化工原理课程设计苯甲苯筛板精馏塔设计.doc

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1、化工原理课程设计设计题目：苯-甲苯筛板精馏塔设计学 生 姓 名： 班级：学 号：指导教师：设计时间:年月日 月 日完成时间: 年 月 日 于徐州目 录任务书1 摘 要2 ABSTRACT2 第1章 绪论31.1 塔设备的分类31.2 塔设备在化工生产中的作用和地位 31.3 设计条件 31.4 问题研究 3第2章 板式塔的设计 321 工业生产对塔板的要求 32.2 设计方案的确定 42.2.2 操作压力的选择 42.2.3 进料热状况的选择 42.2.4 加热方式的选择 42.2.5 回流比的选择 4第3章 工艺流程图 4第4章 工艺计算及主体设备的计算 54.1 精馏塔的物料衡算 5 4.

2、1.1 原料液及塔顶、塔底产品的摩尔分率54.1.2 原料液及塔顶、塔底产品的平均摩尔质量54.1.3 物料衡算54.2 塔板数的确定 54.2.1理论板层数NT的求取54.2.2 实际板层数的求解 84.3 精馏塔的工艺条件及有关物性数据计算 84.3.1 操作压力的计算84.3.2 操作温度计算84.3.3 平衡摩尔质量的计算94.3.4 平均密度的计算 94.3.5 液体平均表面张力计算 104.3.6 液体平均粘度计算 114.4 精馏塔的塔体工艺尺寸计算124.4.1 塔径计算124.4.2 精馏塔有效高度的计算134.5. 塔板主要工艺尺寸的计算134.5.1 溢流装置计算134.

3、5.2 塔板布置144.6. 筛板的流体力学验算154.6.1 塔板压降154.6.2 液面落差164.6.3 液沫夹带164.6.4 漏液164.6.5 液泛174.7 塔板负荷性能图174.7.1 漏液线174.7.2 液沫夹带184.7.3 液相负荷下限线184.7.4 液相负荷上限线194.7.5 液泛线194.7.6精馏段筛板的主要结果汇总21第5章塔体及附件计算225.1塔体计算 225.2附件计算 225.3附属设备计算 24第6章热量衡算256.1塔顶热量衡算256.2塔底热量衡算266.3晗值衡算 27设计总结29主要符号说明30参考文献31化工原理课程设计任务书设计题目：苯

4、-甲苯筛板精馏塔设计设计条件： 1、常压p=1atm（绝压）。2、原料来自粗馏塔，为9596饱和蒸汽，由于沿程热损失，进精馏塔时，原料温度约为90；3、塔顶浓度为含苯93.5%（质量分数）的药用酒精，产量为30吨/天；4、塔釜采用饱和蒸汽直接加热，从塔釜出来的残液中甲苯浓度要求不大于2%（质量分数）；5、塔顶采用全凝器，泡点回流，回流比R=1.12.0Rmin；6、厂址：徐州地区三、设计任务：1、完成该精馏塔的工艺设计，包括辅助设备及进出口管路的计算和选型；2、画出带控制点工艺流程图、xy相平衡图、塔板负荷性能图、塔板布置图、精馏塔工艺条件图；3、写出该精馏塔的设计说明书，包括设计结果汇总和设

5、计评价。专业：高分子材料与工程 班级：12高分子1班 姓名：张顾平 学号：32设计日期：2015年4月27日至2015年5月24日指导老师签字：刘玉胜摘 要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，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。本设计的题目是苯甲苯二元物系板式精馏塔的设计。在确定的工艺要求下，确定设计方案，设计内容包括精馏塔工艺设计计算，塔辅助设备设计计算，精馏工艺过程流程图，精

6、馏塔设备结构图，设计说明书。ABSTRACTDistillation is one of the most commonly used unit operation in the separation of liquid mixtures, which contains a mixture of liquefied gases, and has been widely used in chemical engineering, oil refining, petrochemical and other industries. Distillation process in energy age

