化工原理课程设计苯甲苯的分离1

1、. 化工原理课程设计 苯甲苯精馏塔设计 年级 专业 设计者姓名 设计单位 指导老师 完成日期 目录概述3浮阀塔设计任务书3设计计算43.1设计方案的选定43.2 精馏塔的物料衡算43.353.3.1理论板层数NT的求取53.3.2确定实际板数83.4 精馏塔的工艺条件及有关物性数据的计算93.4.1操作温度计算 93.4.2平均摩尔质量计算 93.4.3平均密度计算 103.4.4 液体平均表面张力计算123.4.5液体平均粘度计算 123.4.6气液负荷计算133.5 精馏塔的塔体工艺尺寸计算143.6 塔板主要工艺尺寸的计算163.7 塔板的流体力学校核183.8 塔板负荷性能图 20设计

2、结果一览表23塔附件设计24苯甲苯精馏塔的工艺流程图25结束语26参考文献 26概述 蒸流和精馏是化工生产中常用的一种混合物分离方法。精馏过程的实质是利用混合物中各组分具有不同的挥发度。即在同一温度下，各组分的饱和蒸汽压不同这一性质，使液相中的轻组分转移到汽相中，汽相中的重组分转移到液相中，从而达到分离的目的。因此精馏塔操作弹性的好坏直接关系到化工企业的经济效益。在化工生产中，塔设备的性能对于整个装置的产品产量、质量、生产能力和消耗定额，以及三废处理和环境保护等各个方面，都有非常重大的影响。本设计是针对苯甲苯的分离而专门设计的塔设备。根据设计条件以及给出的数据描述出塔温度的分布，求得最小回流比

3、以及塔顶的相对挥发度、塔釜的相对挥发度、全塔平均相对挥发度，又根据物料平衡公式分别计算出精馏段和提馏段的汽、液两相的流量。之后，计算塔板数、塔径等。根据这些计算结果进行了塔板结构的设计等。计算和设计这些之后进行了有关的力学性能计算和一系列的校核。浮阀塔设计任务书一、工艺要求与数据 1、料液为苯甲苯混合液，含苯0.4（质量分率，下同）； 2、产品含苯不低于94%，残液含苯不高于3% 3、生产能力：50000吨/年（按进料算）二、设计条件连续操作、中间加料、泡点回流。操作压力：常压进料状况：泡点进料生产时间：330天/年塔釜间接蒸汽加热三、设计内容精馏装置流程设计与论证精馏过程的工艺计算浮阀塔主要

4、工艺尺寸的确定塔盘设计流体力学条件校核、作负荷性能图主要辅助设备的选型四、设计成果设计说明书一份设计图纸，包括流程图，负荷性能图，塔盘布置图，浮阀塔工艺条件图。设计计算3.1设计方案的选定 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1.7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

5、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。由于产品粘度较小，流量较大，为减少造价，降低生产过程中压降和塔板液面落差的影响，提高生产效率，选用浮阀塔。浮阀塔特点：1.处理能力大，比同塔径的泡罩塔可增加20%40%，而更接近于筛板塔；2.操作弹性大，一般约为59，比筛板、泡罩和舌形踏板的操作性要大得多；3.塔板效率高，比泡罩塔高15%；4.压力小，在常压塔中每块板的压降一般为400660N/；5.液面梯度小；6.使用周期长

6、；7.结构简单，安装容易，制造费为泡罩塔的60%80%,为筛板塔的120%130%。3.2 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 （2）原料液及塔顶、塔底产品的平均摩尔质量 （3）物料衡算 原料处理量总物料衡算 73.44 =DW苯物料衡算 73.440.440.949D0.035 W联立解得 D32.54 kmolhW=40.90 kmolh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理论板层数NT的求取 （1）由手册查得苯一甲苯物系的气液平衡数据，绘出x y图，见下图（2）求最小回流比及操作回流比。

