精品分离苯甲苯混合液的筛板精馏塔化工原理毕业论文.docx
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精品分离苯甲苯混合液的筛板精馏塔化工原理毕业论文
设计题目：
分离苯-甲苯混合液的筛板精馏塔
学院：
化学化工学院
专业班级：
工艺104
指导老师：
葛元元
设计时间：
2013年7月12日-16日
前言
不知不觉大三最后一个学期即将结束。
经过三年的学习，我们已经系统掌握了关于化工专业各方面的基础知识及专业知识；其中包括有机、无机、分析、物理化学四大化学、CAD机械工程绘图、化工仪表、化工设备基础、化工热力学、化工原理等课程。
可以说知识越学越系统，越来越接近实际工程应用。
如今，在老师的指导下，我们进行了关于化工原理的课程设计。
本次设计的目的是为了把我们大学里所学过的理论知识连串起来，并将它们运用到实际应用中，加深对知识的理解及应用能力。
本次设计的任务是设计用于分离苯-甲苯混合液的筛板式精馏塔。
设计过程中，我们认真分析研究，考虑到实际生产中的经济效益问题及绿色环保问题，经过大量的工艺计算及理论确定，最终选用了筛板式精馏塔，并于常压下用直接蒸汽加热法进行分离操作；设计出了一套比较接近实际的精馏塔装置。
在设计过程中，由于我们所掌握的知识比较有限，且时间比较紧迫，所以设计方案及方法难免有些缺陷，在此我们恳请老师给予理解及指导，以使我们更早更快掌握解决实际工程问题的捷径！
目录
第一章设计任务3
1.1.2设计条件3
1.1.3设计任务3
1.2设计方案的确定4
1.2.1选择塔型4
1.2.2精馏方式4
1.2.3操作压力4
1.2.4加热方式4
1.2.5工艺流程4
第二章筛板式精馏塔的工艺设计5
2.1精馏塔的工艺计算5
2.1.1苯和甲苯的汽液平衡组成5
2.1.2.精馏塔的物料衡算6
2.2回流比及理论塔板的确定7
2.3板效率及实际塔板数的确定9
2.4操作方程的确定9
2.5精馏段物性数据计算10
2.5.1.定性组成12
2.5.2.平均分子量12
2.5.3.平均密度13
2.5.4.精馏段液体表面张力13
2.5.5.液体平均粘度14
2.5.6.气液体积流率的计算14
2.6提留段物性数据计算14
2.6.1.定性组成14
2.6.2.平均分子量14
2.6.3.平均密度15
2.6.4.提馏段液体表面张力15
2.6.5.液体平均粘度16
2.6.6.气液体积流率的计算16
第三章塔和塔板主要工艺尺寸计算16
3.1塔板横截面的布置计算16
3.1.1精馏段16
3.2塔板负荷性能图21
3.2.1过量液沫夹带线21
3.2.2溢流液泛线22
3.2.3液相下限线22
3.2.4漏液线（气相负荷下限线）23
3.2.5液相下限线23
3.2.6操作线23
3.3提馏段24
3.2.1过量液沫夹带线29
3.2.2溢流液泛线29
3.2.3液相上限线30
3.2.4漏液线（气相负荷下限线）31
3.2.5液相下限线31
3.2.6操作线31
第四章精馏塔的附属设备及选型32
4.1．辅助设备32
4.2．辅助设备的选型32
4.2.1塔顶冷凝器的选型32
4.2.2塔底冷却器的选择33
4.2.3再沸器的选型35
4.3管路计算36
4.3.1塔顶蒸气管路36
4.3.2塔顶冷凝水管路36
4.3.3塔顶液相回流管路37
4.3.4加料管路37
4.3.5塔釜残液流出管37
4.3.6塔顶馏出液管路38
4.4输送泵的选取38
4.4.1泵的分类38
4.4.2选泵原则38
第五章塔高的设计计算39
5.1塔高的确定39
5.2塔顶空间的确定39
5.3塔底空间的确定39
5.4有效塔高的确定39
5.5塔顶封头的确定40
5.6裙座高度的确定40
5.7人孔40
第六章筛板塔的主要设计参数工艺参数汇总40
6.1全塔工艺设计结果总汇40
参考文献45
第一章设计任务
1.1任务
苯-甲苯精馏塔设计
1.1.2设计条件
处理量4000kg/
塔型筛板塔
塔操作压力4kPa
年生产天数300天
年产量2800吨/年
全塔效率Et=62%
加热类型间接蒸汽加热
精馏类型连续型