7、nt driven, gas-liquid two-phase repeatedly direct contact with and separation, using liquid mixture of components of the volatility of the different, the volatile components from liquid to gas phase transfer, difficult volatile points from gas phase to liquid phase transfer, realize the separation o

8、f the components of the raw material mixture. The subject of this design is the design of the plate column of the two element system of benzene and toluene. In determining the process requirements, to determine the design scheme, design content including calculation of distillation process design, t

9、ower auxiliary equipment design and calculation, distillation process flow chart, equipment structure diagram of distillation column design manual第1章 绪 论1.1 塔设备的分类塔设备是能够实现蒸馏的气液传质设备，广泛应用于化工、石油化工、石油等工业中，其结构形式基本上可以分为板式塔和填料塔两大类。板式塔内设置一定数量的塔板，气体以鼓泡或喷射的方式穿过板上的液层，进行传质于传热。在正常操作下，气相为分散相，液相为连续相，气相组成呈阶梯变化，属于逐级

10、接触逆流操作过程。填料塔内装有一定高度的填料层，液体自塔顶沿填料表面下流，气体逆流向上(有时也采用并流向下)流动，气体两相密切接触进行传热与传质。在正常操作过程中，气相为连续相，液相为分散相，气相组成呈连续变化，属于微分接触逆流操作过程。 1.2 塔设备在化工生产中的作用和地位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石油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

11、理和环境保护等各个方面，都有非常重大的影响。1.3 设计条件进料量每天30吨，原料中含苯45%（质量分数），用饱和蒸汽直接加热。要求塔顶馏出物含苯93.5%（质量分数），塔釜残液中含苯不大于2%，操作回流比取最小回流比的2.0倍。1.4 问题研究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。第2

12、章 板式塔的设计2.1 工业生产对塔板的要求： 通过能力要大，即单位塔截面能处理的气液流量大。 塔板效率要高。 塔板压力降要低。 操作弹性要大。 结构简单，易于制造。在这些要求中，对于要求产品纯度高的分离操作，首先应考虑高效率；对于处理量大的一般性分离（如原油蒸馏等），主要是考虑通过能力大。22设计方案的确定22.1装置流程的确定精馏装置包括精馏塔，原料预热器，再沸器，冷凝器，釜液冷却器和产品冷却器等设备。蒸馏过程按操作方式不同，可分为连续精馏和间歇精馏两种流程。在本次的设计中，是为分离苯甲苯混合物。对于二元混合物的分离，应该采用连续精馏流程。2.2.2操作压力的选择 蒸馏过程按操作压力不同，

13、可分为常压蒸馏，减压蒸馏和加压蒸馏。一般除热敏性物系外，凡通过常压 分离要求，并能用江河水或循环水将馏出物冷凝下来的物系，都应采用 常压精馏。 根据本次任务的生产要求，应采用常压精馏操作。2.23进料热状况的选择蒸馏操作有五种进料热状况，它的不同将影响塔内各层塔板的汽、液相负荷。工业上多采用接近泡点的液体进料和饱和液体进料，通常用釜残液预热原料。所以这次采用的是泡点进料。2.2.4加热方式的选择 由于采用泡点进料，将原料液加热至泡点后送入精馏塔内。塔顶上升蒸汽采用全凝气冷凝，冷凝液在泡点下一部分回流至塔内，其余部分经产品冷却后送至储罐。2.2.5回流比的选择 回流比是精馏操作的重要工艺条件，其

14、选择的原则是使设备费用和操作费用之和最低。 苯甲苯混合液是属易分离物系，最小回流比较小，故操作回流比取最小回流比的2.0倍。塔釜采用直接蒸汽加热，塔顶产品经冷却后送至储罐。第3章 带控制点工艺流程图板式塔主要由筒体、封头、塔内构件（包括塔板、降液管和受液盘）、人孔、进出口管和群座等组成。按照塔内气、液流动的方式，可将塔板分为错流与逆流塔板两类。此次设计按照要求选用筛板塔来分离苯-甲苯系，见附图。第4章 塔体计算本设计采用连续精馏流程，饱和液体进料。塔顶上升蒸汽采用全凝器冷凝，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。该物系属于易分离物系，最小回流比比较小，故操作回流比

