工艺学号:2014210020姓名:屈渊指导教师:王海平2016年11月20日化工原理课程设计任务书一、设计题目苯-甲苯精馏分离板式塔设计二、设计任务与操作条件1.设计任务生产能力（进料量）85000吨/年操作周期7920小时/年进料组成46%（苯）（质量分率，下同）塔顶产品组成≥98%（苯）塔底产品组成≤1.0%（苯）回流比，自选单板压降≤700Pa2.操作条件操作压力塔顶为常压进料热状态进料温度20℃加热蒸汽0.25Mpa(表压)3.设备型式筛板塔4.厂址河北省三、设计内容1.设计方案的选择与流程说明2.塔的工艺计算3.主要设备工艺尺寸设计（1）塔径、塔高与塔板结构尺寸的确定（2）塔板的流体力学校核（3）塔板的负荷性能图（4）总塔高、总压降与接管尺寸的确定4.辅助设备选型与计算5.设计结果汇总6.工艺流程图与精馏工艺条件图7.设计评述目录1.设计方案的确定 12.精馏塔工艺的设计 32.1产品浓度的计算 32.1.1原料液及塔顶、塔底产品的摩尔分率 32.1.2原料液及塔顶、塔底产品的平均摩尔质量 32.2物料衡算 32.3最小回流比的确定 42.4精馏段和提馏段操作线方程 52.4.1求精馏塔的气液相负荷 52.4.2求操作线方程 52.5精馏塔理论塔板数及理论加料位置 52.6实际板数的计算 53.精馏塔主要工艺尺寸的设计计算 73.1物性数据计算 73.1.1操作压力计算 73.1.2操作温度 73.1.3平均摩尔质量计算 73.1.4平均密度计算 83.1.5液体平均表面张力计算 93.1.6液体平均黏度计算 103.2精馏塔主要工艺尺寸的计算 113.2.1精馏塔的塔体工艺尺寸计算 113.2.2塔板主要工艺尺寸的计算 133.3筛板流体力学验算 153.3.1塔板压降 153.3.2液面落差 163.3.3液沫夹带 163.3.4漏液 173.3.5液泛验算 173.4塔板负荷性能图 183.4.1漏液线 183.4.2液沫夹带线 183.4.3液相负荷下限线 193.4.4液相负荷上限线 203.4.5液泛线 204.接管尺寸的确定 225.板式塔的结构与附属设备 23筛板塔设计一览表 25参考文献 26主要符号说明 27致谢 28摘要：本设计采用筛板塔分离苯和甲苯，通过图解理论板法计算得出理论板数为21块，回流比为1.5，算出塔板效率0.54，实际板数为39块，进料位置为第18块，在筛板塔主要工艺尺寸的设计计算中得出塔径为1.4米，全塔高19.975米，每层筛孔数目为5739。通过筛板塔的流体力学验算，证明各指标数据均符合标准。同时还对精馏塔的辅助设备进行了选型计算。关键词：笨甲苯精馏筛板塔1.设计方案的确定本设计任务为分离苯-甲苯混合物。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。塔釜采用间接蒸气加热，塔底产品经冷却后送至储罐。在本设计中我们使用筛板塔，筛板塔的突出优点是结构简单，造价低。合理的设计和适当的操作筛板塔能满足要求的操作弹性，而且效率高。采用筛板可解决堵塞问题，适当控制漏液。筛板与泡罩板的差别在于取消了泡罩与升气管，而直接在板上开很多小直径的孔——筛孔。操作时气体以高速通过小孔上升，液体则通过降液管流到下一层板。分散成泡的气体使板上液层成为强烈湍动的泡沫层。相同条件下，筛板塔生产能力比泡罩塔高10%—15%，板效率亦约高10%—15%，而每板压力降则低30%左右，适用于真空蒸馏；塔板效率较高，但稍低于浮阀塔。具有较高的操作弹性，但稍低于泡罩塔。其缺点是小孔径筛板易堵塞，不适宜处理脏的、粘性大的和带固体粒子的料液。流程参见附图：2.