1.1.3设计任务
单元设备设计的内容和过程
•过程方案设计
•工艺流程设计
•单元过程模拟计算
•单元设备的工艺设计
•工艺设计的技术文件
•详细设计
课程设计的基本要求
•设计方案简介
•主要设备的工艺设计计算
•主要设备的结构设计和机械设计
•典型辅助设备的选型
•工艺流程图
•主要设备的工艺条件图
•主要设备的总装配图
•编写设计说明书
1.2设计方案的确定
1.2.1选择塔型
精馏塔属气—液传质设备。
气—液传质设备主要分为板式塔和填料塔两大类。
该塔设计生产时日要求较大，由板式塔与填料塔比较[1]知：
板式塔直径放大时，塔板效率较稳定,且持液量较大，液气比适应范围大，因此本次精馏塔设备选择板式塔。
筛板塔是降液管塔板中结构最简单的，它与泡罩塔相比较具有下列优点：
生产能力大10-15%，板效率提高15%左右，而压降可降低30%左右，另外筛板塔结构简单，消耗金属少，塔板的造价可减少40%左右，安装容易，也便于清洗检修[2]。
因此，本设计采用筛板塔比较合适。
1.2.2精馏方式
根据实际生产情况，本精馏塔采用连续精馏方式。
1.2.3操作压力
常压操作可减少因加压或减压操作所增加的增、减压设备费用和操作费用，提高经济效益,在条件允许下常采用常压操作，因此本精馏设计选择在常压下操作。
1.2.4加热方式
在本物系中，水不是难挥发液体，选用间接蒸汽加热。
1.2.5工艺流程
原料经预热器预热达到泡点温度，经管道直接送入下游精馏塔，即我们所设计的塔。
精馏塔塔顶蒸汽经全凝器全部冷凝，然后经过分配器（属于冷凝器的部分），一部分馏出液在泡点状态下作为回流液回到精馏塔，一部分作为产品流出。
由于塔顶产品仍比较热，所以经过冷却器冷却。
在塔釜，釜液经再沸器间接蒸汽加热，为精馏段提供物料。
塔釜出来的产品经水泵全部送出。
第二章筛板式精馏塔的工艺设计
2.1精馏塔的工艺计算
2.1.1苯和甲苯的汽液平衡组成
表2-1苯和甲苯的汽液平衡组成
温度t
℃
液相中苯的摩尔分率
x
气相中苯的摩尔分率
y
110.56
0.00
0.00
109.91
1.00
2.50
108.79
3.00
7.11
107.61
5.00
11.2
105.05
10.0
20.8
102.79
15.0
29.4
100.75
20.0
37.2
98.84
25.0
44.2
97.13
30.0
50.7
95.58
35.0
56.6
94.09
40.0
61.9
92.69
45.0
66.7
91.40
50.0
71.3
90.11
55.0
75.5
80.80
60.0
79.1
87.63
65.0
82.5
86.52
70.0
85.7
85.44
75.0
88.5
84.40
80.0
91.2
83.33
85.0
93.6
82.25
90.0
95.9
81.11
95.0
98.0
80.66
97.0
98.8
80.21
99.0
99.61
80.01
100.0
100.0
2.1.2.精馏塔的物料衡算
（1）、原料液及塔顶、塔底产品的摩尔分率
设苯以A表示，甲苯以B表示
苯的摩尔质量：
甲苯的摩尔质量：
由以为基准，则：
（2）、原料液及塔顶、塔底产品的平均摩尔质量
（3）、物料衡算
由题意可知
总物料守恒
苯物料守恒
由
、
得：
2.2回流比及理论塔板的确定
相平衡方程为：
求q线方程
冷夜进料，取q=1.2
则：
q线方程为
由相平衡方程和q线方程交点（）求最小回流比
回流比的确定
取R=1.7*Rmin=1.7*1.0856=1.8455
最小理论板数的确定
理论板数的捷算法
由吉利兰关联图读出:
=0.4407又=7.9933代入上试得N=15.0796
所以理论塔板数NT=16块
精馏段理论板数的确定
由吉利兰关联图读出
由吉利兰关联图读出又代入上试得NR=7.0006=8（块）
所以精馏段理论塔板数NR=8（块）
提馏段理论板数的确定
由吉利兰关联图读出
又代入上试得NS=8.2188=9块
所以提馏段理论塔板数NS=9（块）
最终以精馏段与提馏段理论板数的总和为全塔总理论板数，即为17块。
2.3板效率及实际塔板数的确定