15、取最小回流比的2倍。塔釜采用饱和蒸汽直接加热，塔底产品冷却后送至储罐。4.1 精馏塔的物料衡算4.1.1原料液级塔顶、塔底产品的摩尔分率苯的摩尔质量 甲苯的摩尔质量 4.1.2 原料液及塔顶、塔底产品的平均摩尔质量 4.1.3物料衡算原料处理量 总物料衡算 苯物料衡算 联立解得 4.2 塔板数的确定4.2.1理论板数NT的求取(1)相对挥发度的求取苯的沸点为80.1，甲苯的沸点为110.6 当温度为80.1时 解得， 当温度为110.63时 解得，则有 相对挥发度：(2)最小回流比的求取由于是饱和液体进料，有q=1，q线为一垂直线，故，根据相平衡方程有最小回流比为回流比为最小回流比的2倍，即(

16、3)精馏塔的气、液相负荷 (4)操作线方程精馏段操作线方程 提馏段操作线方程 两操作线交点横坐标为 理论板计算过程如下：采用逐板计算法求理论塔板层数，精馏段塔板数： 操作线方程 平衡方程： 因此精馏段理论板数为5块，从第六块进料。提流段操作线方程：平衡方程：因此提溜段理论板数为6。总理论板层数NT=11(包括再沸器)进料板位置NF=64.2.2实际板数的求取全塔效率：ET=0.17-0.616lg0.2540.537精馏段实际板数：提溜段实际板数：所以进料板为第11块板，实际塔板数22.4.3精馏塔的工艺条件及有关物性数据的计算(1)操作压力的计算塔顶的操作压力 每层塔板的压降 进料板压力 精

17、馏段平均压力 (2) 操作温度的计算以上计算得： 塔顶温度 进料板温度 精馏段平均温度 (3)平均摩尔质量计算塔顶平均摩尔质量的计算由理论板的计算过程可知，进料板平均摩尔质量的计算由理论板的计算过程可知，精馏段的平均摩尔质量为(4)平均密度计算 气相平均密度计算由理想气体状态方程式计算，即 液相平均密度计算液相平均密度计算依下式计算，即：塔顶液相平均密度的计算。由，查液体在不同温度下的密度表得： 进料板液相平均密度的计算。由，查液体在不同温度下的密度表得： 精馏段的平均密度为： (5)液体平均表面张力的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，查液体表面张力共线图得：

18、 进料板液相平均表面张力的计算：由，查液体表面张力共线图得： 精馏段平均表面张力为：(6)液体平均黏度计算液相平均黏度依下式计算，即：塔顶液相平均黏度的计算：由，查液体黏度共线图得： 进料板液相平均黏度的计算：由，查气体黏度共线图得： 精馏段液相平均黏度为：4.4精馏塔的塔体工艺尺寸计算(1)塔径的计算精馏段的气、液相体积流率为：由，式中C由求取，其中由筛板塔汽液负荷因子曲线图查取，图横坐标为取板间距，板上液层高度，则查筛板塔汽液负荷因子曲线图得取安全系数为0.7，则空塔气速为：按标准塔径圆整后为。塔截面积为：(2)精馏塔有效高度的计算精馏段有效高度为：提馏段有效高度为：全塔有效高度Z=8m4

19、.5塔板主要工艺尺寸的计算(1)溢流装置计算因塔径，可选用单溢流弓形降液管，采用凹形受液盘。各项计算如下： 堰长取 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，则取板上清液层高度故 弓形降液管宽度和截面积：由，查弓形降液管参数图得： 则：，验算液体在降液管中停留时间，即：故降液管设计合理。 降液管底隙的流速，则：故降液管底隙高度设计合理。选用凹形受液盘，深度。(2)塔板布置 塔板的分块。因，故塔板采用分块式。查塔板块数表得塔板分为4块。 边缘区宽度确定：取， 开孔区面积计算。开孔区面积计算为：其中 故 筛孔计算及其排列。由于苯和甲苯没有腐蚀性，可选用碳钢板，取筛孔直径。

