苯——甲苯分离精馏塔化工原理课程设计报告

-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*：周艳丽指导教师：韩伟专业 化学工程与工艺 * 2010101220 说明书 共页 图纸设计时间 2013年 5 月 28 日至2013年 6月 18日. z.-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. z.-Abstract The pinciples of chemical engineering course design is to cultivate studentsability of important chemical design teaching，through the curriculum that we try to grasp the basic knowledge of chemical engineering design，design principals and methods.To learn all kinds of manual operation and physical properties，chemical properties of searching methods and techniques.Grasp the results，can draw process tower structure，etc.In the design process should not only consider the feasibility of the theory，consider the safety in production and economic rationality. Plate column is an early tower，since the 1950s to plate column on a large scale，industrial master sieve-plate tower，and formed a plete design method.pared with the blister tower,has the following advantages:high board distillation production capacity,higher tower efficiency and simple structure,cost reduce 40% tray,installation,maintenance is easier.But in the plate column,sieve-plate tower structure than float valves is more simple,easy processing,the cost is about 60% of the tower of the blister,float valves for about 80% of the advantages of large capacity and processing,considering the design conforms to the requirements.The main contents of this course design is the process of material,craft calculation,the structure design and check.KEYWORDS:plate rectifying column;sieve-plate tower;design . z.-*：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140号每上浮50 kg/h为一个*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，*工程大学，2005；（2）陈敏恒等.化工原理下册第三版，化学工业出版；（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，*大学，2002；（4）申迎华.郝晓刚.化工原理课程设计，化学工业，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38mm，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：() 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，比同塔径的泡罩塔可增加1015。() 塔板效率高，比泡罩塔高15左右。() 压降较低，每板压力比泡罩塔约低30左右。 筛板塔的缺点是：() 塔板安装的水平度要求较高，否则气液接触不匀。() 操作弹性较小(约23)。 （) 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 ：*f=0.48 ； 馏出液组成 ：*d=0.98； 釜液组成 ： *w=0.045。故，原料液及塔顶、塔底产品的摩尔质量为：=0.4878.11+(1-0.48)92.13=85.40kg/kmol=0.9878.11+(1-0.98)92.13=78.39kg/kmol=0.04578.11+(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1450.48=D0.98+W0.045 （2）联立（1）（2），解得 D=67.46kmol/h W=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0.0 0.0 110.60.5920.78989.40.0880.212106.10.700 0.85386.80.200 0.370 102.20.8030.91484.40.300 0.500 98.60.9030.95782.30.3970.61895.20.950 0.97981.20.4890.710 92.11.00 1.00 80.2 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*-y图，见图2。 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=1.51.33=2.0理论塔板数的求取（1） 精馏塔的气液相负荷 L=RD=2.067.46=134.92kmol/hV=(R+1)D=(2.0+1)67.46=202.38kmol/h L=L+qF=134.92+0.9145=265.42kmol/h V=V-(1-q)F=232.62-(1-0.9)145=218.12kmol/h（2） 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。全塔效率（1）温度的计算 已知*D=0.98，*F=0.48,*W=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。 （2） 液体粘度L的求取 已知进料组成为*F=0.48，温度为92.4。查液体粘度共线图得LA=0.262mPas，LB=0.293mPas。则塔顶、塔底平均温度下的粘度为：L=*iLi=0.480.262+0.520.293=0.278mPas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2.2.6实际塔板数精馏段实际板层数 N精=7/0.548=12.7713块提馏段实际板层数 N提=7/0.548=12.7713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操作压强 塔顶压力 PD=750mmHg=98.68kPa 每层塔板压降 P=0.7kPa 进料板压力 PF=98.68+0.713=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+0.726=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。则 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*D=y1=0.98，查平衡曲线图（见图2），得 *1=0.952MVDm=0.9878.11+（1-0.98）92.13=78.39kg/kmolMLDm=0.95278.11+（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*F=0.449MVFm=0.65078.11+（1-0.650）92.13=83.02kg/kmolMLFm=0.44978.11+（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*W=0.025，查平衡曲线（见图2），yW=0.025，MVWm=0.02578.11+（1-0.025）92.13=91.78kg/kmolMLWm=0.02578.11+（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（1） 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/m=ai/i塔顶液相平均密度的计算由tD=80.6，查手册得A=813.46kg/m3 B=808.52kg/m3LDm=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A=801.64kg/m3 B=789.60kg/m3进料板液相的质量分率aA=(0.44978.11)/(0.44978.11+0.55192.13)=0.409LFm=1/(0.409/801.64+0.591/789.60)=794.48kg/m3精馏段液相平均密度精，Lm=（813.36+794.48）/2=803.92kg/m3(3) 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（4） 提馏段液相平均密度计算由tW=108.3，查手册得A=780.21kg/m3 B=781.87kg/m3LWm=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lgLm=*ilgi。（1）塔顶液相平均粘度的计算由tD=80.6,查手册得A=0.306mPas B=0.310mPaslgLDm=0.98lg(0.306)+0.02lg(0.310)解出LDm=0.305mPas（2）进料板液相平均粘度计算由tF=92.4，查手册得A=0.273mPas B=0.281mPaslgLFm=0.449lg(0.273)+0.551lg(0.281)解出LFm=0.277mPas（3） 塔釜液相平均粘度计算由tW=108.3，查手册得A=0.237mPas B=0.256mPaslgLWm=0.025lg(0.237)+0.975lg(0.256)解出LWm=0.256mPas（4） 精馏段液相平均粘度精，Lm=（0.305+0.277）/2=0.291mPas（5） 提馏段液相平均粘度提，Lm=（0.256+0.277）/2=0.267mPas2.3.6液体平均表面*力液相平均表面*力依下式计算，即Lm=*ii（1） 塔顶液相平均表面*力计算由tD=80.6,查手册得A=21.13mN/m A=21.63mN/mLDm=0.9821.13+0.0221.63=21.14mN/m(2) 进料板液相平均表面*力计算由tF=92.4，查手册得A=19.71mN/m A=20.34mN/mLFm=0.44919.71+0.55120.34=20.06mN/m（3） 塔釜液相平均表面*力由tW=108.3，查手册得A=17.72mN/m A=18.59mN/mLWm=0.02517.72+0.97518.59=18.57mN/m（4） 精馏段液相平均表面*力精，Lm=（21.24+20.06）/2=20.65mN/m（5） 提馏段液相平均表面*力提，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 史密斯关联图图的横坐标=0.0401取板间距HT=0.50m，板上液层感度hL=0.06m，则HThL =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=0.7uma*=1.110m/s=1.372m按标准塔径圆整后为 D精=1.4m（2） 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=0.7uma*=1.068m/s=1.414m按标准塔径圆整后为 D提=1.6m（3） 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=（0.60.8）D取lW=0.7D=0.71.6=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（3） 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=0.0928，=0.15故 Af=0.0928AT=0.09282.011=0.187Wd=0.15D=0.151.6=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 hWh0=0.045-0.032=0.0130.006m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（1） 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，mm8001200140016001800200022002400塔板分块数3456（2） 边缘区域宽度确定取WS=WS=0.075m，WC=0.045m（3） 开孔区面积计算开孔区面积按下式计算，即其中故 3.1.4 筛孔数n与开孔率由于苯甲苯物系无腐蚀性，可选用=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=35=15mm筛孔数目n为开孔率为气体通过阀孔的气速为塔的有效高度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+20.8=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（1） 塔板压降干板阻力由d0/=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故 （2） 气体通过液层的阻力h1计算气体通过液层的阻力 hl=hL查充气系数关联图（见图7），得=0.58。