求实际板数
由得
精馏段实际板数：
N精=
（块）
提馏段实际板数：
N提=
（块）
即全塔实际板数为24块
2.4操作方程的确定
精馏段：
V=（R+1）D=2.3027×21.43=49.3473
提馏段：
精馏段操作线方程：
提镏段操作线方程：
2.5精馏段物性数据计算
图2-1苯-甲苯系的气液相平衡图
由查表2-1苯—甲苯的气液相平衡得：
计算塔顶、塔底、进料处相对挥发度：
塔内平均相对挥发度为：
由苯—甲苯在不同温度下的汽液平衡数据作出组成温度图
由图2-2读出塔顶、塔底、进料温度：
t=81.82C
t=93.40C
t=110.00C
图2-2苯和甲苯的组成温度图
操作压强：
P=105.325kpa
平均温度：
t：
t=81.82Ct=93.4Ct=110C
tm=（t+t）/2=（81.82+93.4）/2=87.61℃
2.5.1.定性组成
（1）塔顶y=X=0.9659查平衡曲线得到x=0.9221
（2）进料y=0.682x=0.4505
2.5.2.平均分子量
查附表[8]知:
（1）塔顶：
=0.965978.11+（1-0.9659）92.14=78.59（）
=0.922178.11+（1-0.9221）92.14=79.20（）
（2）进料:
=0.68278.11+（1-0.682）92.14=82.57（）=0.450578.11+（1-0.4505）92.14=85.82（）
平均分子量==（）==（）
2.5.3.平均密度
由和：
1/=a/+a/，A为苯B为甲苯
塔顶：
在81.82℃下：
=811（）=806（）
a=（0.9221*78.11）/[0.9221*78.11+（1-0.9221）*92.13]=0.9094
=0.9094/811+（1-0.9094）/806
则=810.77（）
进料:
在进料温度93.4c下：
=802，=798
a=（0.4505*78.11）/[0.4505*78.11+（1-0.4505）*92.13]=0.4101
=则=798.72
即精馏段的平均液相密度：
=（810.77+798.72）/2=804.745（）
平均气相密度：
==（105.325*80.58）/[8.314*（87.61+273）]=2.831（）
2.5.4.精馏段液体表面张力
（1）塔顶:
查和求得在81.82℃下：
=20.8=21.5
=0.9659×20.8+（1-0.9659）×21.5=20.824（）
（2）进料:
在110℃下：
=17.5（）=18.4（）
=0.9659×17.5+（1-0.9659）×18.4=17.531（）
则=（+）/2=（20.824+17.531）/2=19.178（）
2.5.5.液体平均粘度
液相平均粘度依下式计算：
（1）塔顶:
在81.82℃下：
A是苯，B是甲苯XD=0.9659
=0.305;=0.308;
（2）lg=0.9659lg0.305+0.0341lg0.308
则=0.597169（）
（3）进料:
在93.4℃下XF=0.4505
=0.270;=0.278
lg=0.4505lg0.270+0.5495lg0.278
=（+）/2=0.583713（）
2.5.6.气液体积流率的计算
由已知条件=70.29=48.86得
==（70.29*80.58）/（3600*2.831）=0.5557（）
===0.00139（）
2.6提留段物性数据计算
操作压强P=105.325
温度tt=81.82Ct=93.4Ct=110C
t=（t+t）/2=（93.4+110）/2=101.7C
2.6.1.定性组成
（1）塔釜=0.0118查相平衡图得到：
=0.028
（2）进料
2.6.2.平均分子量
查附表[8]知:
（1）塔斧：
=0.02878.11+（1-0.028）92.14=91.75（）
=0.011878.11+（1-0.0118）92.14=91.97（）
（2）进料:
=0.68278.11+（1-0.682）92.14=82.57（）=0.450578.11+（1-0.4505）92.14=85.82（）