20、筛孔按正三角形排列，取孔中心距t为：筛孔数目n为：开孔率为：气体通过筛孔的气速为：4.6筛板的流体力学验算(1)塔板压降 干板阻力计算。干板阻力由下式计算：由，查筛板塔汽液负荷因子曲线图得故 气体通过液层的阻力计算。气体通过液层的阻力由下式计算，即 查充气系数关联图得。故。 液体表面张力的阻力计算。液体表面张力所产生的阻力由下式计算，即：气体通过每层塔板的液柱高度按下式计算：气体通过每层塔板的压降为：(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) 液沫夹带液沫夹带按下式计算： = =2.5hL=故：故在本设计中液沫夹带量在允许的范围内。

21、(4) 漏液对筛板塔，漏液点气速按下式计算：实际孔速稳定系数为故在本设计中无明显漏液。(5) 液泛为防止塔内发生液泛，降液管内液层高应服从下式所表示的关系，即：苯甲苯物系属一般物系，取，则：而 板上不设进口堰，按下式计算：，故本设计中不会发生液泛现象。4.7精馏段塔板负荷性能图(1)漏液线由 = =得：在操作范围内，任取几个值，依上式计算出值，计算结果列于下表表1 漏液线计算结果0.00060.00150.0030.00450.3160.3260.3380.348由上表1数据即可作出漏液线1(2)液沫夹带线以为限，求关系如下：由整理得在操作范围内，任取几个值，依上式计算出值，计算结果列于下表表

22、2 液沫夹带线计算结果0.00060.00150.00300.00451.21.13971.0620.997由上表2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=0.006作为最小液体负荷标准: =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(4)液相负荷上限线以作为液体在降液管中停留时间的下限 =4故 = 据此可作出与气体流量无关的垂直液相负荷上限线4。(5)液泛线令由联立解得忽略，将与，与，与的关系式代入上式，并整理得：式中将有关的数据代入整理，得在操作范围内，任取几个值，依上式计算出值，计算结果列于下表表3液泛线计算表0.00060.00150.0

23、0300.00451.1271.0861.0230.952由上表3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，如下图：VsLs图4-1 精馏段筛板塔的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。由上图可看出，该筛板的操作上限为液泛控制，下限为漏液控制。由图查得： = 0.3 = 1.1故操作弹性为：/=3.67所设计精馏段筛板的主要结果汇总于下表4序号项目数值序号项目数值1平均温度tm,86.6517边缘区宽度,m0.0352平均压力pm,kPa103.518开孔区面积,m20.5323气相流量(m3/s)0.53319筛孔直径,m0.0054液相流量(m3

24、/s)0.001420筛孔数目27315塔的有效高度，m821孔中心距,m0.0156实际塔板数2222开孔率,%10.17塔径,m123空塔气速, m/s0.7358板间距0.424筛孔气速, m/s9.969溢流型式单溢流25稳定系数1.69810降液管型式弓型26单板压降,kPa0.55111堰长,m0.6627负荷上限液泛控制12堰高,m0.04928负荷下限漏夜控制13板上液层高度,m0.0629液沫夹带,kg液/kg气0.01514堰上液层高度,m0.01130气相负荷上限, m3/s0.915降液管底隙高度,m0.026531气相负荷下限, m3/s0.316安定区宽度,m0.0

25、6532操作弹性3.67第5章 塔体及附件设计5.1塔体结构（一） 塔顶空间 指塔内最上层塔板与塔顶空间的距离。为利于出塔气体夹带的液滴沉降，其高度应大于板间距，通常取HD为（ 1.52.0）HT。需要安装除沫器时，要根据除沫器的安装要求确定塔顶空间 取 HD=1m（二）塔底空间HB 则塔底空间为：HB=1.5m（三） 人孔 开2个人孔，在第8块板取一人孔，在第16块板开一人口 板间Hp=600mm; 封头和裙坐各开一人孔 人孔直径为500mm 伸出筒体200mm裙坐取2m 封头取 0.5m（四） 塔高H(不包括封头、裙坐) H=(n-nF-np-1)HT+nFHF+nPHp+HD+HB 所以