精馏塔工艺的设计2.1产品浓度的计算2.1.1原料液与塔顶、塔底产品的摩尔分率苯的摩尔质量=78.11kg/mol甲苯的摩尔质量=92.13kg/molF=原料组成：塔顶组成：塔底组成：2.1.2原料液与塔顶、塔底产品的平均摩尔质量MM2.2物料衡算F=133.32kmol/h总物料衡算F=W+D133.32kmol/h=W+D苯物料衡算133.32koml/h×0.501=D×0.983+W×0.012联立得D=67.14kmol/hW=66.1kmol/hq线方程根据公式：q=进料状况下的平均温度：ts=（91.79+20）进料板的温度：rCq=q线方程：y=3.83x-1.4172.3最小回流比的确定图1苯甲苯气液平衡X-Y图2.求最小回流比与操作回流比。采用作图法求最小回流比。在图上对角线上，自点d（0.501，0.501）作斜率为3.8的直线为进料线q线，该线与平衡线的交点坐标为xq=最小回流比R取操作回流比R=1.52.4精馏段和提馏段操作线方程2.4.1求精馏塔的气液相负荷L=RD=100.71Kmol/hV=(R+1)D=167.85Kmol/hL`=L+qF=281.09V、=V=167.852.4.2求操作线方程精馏段:y=提馏段:y,=L+qFL+qF-Wx2.5精馏塔理论塔板数与理论加料位置由苯——甲苯气液平衡线x-y图，进料板NF=10，精馏段9块，提馏段11块。2.6实际板数的计算（1）全塔效率查表2数据利用拉乌尔定律计算αjαtα=查表6得μA=0.272mpasμB平均粘度由公式，得:μ全塔效率ET=0.49×(2.43×0.275)-0.245（2）实际板数的求取精馏段实际板数:NT=9/0.54=16.6≈17提馏段实际板数:NT=11/0.54=20.3≈21（包括再沸器）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BC6H6C6H5—CH378.1192.1380.1110.6288.5318.576833.44107.7表2苯和甲苯的饱和蒸汽压温度80.1859095100105110.6,kPa，kPa101.3340.0116.946.0135.554.0155.763.3179.274.3204.286.0240.0表3常温下苯—甲苯气液平衡数据温度80.1859095100105110.6液相中苯的摩尔率汽相中苯的摩尔率1.0001.0000.7800.9000.5810.7770.4120.6300.2580.4560.1300.26200表4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5组分的液相密度温度(℃)8090100110120苯,kg/甲苯,kg/814809805801791791778780763768表6液体粘度µ温度(℃)8090100110120苯（mP.s）甲苯（mP.s）0.3080.3110.2790.2860.2550.2640.2330.2540.2150.2283.精馏塔主要工艺尺寸的设计计算3.1物性数据计算3.1.1操作压力计算（1）塔顶操作压力P（2）每层塔板压降∆P=0.7Kpa（3）进料板压力P（4）精馏段平均压力P（5）塔底操作压力P（6）提馏段平均压力P3.1.2操作温度利用表3中的数据可求tF：92.1-89.448.9tD：81.2-80.295.0-tW:110.6-106.10-8.8精馏段平均温度：提馏段平均温度：3.1.3平均摩尔质量计算（1）塔顶平均摩尔质量计算==0.983，=0.930=0.983×78.11+（1-0.983）×92.13=78.35kg/Kmol=0.930×78.11+（1-0.930）×92.13=79.09kg/Kmol（2）进料板平均摩尔质量计算yF=0.721=0.721×78.11+（1-0.721）×92.13=82.02kg/Kmol=0.530×78.11+（1-0.530）×92.13=87.19kg/Kmol（3）精馏段平均摩尔质量计算=（+）/2=（78.35+82.02）/2=80.19kg/Kmol=（+）/2=（79.09+87.19）/2=83.14kg/kmol（4）塔底平均摩尔质量计算y21=0.024，x21=0.024×78.11+（1-0.024）×92