化工原理课程设计苯甲苯精馏塔设计.docx

1、化工原理课程设计苯甲苯精馏塔设计前言化工原理课程设计是培养学生化工设计能力的重要教学环节， 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；掌握各种结果的校核，能画出工艺流程、塔板 结构等图形。在设计过程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。化工生产常需进行液体混合物的分离以达到提纯或回收有用组分的目的， 精馏是 利用液体混合物中各组分挥发度的不同并借助于多次部分汽化和部分冷凝达到轻重 组分分离的方法。塔设备一般分为阶跃接触式和连续接触式两大类。前者的代表是板 式塔，后者的代表则为填料塔。

2、筛板塔和泡罩塔相比较具有下列特点： 生产能力大于 10.5%，板效率提高产量 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，也便于清理检修。本次课程设计为年处理含苯质量分数 36%的苯-甲苯混合液 4 万吨的筛板精馏塔设计，塔设备是化工、炼油生产中最重要的设 备之一。它可使气 （ 或汽） 液或液液两相之间进行紧密接触，达到相际传质及传热的目 的。在设计过程中应考虑到设计的精馏塔具有较大的生产能力满足工艺要求， 另外还 要有一定的潜力。节省能源，综合利用余热。经济合理，冷却水进出口温度的高低， 一方面影响到冷却水用量。另一方面影

3、响到所需传热面积的大小。即对操作费用和设 备费用均有影响，因此设计是否合理的利用热能 R 等直接关系到生产过程的经济问 题。第一章 绪论 11.1精馏条件的确定 11.1.1精馏的加热方式 11.1.2精馏的进料状态 11.1.3精馏的操作压力 11.2确定设计方案 11.2.1工艺和操作的要求 21.2.2满足经济上的要求 21.2.3保证安全生产 2第二章 设计计算 22.1设计方案的确定 22.2精馏塔的物料衡算 22.2.1原料液进料量、塔顶、塔底摩尔分率 22.2.2原料液及塔顶、塔底产品的平均摩尔质量 32.2.3物料衡算 32.3塔板计算 32.3.1理论板数 NT的求取 32.

4、3.2全塔效率的计算 42.3.3求实际板数 42.3.4有效塔高的计算 42.4精馏塔的工艺条件及有关物性数据的计算 . 42.4.1操作压力的计算 42.4.2操作温度的计算 52.4.3平均摩尔质量的计算 52.4.4平均密度的计算 62.4.5液体平均表面张力的计算 72.4.6液体平均黏度的计算 82.4.7气液负荷计算 82.5 塔径的计算 82.6 塔板主要工艺尺寸的计算 92.6.1溢流装置计算 92.6.2塔板布置 112.7筛板的流体力学验算塔板压降 . 122.7.1精馏段筛板的流体力学验算塔板压降 122.7.2提馏段筛板的流体力学验算塔板压降 132.8塔板负荷性能图

5、 142.81 精馏段塔板负荷性能图 142.82 提馏段塔板负荷性能图 15第三章 设计结果一览表 错误! 未定义书签第四章 板式塔结构 174.1塔顶空间 184.2塔底空间 184.3人孔 184.4塔高 18第五章 致谢 19第一章 绪论1.1精馏条件的确定本精馏方案适用于工业生产中苯 - 甲苯溶液二元物系中进行苯的提纯。精馏塔苯塔 的产品要求纯度很高，而且要求塔顶、塔底产品同时合格，普通的精馏温度控制远远达 不到这个要求。 故在实际生产过程控制中只有采用灵敏板控制才能达到要求。 故苯塔采 用温差控制。1.1.1精馏的加热方式蒸馏釜的加热方式通常采用间接蒸汽加热， 设置再沸器。 有时也

6、可采用直接蒸汽加 热。然而，直接蒸汽加热，由于蒸汽的不断通入，对塔底溶液起了稀释作用，在塔底易 挥发物损失量相同的情况下， 塔底残液中易挥发组分的浓度应较低， 因而塔板数稍有增 加。采用直接蒸汽加热时，加热蒸汽的压力要高于釜中的压力，以便克服蒸汽喷出小孔 的阻力及釜中液柱静压力。1.1.2精馏的进料状态进料状态直接影响到进料线（ q 线）、操作线和平衡关系的相对位置，对整个塔的 热量衡算也有很大的影响。和泡点进料相比：若采用冷进料，在分离要求一定的条件下 所需理论板数少，不需预热器，但塔釜热负荷（一般需采用直接蒸汽加热）从总热量看 基本平衡，但进料温度波动较大，操作不易控制；若采用露点进料，则

7、在分离要求一定 的条件下，所需理论板数多，进料前预热器负荷大，能耗大，同时精馏段与提馏段上升 蒸汽量变化较大，操作不易控制，受外界条件影响大。泡点进料介于二者之间，最大的优点在于受外界干扰小，塔内精馏段、提馏段上升 蒸汽量变化较小，便于设计、制造和操作控制。故此设计采用泡点进料。1.1.3精馏的操作压力精馏操作在常压下进行， 因为苯沸点低， 适合于在常压下操作而不需要进行减压操 作或加压操作。同时苯物系在高温下不易发生分解、聚合等变质反应且为液体（不是混 合气体）。所以，不必要用加压或减压精馏。另一方面，加压或减压精馏能量消耗大， 在常压下能操作的物系一般不用加压或减压精馏。1.2确定设计方案