26、H=(22-1-2-1)0.4+10.5+20.6+1+1.5=11.45.2附件的计算5.2.1接管(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,高位槽进料。F=3500Kg/h , =799.99Kg/ 则体积流量 管内流速则管径圆整后取27mm(2) 回流管采用直管回流管，回流管的回流量塔顶液相平均摩尔质量,平均密度则液体流量采用的是重力回流，所以速度u=0.4m/s则回流管直径圆整取d=45mm(3)塔顶蒸汽接管塔顶蒸汽密度 塔顶汽相平均摩尔质量则蒸汽体积流量： 取管内蒸汽流速 则圆整取d=180mm(4)釜液排出管塔底w=6.9kmol

27、/h 平均密度平均摩尔质量体积流量：取管内流速则圆整 d=35mm (5)塔釜进气管塔釜蒸汽密度塔顶汽相平均摩尔质量则塔釜蒸汽体积流量：取管内蒸汽流速则则实际管径d=180mm5.3 附属设备设计5.3.1 冷凝器塔顶温度tD=81.7 用原料冷却t1=20 t2=30 则由tD=81.7 查液体比汽化热共线图得塔顶被冷凝量 冷凝的热量取传热系数K=600W/m2k，则传热面积冷凝水流量5.3.2 再沸器塔底温度tw=107.8 用t0=135的低压蒸汽，釜液出口温度t1=112则 由tw=107.8 查液体比汽化热共线图得又气体流量Vh=3567.6m3/h 密度则取传热系数K=600W/m

28、2k，则传热面积加热蒸汽的质量流量第6章 热量衡算6.1 塔顶热量衡算表6-1苯甲苯的蒸发潜热与临界温度物质沸点0C蒸发潜热KJ/Kg临界温度TC/K苯80.1394288.5甲苯110.63363318.57由： 其中 则: t D = 81.7 0C时苯: 蒸发潜热 甲苯: Tr 2 = (81.7 + 273.15) / 318.57 = 1.11 Tr1 = (110.63 + 273.15) / 318.57 = 1.2蒸发潜热 MD = 78.587kg / mol D = M D D = 78.587 19.84=1559.17kJ / kg IVD I LD = X D HVA

29、 -(1 -X D ) HVB = 0.966 400.71- (1- 0.966) 289.23 = 377.25kJ / kg QC = ( R + 1) D ( IVD- I LD ) = (2.46+1) 1559.17 377.25=2.035 106 kJ / kg6.2塔底热量衡算其中 则: tw=107.80C 苯: Tr 2 = (107.8 + 273.15) / 288.5 = 1.32 Tr1 = (80.1 + 273.15) / 288.5 = 1.22蒸发潜热 HV 1 = HV 1 ( 1- Tr 2) /(1-Tr1)0.38 = 394 ( 1-1.32)

30、/(1-1.22)0.38=454.29 kJ / kg甲苯: Tr 2 = (107.8 + 273.15) / 318.57 = 1.196 Tr1 = (110.63 + 273.15) / 318.57 = 1.2047蒸发潜热 HV 2 = HV 1 ( 1- Tr 2) /(1-Tr1)0.38= 363( 1-1. 1995) /(1-1.2047)0.38=357.058 = 91.59kg / mol D = W = 91.59 21.216= 5469.905kJ / kg IVw- I Lw = (1- X w) HV2- X wHV1 = (1- 0.0468) 359.47 -0.00.468 454.29 = 319.09kJ / kg QC = ( R + 1) D ( IVD- I LD )= (2.42+1) 1943.17 319.09= 1.5 106 kJ / kg 6.3 焓值衡算 由前面的计算过程及结果可知：塔顶温度