.13=91.80kg/Kmol=0.004×78.11+（1-0.004）×92.13=92.08kg/Kmol（5）提馏段平均摩尔质量计算=（+）/2=（91.80+82.02）/2=86.91kg/Kmol=（+）/2=（92.08+87.19）/2=89.635kg/Kmol3.1.4平均密度计算（1）气相平均密度计算由理想气体状态方程计算==2.88==3.37（2）液相平均密度计算塔顶液相平均密度计算由=80.54℃查表5得=812.4，=807.6==812.32进料板液相平均密度计算由=91.79℃查表5得=796.5，=794.9进料板质量分率=0.530×78.110.530×78.11+(1-0.530)×92.13=0.=795.66精馏段液相平均密度计算=（+）/2=（812.32+795.66）/2=803.99塔底液相平均密度计算由=106.42℃查表5得=782.654，=783.938塔底质量分率αA=提馏段液相平均密度计算ρ3.1.5液体平均表面张力计算依式σ=X塔顶液相平均表面张力计算由=80.54℃查表4得=20.984mN/m，=21.502mN/m=+（1-）=21.020mN/m进料板液相平均表面张力计算由=91.79℃查表4得=19.628mN/m，=19.929mN/m=x10+（1-x10）=19.769mN/m精馏段液相平均表面张力计算=（+）/2=（19.769+21.020）/2=20.395mN/m塔底液相平均表面张力计算由=109.99℃查表4得=17.9654mN/m，=18.7938mN/m=x21+（1-x21）=0.004×17.9654+（1-0.004）×18.7938=18.790mN/m提馏段液相平均表面张力计算=（+）/2=（19.769+18.790）/2=19.280mN/m3.1.6液体平均黏度计算依式㏒μ=塔顶液相平均黏度计算由=80.54℃查表4得=0.303mPas，=0.307mPas㏒=㏒+（1-）㏒=0.930㏒（0.303）+（1-0.930）㏒（0.307）得=0.302mPas进料板液相平均黏度计算由=91.79℃查表6得=0.264mPas，=0.273mPas㏒=x10㏒+（1-x10）㏒=0.530㏒（0.264）+（1-0.530）㏒（0.273）得=0.269mPas精馏段液相平均黏度计算=（+）/2=（0.302+0.269）/2=0.285mPas塔底液相平均黏度计算由=100.99℃查表6得=0.250mPas，=0.263mPas㏒=x21㏒+（1-x21）=0.004㏒（0.250）+（1-0.004）㏒（0.263）=0.263mPas提馏段液相平均黏度计算=（+）/2=（0.263+0.269）/2=0.266mPas3.2精馏塔主要工艺尺寸的计算3.2.1精馏塔的塔体工艺尺寸计算（1）塔径的计算精馏段塔径的计算气、液相体积流率==1.298==0.00289由，式中C=，由史密斯关联图查取，图的横坐标为取板间距=0.4m，板上液层高度=0.06m，则-=0.4-0.06=0.34m，由史密斯关联图查得=0.078，则C==0.078×(20.39520)0.2=0.0783×812.32-2.882.88=取安全系数为0.7，则空塔气速为u=0.7=0.7×1.313=0.9191m/sD=按表准塔径圆整后为D=1.4m塔截面积A实际空塔气速为0.843m/s提馏段塔径的计算==167.85×86.913600×3.37=1.202==281.09×89.6353600×789.15=0.00869由，式中C=，由史密斯关联图查取，图的横坐标为0.112-=0.4-0.06=0.34m，由史密斯关联图查得=0.069C==0.069×=0.0677=1.034m/s取安全系数为0.7，则空塔气速为u=0.7=0.7×1.034=0.724m/sD=4Vsπu为和精馏段塔径保持一致，圆整后取为1.4m。