7、采用作图法求最小回流比。在上图中对角线上，自点e（0.44,0.44）作垂线ef即为进料线(q线)，该线与平衡线的交点坐标为 0.653, 0.44故最小回流比为取操作回流比为（3）求精馏塔的气、液相负荷 (泡点进料：q=1)（4）求操作线方程 精馏段操作线方程为提馏段操作线方程为（5）逐板法求理论板又根据 可解得=2.475 相平衡方程 = 0.949 因为 精馏段理论板。进料板位置在第6快塔板。 所以提留段理论板则全塔总理论板层数（不包括再沸器）。3.3.2确定实际板数（1）全塔效率的计算采用“的精馏塔效率关联图”将全塔效率关联成的函数，近似式为 液体平均粘度为 （查表得各组分黏度=0.2

8、69，=0.277） 精馏段实际板层数提馏段实际板层数总实际板层数进料板在第11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。苯的安托因方程：甲苯的安托因方程：计算结果如下： 塔顶温度81.5进料板温度86.7 塔底温度=98.8精馏段平均温度=（ 81.586.7）/2 =84.1提馏段平均温度=（86.7+98.8）/2 =92.753.4.2平均摩尔质量计算 塔顶平均摩尔质量计算 由=0.949,查平衡曲线得进料板平均摩尔质量计算 由上面理论板的算法，得0.653，

9、0.44塔底平均摩尔质量计算由相平衡方程，得精馏段平均摩尔质量 提馏段平均摩尔质量3.4.3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，精馏段的平均气相密度即 提馏段的平均气相密度液相平均密度计算 液相平均密度依下式计算，即 塔顶液相平均密度的计算 由81.5查手册得 塔顶液相的质量分率 进料板液相平均密度的计算 由86.7，查手册得 进料板液相的质量分率 塔底液相平均密度的计算 由=98.8，查手册得 塔底液相的质量分率 精馏段液相平均密度为 提馏段液相平均密度为3.4.4 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 =81.5，查手册得

10、 进料板液相平均表面张力的计算 由=86.7，查手册得 塔底液相平均表面张力的计算 由 =98.8，查手册得 精馏段液相平均表面张力为 提馏段液相平均表面张力为 3.4.5液体平均粘度计算 液相平均粘度依下式计算，即 塔顶液相平均粘度的计算 由，查手册得 解出进料板液相平均粘度的计算 由，查手册得 解出塔底液相平均粘度的计算 由，查手册得 解出精馏段液相平均粘度为 提馏段液相平均粘度为 3.4.6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 (1) 塔径的计算最大空塔气速计算公式：其中C由计算 ， 有史密斯关联图查得。 塔板间距HT的选定很重要，它与塔高、塔径、物系性质、分

11、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7 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图中横坐标为：对精馏段：初选板间距，取板上液层高度，故；查图 得C20=0.07；依式校正物系表面张力为时 安全系数0.60.8，可取安全系数为0.8， 则空塔气速为： 故塔径按标准,塔径圆整为1.2m。对提馏段：初选板间距，取板上液层高度，故；查图得C20=0.068；依式校正物系表面张力为时可取安全系数为0.8，则空塔气速为：故塔径按标准,塔径圆

12、整为1.2m。 将精馏段和提溜段相比较可以知道，在设计塔的时候塔径取1.2m。3.6 塔板主要工艺尺寸的计算(1) 溢流装置计算 因塔径D1.2m，可选用单溢流弓形降液管，采用凹形受液盘。各项计算如下： a) 溢流堰长：单溢流取lW=（0.60.8）D，取堰长为0.7D=0.71.2=0.84mb)出口堰高：堰上液层高度 E值查上图可得到 。 查的E=1.02可得故c)降液管的宽度与降液管的面积：由查（2图35）得，故，利用(1：式1039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 故降液管底隙高度设计合理。 (2) 塔

13、板布置及浮阀数目与排列因D800mm，故塔板采用分块式。查下表得，塔极分为3块。分块式塔板数目塔径/mm8001200140016001800200022002400分块数目3456a) 取边缘区宽度, 安定区宽度，（当D1.5m时，Ws=6075mmb) 由2式345：计算开空区面积，c) 阀孔数与开孔率：本设计所处理的物系无腐蚀性，可选用 3 mm碳钢板，取阀孔直径 5 mm。 阀孔按正三角形排列，取孔中心距t为 t33 515mm 阀孔数目n为n = = =3266 个开孔率= 0.907（）= 0.907（）=10.05%气体通过阀孔的气速为 u = 塔板布置如图： 3.7 塔板的流体