8、确定设计方案总的原则是在可能的条件下， 尽量采用科学技术上的最新成就， 使生 产达到技术上最先进、经济上最合理的要求，符合优质、高产、安全、低消耗的原则。为此，必须具体考虑如下几点：1.2.1工艺和操作的要求所设计出来的流程和设备， 首先必须保证产品达到任务规定的要求， 而且质量要稳 定，这就要求各流体流量和压头稳定， 入塔料液的温度和状态稳定，从而需要采取相应 的措施。其次所定的设计方案需要有一定的操作弹性， 各处流量应能在一定范围内进行 调节，必要时传热量也可进行调整。因此，在必要的位置上要装置调节阀门，在管路中 安装备用支线。计算传热面积和选取操作指标时，也应考虑到生产上的可能波动。再其

9、 次，要考虑必需装置的仪表 （ 如温度计、压强计，流量计等 ） 及其装置的位置，以便能通 过这些仪表来观测生产过程是否正常， 从而帮助找出不正常的原因， 以便采取相应措施。1.2.2满足经济上的要求要节省热能和电能的消耗， 减少设备及基建费用。 如前所述在蒸馏过程中如能适当 地利用塔顶、塔底的废热，就能节约很多生蒸汽和冷却水，也能减少电能消耗。又如冷 却水出口温度的高低， 一方面影响到冷却水用量， 另方面也影响到所需传热面积的大小， 即对操作费和设备费都有影响。同样，回流比的大小对操作费和设备费也有很大影响。1.2.3保证安全生产例如苯属有毒物料，不能让其蒸汽弥漫车间。又如，塔是指定在常压下操

10、作的，塔 内压力过大或塔骤冷而产生真空，都会使塔受到破坏，因而需要安全装置。以上三项原则在生产中都是同样重要的。 但在化工原理课程设计中， 对第一个原则 应作较多的考虑， 对第二个原则只作定性的考虑， 而对第三个原则只要求作一般的考虑。 第二章 设计计算2.1设计方案的确定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，故操作回流比取最小回流比的 2 倍。塔釜采用饱和蒸汽间 接加热，塔底产品冷却后送至储罐。2.2精馏塔的物料衡算2.2.1原料液进料量、塔顶、塔底

11、摩尔分率生产能力）进料量 ： F=85000t/年苯的摩尔质量 MA=78.11Kg/mol2.2.3 物料衡算原料处理量85000000 2F 1.37 102 kmol /h85.9612 7200总物料衡算 苯物料衡算 联立解得：F=D+W =137kmol/h0.44F 0.983D 0.024WD=59.43Kmol/hW=77.57Kmol/h2.3塔板计算2.3.1理论板数 NT的求取(1)相对挥发度的求取查 温度 -组成 图得 td=80 tw=92.6(由表 2) 当取 td=80时当取 td=92.6时PA 146.004kp ， PB 58.94kp(2)最小回流比的求取

12、由于是饱和液体进料，有 q=1，q 线为一垂直线，故 xP xF 0.44，根据相平衡方程有最小回流比为对于平衡曲线不正常情况下，取回流比 R=(1.1-2)R minR=1.5Rmin=2.16(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(5)逐板法求理论板数计算过程如下相平衡方程2.5x1 1.5x变形得：2.51.5y精馏段操作线方程提馏段操作线方程用精馏段操作线和相平衡方程进行逐板计算：故精馏段理论板数 n=7用提馏段操作线和相平衡方程继续逐板计算：故提馏段理论板数 n=8(不包括再沸器)2.3.2全塔效率的计算由 td=80 tw=92.6 计算出 t

13、m=93.5 根据表 6 分别查得苯、甲苯在平均温度下的粘度内差法计算出 A 0.271 mPa S ， B 0.278 mPa S 平均粘度由公式，得根据奥康奈尔( Oconnell)公式计算全塔效率 ET2.3.3求实际板数精馏段实际板层数提馏段实际板层数全塔共有塔板 28 块，进料板在第 14块板。2.3.4有效塔高的计算精馏段有效塔高提馏段有效塔高在精馏段和提馏段各设人孔一个，高度为 600mm,故有效塔高 Z 4.8 5.6 0.6 2 11.6m2.4精馏塔的工艺条件及有关物性数据的计算2.4.1操作压力的计算塔顶操作压力 P101.3 kPa每层塔板压降 P0.7 kPa进料板压

14、力 PF 101.3+0.7 13 110.4kPa塔底操作压力 Pw =101.3+0.7 15111.8kPa精馏段平均压力 Pm1 ( 101.3+110.4)/2 105.85 kPa提馏段平均压力 Pm2 =( 110.4+111.8) /2 =111.1kPa2.4.2操作温度的计算塔顶温度 tD 80进料板温度 tF 92.6 塔底温度 tW 107 精馏段平均温度 tm1=( 80+92.6)/2 = 86.3提馏段平均温度 tm2=(92.6+107)/2 =99.82.4.3平均摩尔质量的计算塔顶平均摩尔质量计算由由XD y1 0.983带入相平衡方程 ,得 x1=0.95