平均分子量=（）==（）
2.6.3.平均密度
由式：
1/=a/+a/查和
塔釜：
在110℃下：
A-苯B-甲苯
=778（）=780（）
a=
=0.01002/778+（1-0.01002）/780
则=779.98（）
进料:
在进料温度93.4c下：
=802，=798
a=（0.4505*78.11）/[0.4505*78.11+（1-0.4505）*92.13]=0.4101
=则=798.72
即提馏段的平均液相密度=（779.98+798.72）/2=789.35（）
平均气相密度===2.9456（）
2.6.4.提馏段液体表面张力
（1）塔釜:
查和求得在110℃下：
=17.5=18.4
=0.9659×17.5+（1-0.9659）×18.4=17.531（）
（2）进料:
在93.4℃下：
=19.6（）=20.2（）
=0.9659×19.6+（1-0.9659）×20.2=19.62（）
则=（+）/2=（17.531+19.62）/2=18.575（）
2.6.5.液体平均粘度
A是苯，B是甲苯
（1）塔釜:
在110℃下：
XW=0.0118
=0.233;=0.254;
（2）lg=0.0118lg（0.233）+0.9882lg（0.254）
则=0.551227（）
（3）进料:
在93.4℃下
=0.270;=0.278
lg=0.4505lg0.270+0.5495lg0.278
则=（+）/2=0.560741（）
2.6.6.气液体积流率的计算
由已知条件=79.6=95.47得
==（）
==（）
第三章塔和塔板主要工艺尺寸计算
3.1塔板横截面的布置计算
3.1.1精馏段
塔径D的计算
参考化工原理下表10-1，取板间距H=0.45m0.06m
H-=0.45-0.06=0.39m
两相流动参数计算如下：
=`
FLV==0.0422
参考化工原理下图10-42筛板的泛点关联得：
C=0.082
==
u=
（）
本物系不易起泡,取泛点百分率为80%，可求出设计气速
=0.81.368=1.095）
m
根据塔设备系列化规格，将圆整到D=1m作为初选塔径，因此，
重新校核流速u：
（）
实际泛点百分率为：
塔板详细设计选用单溢流，弓形降液管，不设进口堰。
因为弓形降液管具有较大容积，又能充分利用塔面积，且单溢流液体流径长，塔板效率高，结构简单，广泛用于直径小于2.2米的塔中。
[4]
（1）溢流装置
取堰长=0.7D=0.7×1=0.7m,选择平流溢流堰
出口堰高,已取=0.06
=2.84×E
由=5.004/0.72.5=12.206
查化工原理下图10-48得：
E=1.032
=2.84××1.032（5.004/0.7）2/3=0.01087m
=0.06-0.01087=0.04913m
取0.05是符合的。
.可知：
精馏段的操作弹性=
3.3提馏段
塔径D的计算
参考化工原理下表10-1，取板间距H=0.45m0.06m
H-=0.45-0.06=0.39m
两相流动参数计算如下
=
参考化工原理下图10-42筛板的泛点关联得：
C=0.08
==
u=
（）
本物系不易起泡,取泛点百分率为80%，可求出设计气速
=0.81.288=1.03（）
由精馏段知，将取到D=1m作为初选塔径，因此，重新校核流速u
（m/s）
实际泛点百分率为
塔板详细设计选用单溢流，弓形降液管，不设进口堰。
因为弓形降液管具有较大容积，又能充分利用塔面积，且单溢流液体流径长，塔板效率高，结构简单，广泛用于直径小于2.2米的塔中。
[4]
（1）溢流装置
取堰长=0.7D=0.7×1=0.7m,选择平流溢流堰
出口堰高,已取=0.06
=2.84×E
由=10.764/0.0.72.5=26.256
查化工原理下图10-48得：
E=1.035
=2.84××1.035（10.764/0.7）2/3=0.01818m
=0.06-0.01818=0.04182m
取0.05是符合的。
hL=hW+hOW=0.05+0.01818=0.06818m
修正后hL对un影响不大,顾塔径计算不用修正.