塔截面积AT=1.539实际空塔气速为0.781m/s（2）精馏塔有效高度的计算精馏段有效高度=（-1）=（17-1）×0.4=6.4m提馏段有效高度=（-1）=（21-1）×0.4=8m在进料板上方开1个人孔，高度为0.8m，塔顶处开一人孔，精馏塔的效高度为Z=++0.8=15.2m3.2.2塔板主要工艺尺寸的计算（1）溢流装置计算塔径D=1.4m，选用单溢流弓形降液管，采用凹形受液盘堰长取=0.66D=0.66×1.4=0.924m堰高选用平直堰，堰上液层高度计算如下2.841000ELhl=2.841000（0.00289×3600精馏段：=-=0.06-0.0143=0.0457m提馏段：=2.841000（0.00869×36000.924）2=-=0.06-0.0297=0.0303m弓形降液管宽度和截面积精馏段：由=0.66，查弓形降液管参数图得=0.0722，=0.124则=0.0722×=0.111，=0.124D=0.174m验算液体在降液管中停留时间==17.284s﹥3～5s故降液管设计合理提馏段：由=0.66，查弓形降液管参数图得=0.0722，=0.124则=0.0722=0.111，=0.124D=0.174m验算液体在降液管中停留时间==5.748s﹥3～5s故降液管设计合理降液管底隙高度=，取=0.15m/s精馏段=3600×0.002893600×0.924×0.15-=0.0249m﹥0.006m提馏段=3600×0.008693600×0.924×0.-=0.0068m﹥0.006m故选用凹形受液盘=50mm（2）塔板布置塔板的分块塔径D>1.4m，故塔板采用分块式，查表得塔板分为4块边缘区宽度WC=0.035m，安定区宽度WS=0.065m孔区面积计算A其中：x=D/2–（Wd+WS）=1.4/2-（0.174+0.065）=0.461mR=D/2–WC=1.4/2-0.035=0.665mAa=1.118孔设计与其排列本设计处理的物系无腐蚀性，可选用δ=3mm碳钢板，取筛孔直径do=5mm。筛孔按正三角形排列，孔中心距t为：t=3do=3×5=15mm筛孔数目n为：n=1.155t塔板开孔区的开孔率∅为∅=开孔率在5～15%范围内，符合要求。气体通过筛孔的气速为精馏段：u提馏段：u03.3筛板流体力学验算3.3.1塔板压降（1）干板阻力hc由do/δ=5/3=1.67查图干筛孔的流量系数图得C0=0.772由得精馏段：hcj提馏段：hct（2）气流通过液层的阻力计算由uaj=VsjA且u气相动能因数FoF0=0.908×F0=0.842×3.37精馏段：=hL=0.0348m液柱提馏段：=hL=0.0342m液柱（3）液体表面张力的阻力的计算精馏段：hσj提馏段：hσ气体通过每层塔板的液柱精馏段：0.0775m液柱提馏段：0.0772m液柱气体通过每层塔板的压降精馏段：∆p提馏段：∆p符合设计要求。3.3.2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。3.3.3液沫夹带液沫夹带量根据设计经验，一般取=2.5×0.06=0.15m精馏段：evj=5.7×10-6σ提馏段：evt=5.7×10-6σLt故本设计中液沫夹带量ev在允许的范围内3.3.4漏液对筛板塔，漏液点气速精馏段：u实际孔速=11.52m/s﹥，稳定系数K=U0U0.min=1.91提馏段：u实际孔速=10.68m/s﹥，稳定系数K=U0U0.min=1.92故本设计中无明显的漏夜。3.3.5液泛验算为防止塔内发生液泛，降液管内液层高应满足苯—甲苯物系属一般物系，取=0.5，板上不设进口堰，hd=0.153Ls精馏段：=0.5×（0.4+0.0457）=0.22285m0.0775+0.06+0.009792=0.147m液柱﹤提馏段：=0.5×（0.4+0.0303）=0.21515m0.0772+0.06+0.009792=0.146m﹤故在本设计中不会发生液泛现象3.4塔板负荷性能图3.4.1漏液线由得，代入数据整理后精馏段： Vsj.min=6.3830.0095+0.09表7精馏段漏液线数据LS（m3/s）0.00060.00200.00350.0050VS（m3/s）0.6430.6670.6870.703据此做精馏段塔板负荷性能图漏液线。