14、力学校核 塔板的流体力学验算，目的在于检验以上初步估计的各项工艺尺寸的计算是否合理是否能保证塔的正常操作。若有不合理者，应调整参数使之合理。7.1塔板压降 气体通过塔板的压降 可按下式计算：a) 干板压降：可由2 3-70式 计算，由531.67，查2图3-12流量系数图得，C0=0.772b)液层压降：可由2 3-53式 计算， 由2与关联图查得板上液层充气系数=0.60， c)克服液体表面张力压降：因本设计采用浮阀塔，其值很小，可忽略。故则单板压强： (2) 雾沫夹带 故在设计负荷下不会发生过量雾沫夹带。(3) 漏液由式m/s塔板的稳定性系数，故在设计负荷下不会产生过量漏液。(4) 液泛为

15、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=0.092+0.036+0.0006=0.128m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，可认为精馏塔各项工艺尺寸是适合的。3.8 塔板负荷性能图 (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)0.0010.0030.0060.009Vs/(m3/s)0.4300.4460.4630.477由上表数据即可作出漏液线1。 (2) 雾沫夹带线 以 ev0.1kg液/kg气为限，求 Vs-Ls关系如下： 由 u=0.875Vh =0.047h= = 0.

16、766L故 H- h=0.283-1.92L e=0.1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) 0.0010.0030.0060.009Vs/(m3/s)0.7460.7350.7220.711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，取堰上液层高度作为最小液体负荷标准。 由得 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 液体的最大流量应保证液体再降液管中停留35s。以5s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4。 (5) 液泛线 由确定液

17、泛线，将各式代入得：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) 0.0010.0030.0060.009Vs/(m3/s)0.7890.7440.6750.593 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。 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=1.064 m3/s Vs,min=0.44 m3/s故操作弹性为 Vs,max / Vs,min=2.37设计结果一览表

18、项目数值及说明备注塔径D/m1.2分块式塔板正三角形排列雾沫夹带控制漏液控制塔间距/m0.4塔板型式单溢流弓形降液管空塔气速u/(m/s)0.975堰长/m0.84堰高/m0.047板上液层高度/m0.06降液管底隙高度/m0.031浮阀数N/个3266阀孔气速14.04临界阀孔气速6.41孔心距15单板压降725.57液体在降液管停留时间18.67降液管内清液层高度0.128气液负荷上限1.064气液负荷下限0.44操作弹性2.37塔附件设计1 进料管进料体积流量取适宜的输送速度，故经圆整选取热轧无缝钢管(YB231-64)，规格：实际管内流速：2冷凝器按冷凝器与塔的位置，可分为：整体式、自

19、流式和强制循环式。可根据需要选型。（1）整体式将冷凝器与精馏塔作成一体。这种布局的优点是上升蒸汽压降较小，蒸汽分布均匀，缺点是塔顶结构复杂，不便维修，当需用阀门、流量计来调节时，需较大位差，须增大塔顶板与冷凝器间距离，导致塔体过高。该型式常用于减压精馏或传热面较小场合。（2）自流式将冷凝器装在塔顶附近的台架上，靠改变台架的高度来获得回流和采出所需的位差。（3）强制循环式当冷凝器换热面过大时，装在塔顶附近对造价和维修都是不利的，故将冷凝器装在离塔顶较远的低处，用泵向塔提供回流液。需指出的是，在一般情况下，冷凝器采用卧式，因为卧式的冷凝液膜较薄，故对流传热系数较大，且卧式便于安装和维修。 3再沸器精馏塔底的再沸器可分为：釜式再沸器、热虹吸式再沸器及强制循环再沸器。可根据需要选型。（1）釜式式再沸器卧式再沸器，壳方为釜液沸腾，管内可以加热蒸汽。塔底液体进入底液池中，再进入再沸器的管际空间被加热而部分汽化。蒸汽引到塔底最下一块塔板的下面，部分液体则通过再沸器内的垂直挡板，作为塔底产物被引出。液体的采出口与垂直塔板之间的空间至少停留810分钟，以分离液体中的气泡。为减少雾沫夹带，再沸器上方应有一分离空间，对于小设备，管束上方至少有300mm高的分离空间，对于大设备，取再沸器壳径为管束直径的1.31.6倍。夹套式再沸器，液面上方必须留有蒸发空间，一般液面维持在容积的70%左右。夹