（2）降液管宽度Wd与降液管面积Af
由/D=0.7查化工原理（下）图10-40得:
=0.149×1=0.149m
（3）降液管底隙高度hO
因物系较清洁,不会有脏物堵塞降液管底隙,取液体通过降液管底隙速度
=0.07m/s.
h0=/（lw*）=0.00299/（0.7*0.07）=0.0610m太大，取ho=0.04m
（4）塔板布置
取安定区宽度=0.08m，取边缘区宽度=0.04m
（5）筛板数与开孔率初取，呈正三角形排列
=依下式计算塔板上的开孔率
则每层塔板上的开孔面积为
则每层塔板上的开孔面积为
==
板压降的校核
（1）干板压降相当的液柱高度
取板厚，,查化工原理下图10-45得:
Co=0.72
=×=0.051
=
液柱
（2）气体穿过板上液层压降相当的液柱高度hl
相应的气体动能因子
查化工原理下图10-46得：
β=0.6
液柱
（3）克服液体表面张力压降相当的液柱高度hσ
∴板压降
m液柱
0.1089m水柱=0.0080m汞柱=8mmHg<10mmHg符合要求
取安定区宽度=0.08m，取边缘区宽度=0.04m
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。
液沫夹带量的校核
因为0.01082kg液/Kg<0.1Kg液/Kg气，故在设计负荷下不会发生过量液沫夹带。
溢流液泛条件的校核
溢流管中的当量清液高度可由式计算液体沿筛板流动时,阻
力损失很小,其液面落差可忽略不计,即。
已知:
，
故降液管内的当量清液高度：
苯和甲苯混合液不易起泡,取=0.8,则降液管内泡沫层高度：
不会产生溢流液泛。
液体在降液管内停留时间的校核
=0.2117m
降液管内的停留时间τ=
s〉3s
不会产生严重的气泡夹带。
漏液点的校核
漏液点的孔速为：
=
筛孔气速=
塔板稳定系数
表明具有足够的操作弹性。
根据以上各项流体力学验算，可认为设计的塔径及各工艺尺寸合适。
3.2.1过量液沫夹带线
注:
以下计算常用得,E~~经验计算,
取E=1.0则
=
2/3
依下式计算:
=3.2（2-1）
式中：
==
=（h+h）==
令=0.1kg液/kg气，由=18.57510,H=0.45
代入式（2-1）得：
0.1=（
）
整理得：
在操作范围中，任取几个值，根据上式算出值列于表2-6中：
表2－6
0.002
0.004
0.006
0.008
1.362
1.276
1.204
1.140
依表中数据在作出过量液沫夹带线
（1）（参见图2-2）
3.2.2溢流液泛线
由式和
联立求解。
（1）
=（）（）=（）
=（）=0.1648
=（h+h）=
故=++0.00192
=++0.02702
（2）=0.153（）=（）=则：
++0.02702+0.04182+0.846+
整理得：
=1.97-8.2136-1184.181
任取几个值（2-18）式计算值，见表2-7，作出液泛线（3）
（参见2-2图）
表2-7
0.002
0.004
0.006
0.008
1.355
1.321
1.287
1.362
3.2.3液相上限线
取液体在降液管中停留时间为4秒。
则===0.00777（）
在=0.00777处作出垂线得液相负荷上限线，可知在图上
它为与气体流量无关的垂直线。
3.2.4漏液线（气相负荷下限线）
由h=h+h=0.04182+0.846
u=代入下式求漏液点气速式：
u=4.4C
=
将=0.0472代入上式并整理得：
=
据上式，取若干个值计算相应值,见表2-8，作漏液线
（参见图2-2）
0.002
0.004
0.006
0.008
1.05
1.31
1.49
1.64
3.2.5液相下限线
取平顶堰堰上液层高度=6，作为液相负荷下限条件，低于此下限,则不能保证板上液流分布均匀，则h=2.8410E（）
0.006=2.84101.01（）
整理得：
在图上处作垂线即为液相下限线
3.2.6操作线
P点为操作点，其坐标为：
，
OP为操作线，OP与液泛线的交点对应气相负荷为,与漏夜线的交点对应气相负荷为可知：
提馏段的操作弹性=
第四章精馏塔的附属设备及选型
4.1．辅助设备
蒸馏大多采用间接蒸汽加热，设置再沸器。
有时也采用直接蒸汽，可以节省
操作费用，并省掉间接加热设备。
但是由于直接蒸汽的加入对釜液
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