故 F0图7 充气系数关联图（3） 液体表面*力所产生的阻力h计算液体表面*力所产生的阻力h由下式计算气体通过每层塔板的液柱高度hP可按下式计算，即气体通过每层塔板的压降为3.2.2 雾沫夹带量eV的计算液沫夹带量由下式计算，即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可有下式求取故 实际孔速稳定系数为故在本设计中无明显漏液。液泛验算为防止塔内发生液泛，降液管内液层高Hd应服从下式，即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，即故在本设计中不会发生液泛现象。3.3塔板负荷性能图液沫夹带线以为限，求VSLS关系如下：由 故 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3LS 0.0050.0150.025VS3.660 3.1092.679由上表数据即可做出液沫夹带线1。 3.3.2 液泛线令由；联立得 忽略h,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=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。LS 0.0050.0150.025VS10.147 6.8732.577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=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。漏液线 由 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5LS 0.0050.0150.025VS0.757 0.7670.775由上表数据即可做出漏液线4。液相负荷上限线以=4s作为液体在降液管中停留时间的下限，由故 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 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。塔体结构（1） 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（2） 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。塔底驻液空间依贮存液量停留35min或更长时间（易结焦物料可缩短停留时间）而定。塔底液面至最下层塔板之间要有12m的间距，大塔可大于此值。本塔取（3） 人孔 一般每隔68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450500mm，其伸出塔体得筒体长为200250mm，人孔中心距操作平台约8001200mm。本塔设计每8块板设一个人孔，共两个，即（4） 塔高故全塔高为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，此时公称直径的值等于外径。根据所设计的塔径，先按内压容器设计厚度，厚度计算公式见下式：由上式计算出的计算厚度加上腐蚀裕量C2得到设计厚度d。4.3.2封头 本设计采用半球形封头，其厚度与筒体取相同厚度。第五章 设计结果一览表序号项目符号单位计算数据1产品摩尔质量塔顶MDkg/kmol78.39塔底MWkg/kmol91.5原料液MFkg/kmol85.40 2塔顶产品量Dkmol/h67.46 3塔底产品量Wkmol/h77.54 4最小回流比Rmin1.33 5精馏段液相负荷Lkmol/h134.92 气相负荷Vkmol/h202.38 6提馏段液相负荷Lkmol/h265.42 气相负荷Vkmol/h218.12 7理论板数NT块14 8全塔效率ET54.8%9温度塔顶tD 80.6 进料tF92.4塔釜tW 108.30 精馏段t精，m86.5提馏段t提，m100.3510实际塔板数N块2611精馏段平均密度气相v,mkg/m32.79液相L,mkg/m3803.9212提馏段平均密度气相v,mkg/m33.16液相L,mkg/m3788.1413液体平均粘度塔顶LDmmPas0.305进料板LFmmPas0.277塔釜LWmmPas0.256精馏段精，LmmPas0.291提馏段提，LmmPas0.26714液体平均表面*力塔顶LDmmN/m21.14进料板LFmmN/m20.06塔釜LWmmN/m18.57精馏段精，LmmN/m20.65提馏段提，LmmN/m19.3215精馏段平均压强P精，mkPa103.2316提馏段平均压强P提，mkPa112.3317精馏段平均流量气相Vsm3/s1.626液相LSm3/s0.0038418提馏段平均流量气相VSm3/s1.676液相LSm3/s0.0081819板间距HTm0.520塔的有效高度Zm13.621塔径Dm1.622实际空塔气速um/s0.83323塔板液流形式单溢流24溢流管型式弓形25堰长lwm1.1226堰高hwm0.04527溢流堰宽度Wdm0.2428弓形降液管截面积Afm20.18729管底与受业盘距离hom0.03230板上清液层高度hLm0.0731塔板分块块432孔径domm533孔间距tmm1534孔数n个729035开孔面积Aam21.420 36开孔率10.1%37筛孔气速uom/s11.6938稳定系数K1.93439塔板压降hPm0.085940液体在降液管中停留时间s11.4341雾沫夹带eVkg液/kg气0.008242负荷上限液沫夹带控制43负荷下限漏液控制44气相最大负荷VSma*m3/s3.10 45气相最小负荷VSminm3/s0.9846操作弹性3.13647塔高Hm17.8参考书目（1）唐伦成编著.化工原理课程设计简明教程，*工程大学，2005；（2）陈敏恒等.化工原理下册第三版，化学工业出版；（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，*大学，2002；（4）申迎华.郝晓刚.化工原理课程设计，化学工业，2009；（5）其它参考书。结束语. z.