提馏段：Vst.min=5.8450.0075+0.09表8提馏段漏液线数据LS（m3/s）0.00060.00200.00350.0050VS（m3/s）0.5270.5520.5720.588据此做提馏段塔板负荷性能图漏液线。3.4.2液沫夹带线取液沫夹带极限值eV=0.1kg液/kg气由式中ULW=0.924m，HT=0.4m，近似取E=1精馏段：整理得V在操作范围内取几个LSj，计算相应VSj列于下表表9精馏段液沫夹带线数据LS（m3/s）0.00060.00200.00350.0050VS（m3/s）2.4492.3122.2002.104据此做精馏段塔板负荷性能图液沫夹带线。提馏段：整理得V在操作范围内取几个LSt值，计算相应VSt值列于下表，据此做提馏段液沫夹带线。表10提馏段液沫夹带线数据LS（m3/s）0.00060.00200.00350.0050VS（m3/s）2.7452.6092.4992.404

据此做精馏段塔板负荷性能图液沫夹带线3.4.3液相负荷下限线对于平直堰，取堰上液层高度hOW=0.006m作为液相负荷下限线的条件。取E=1.0精馏段：how=0.703L据此做精馏段塔板负荷性能图中与气体流量无关的液相负荷下限线。同理提馏段：L据此可做提馏段塔板负荷性能图中与气体流量无关的垂直液相负荷下限线。3.4.4液相负荷上限线取液体在降液管中的停留时间θ=4s为限精馏段：L提馏段：L据此可分别作出精馏段和提馏段中与气体流量无关的垂直液相负荷上限线并都记为。3.4.5液泛线令忽略，将how与Ls；与Ls；hc与Vs的关系式代入上式，并整理得：aabcd精馏段：V在操作范围内取几个LSj，依上式计算相应VSj列于下表，据此做精馏段塔板负荷性能图中液泛线。表11精馏段液泛线数据LS（m3/s）0.00060.00200.00350.0050VS（m3/s）2.4292.3162.1952.068提馏段：V在操作范围内取几个LSt依上式计算相应VSt于下表，据此做提馏段塔板负荷性能图中液泛线。表12提馏段液泛线数据LS（m3/s）0.00060.00200.00350.0050VS（m3/s）2.3482.2682.1862.098综上所得，分别画出精馏段塔板负荷性能图和提馏段塔板负荷性能图。由精馏段负荷性能图知，该筛板的操作上限为液泛控制，下限为漏液控制。并查得图2精馏段性能负荷图Vs，min=0.62/sVs，max=2.09/s精馏段操作弹性为：2.09由提馏段负荷性能图知，该筛板的操作上限为液泛控制，下限为漏液控制。并查得图3提馏段负荷性能图Vs，min=0.510/sVs，max=1.610/s提馏段操作弹性为：Vs4.接管尺寸的确定1.塔顶蒸汽出料管d塔顶到冷凝器的蒸气导管，必须具有合适的尺寸，以免压力降过大，管径可按下式计算。取u=1.0m/s,则式中蒸气速度uv在常压操作时取12~20m/s,绝对压为6000pa~1400pa时取30~50m/s,绝对压小于6000pa时取50~70m/s。2.回流管回流量L=RD=100.7Kmol/h通常，重力回流管内流速uR取0.2~0.5m/s,强制回流uR取1.5~2.5m/s。回流管直径dR为3.进料管df和塔釜出料管dw料液由高位槽流入塔内时，进料管内流速uf可取0.4~0.8m/s；或由泵输送，uf可取1.5~2.5m/s，塔釜流出液体流速uw一般取0.5~1.5m/s，计算公式与前面所述回流管径的计算式相同。所有计算所得尺寸均应圆整到相应规格的直径。5.板式塔的结构与附属设备1）.塔体结构板式塔内部装有塔板、降液管、各物流的进出口管与人孔、基座、除沫器等附属设备。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。1．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，此段远高于塔板间距（甚至高出一倍以上），或根据除沫器要求高度决定。2.塔底空间指塔内最下层塔板到塔底间距。其值由如下二因素决定，即：塔底贮液空间依贮存液量停留3~5min或更长时间而定；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。3、进料位置通过工艺计算可以确定最适宜的进料位置，但在结构设计时应考虑具体情况进一步安排不同的进料位置。一般离最适宜进料位置的上下约1~3块塔板处再设置两个进料口。相邻两个进料位置的距离应由设计者综合多种因素确定。2）.精馏塔的附属设备1、冷凝器常用的冷凝器大多为列管式，并使蒸汽在壳程冷凝，冷却水或其它冷却剂在管程流动以提高传热系数和便于排出凝液。在求得所需的传热面积后，应考虑有一定裕度供调节之用，并根据冷凝器的规格来具体选取，特殊情况下亦可另外进行设计。多数情况下，冷凝器水平的安装于塔顶，利用重力使部分凝液自动流入塔内作为回流，称为自流式。冷凝器距塔顶回流液入口所需的高度可根据回流量和管路阻力计算，并应有一定裕度。当冷凝器很大时，为便于安装检修和调节，常将冷凝器装于地面附近，回流液用泵输送，称为强制回流式，这时，在冷凝器和泵之间宜加设冷凝储罐来作为缓冲；另外，由于管路散热的影响，返至塔顶的温度相对较低，属于冷回流的情况。对于直径较小的塔，冷凝器宜较小，可考虑将它直接安装于塔顶和塔连成一体。这种整体结构的优点是占地面积小，不需要冷凝器的支座，缺点是塔顶结构复杂，安装检修不便。2、再沸器常用的再沸器有立式和卧式两种。在立式再沸器中，由于管内物料被加热而使密度减小，与塔底物料形成的自然循环效果好，有利于提高传热系数，还具有占地面积小，物料在管内流动便于清洗的优点。但它要求有较高的塔的支座，以保证物料循环所需的压头。当再沸器的传热面积较大时，为避免支座过高和管数过多引起的物料循环不均匀，可采用卧式再沸器。但卧式再沸器也有一定缺点，入物料在壳程通过难以清洗，常不得不采用较复杂的浮头或U型管结构，且自然循环的传热效果较差和占地面积较大。综上所述，本设计采用的是列管式塔顶与塔底产品冷凝器和立式再沸器。

筛板塔设计一览表项目符号单位计算数据精馏段提馏段各段平均压强Pkpa107.25120.55各段平均温度t0C86.165100.890平均流量气相Vsm3/s1.2981.202液相LSm3/s0.002890.00869实际塔板数N块1721板间距HTm0.40.4塔的有效高度Zm6.48塔径Dm1.41.4空塔气速um/s0.8430.781塔板液流型式单流型单流型溢流装置溢流管型式弓形弓形堰长LWm0.9240.924堰高hwm0.04570.0303溢流堰宽度Wdm0.1470.147板上清液层高度hLm0.060.06孔径d0mm55孔间距tmm1515孔数n5739开孔面积Aam21.118塔板压降Δp0KPa0.70.7液体在降液管停留时间s17.2845.748降液管内层清液高度Hdm0.14700.146液沫夹带evkg/kg0.0170.014负荷上限液泛控制液泛控制负荷下限漏液控制漏液控制气相最大负荷Vmaxm3/s2.091.61气相最小负荷Vminm3/s0.620.51操作弹性3.373.16

参考文献（1）贾绍义.柴诚敬.《化工原理课程设计指导书》，天津大学出版社；（2）化工原理教研室.《化工原理课程设计指导书》，吉林化工学院编；（3）杨祖荣.《化工原理》，化学工业出版社；（4）匡国柱.史启才.《化工单元过程与设备课程设计》；（5）陈敏恒等编《化工原理》下册，化学工业出版社出版；（6）“化工原理设计手册”与其他参考书籍。

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