15、9进料板平均摩尔质量计算由上面理论板的算法，得 yF 0.654， xF 0.43塔底平均摩尔质量计算由 xW =0.01, 由相平衡方程，得 yW =0.026M l,W 0.01 78.11 (1 0.01) 92.13 91.99(kg/kmol)精馏段平均摩尔质量提馏段平均摩尔质量2.4.4平均密度的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RTMVm PMVM 8.31 405.8865.3802.6763.15 2.86(kg /m)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，aA aBLm LA LB由 tD 80，查手册得A 815kg

16、/ m3B 810kg / m3塔顶液相的质量分率求得0.98得 L,D814.9kg / m3由 tf 92.06，查共线图得A 800.9kg / m33B 797.63kg / m3求得 A1 0.39L,Fm 800.09m塔顶液相的质量分率0.43 78.11 0.390.43 78.11 1 0.43 92.130.61 得 L,Fm 800kg / m3797.63 L,Fmc. 塔底液相平均密度的计算由 tw 107，3A 783.96kg/m3B 783.3kg / m3塔顶液相的质量分率0.01 78.110.01 78.11 1 0.01 92.130.0851 0.08

17、5 1 0.085 得L,W 783.96 783.33L,Wm 730kg / m3精馏段液相平均密度为Lm814.9 80023807.45 kg/m3提馏段液相平均密度为2.4.5 液体平均表面张力的计算由公式：nLm xL LL1a.塔顶液相平均表面张力的计算由 tD80，查手册 A 21.27(mN/m)b.进料板液相平均表面张力的计算由 tF 92.06，查共线图得A 19.75(mN / m) B 20.42(mN / m)c.塔底液相平均表面张力的计算由 tw 107，查共线图得A 18.02(mN /m) B 18.87(mN / m)21.69(mN /m)精馏段液相平均表

18、面张力为21.28 20.13Lm20.21(mN /m)提馏段液相平均表面张力为2.4.6 液体平均黏度的计算由公式： Lm xi i 及查手册得塔顶液相平均黏度的计算由 tD 80，查共线图得a. 进料板液相平均黏度的计算 由 tF 92.06，查共线图得b. 塔底液相平均黏度的计算 由 tw 107，查共线图得精馏段液相平均黏度为提馏段液相平均黏度为2.4.7 气液负荷计算精馏段：提馏段：2.5塔径的计算塔板间距 HT 的选定很重要，它与塔高、塔径、物系性质、分离效率、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 2.1 板间距与塔径关系塔径 DT， m0.

19、30.50.50.80.81.61.6 2.42.44.0板间距 HT， mm200300250350300450350600400 600对精馏段：初选板间距 HT 0.40m，取板上液层高度 hL 0.06m ，HT hL 0.40 0.06 0.34m ；查史密斯关联图 得 C20=0.070；依式校正物系表面张力为可取安全系数为 0.7，则（安全系数 0.6 0.8），按标准塔径圆整为 1.6m,则空塔气速 0.73m/s。对提馏段：初选板间距 HT 0.40m，取板上液层高度 hL 0.06m ，故 H L hT 0.034m ；查史密斯关联图 得 C20=0.065；依式校正物系表

20、面张力为 19.58mN /m时可取安全系数为 0.7 ，则（安全系数 0.6 0.8 ），故按标准 ,塔径圆整为 2.0m,则空塔气速 0.46m/s。将精馏段和提溜段相比较可以知道二者的塔径不一致， 根据塔径的选择规定， 对于 相差不大的二塔径取二者中较大的，因此在设计塔的时候塔径取 2m。2.6塔板主要工艺尺寸的计算2.6.1溢流装置计算精馏段因塔径 D2m，可选用单溢流弓形降液管，采用平行受液盘。对精馏段各项 计算如下：a）溢流堰长 l w ：单溢流区 lw=（0.60.8）D，取堰长为 lw =0.60D=0.60 2.0=1.2mb）出口堰高 hw ：查液流收缩系数计算图可以图 2

21、.1 液流收缩系数计算图查得 E=1.04,则故 hw hL hOW 0.06 0.014 0.046mc）降液管的宽度 Wd 与降液管的面积 Af ：由 lw / D 0.06查弓形降液管的宽度与面积图图 2.2 弓形降液管的宽度与面积Wd / D0.124 ，Af / AT 0.056Wd 0.124D 0.124 1.2 0.198m ，利用3600AfHLhT 计算液体在降液管中停留时间以检验降液管面积，即3600AfHT Lh12.56S （大于 5s，符合要求）d）降液管底隙高度 h0 ： 取液体通过降液管底隙的流速 uo 0.08m / s （0.07-0.25m/s） 依式满足

22、条件，故降液管底隙高度设计合理e）受液盘 采用平行形受液盘，不设进堰口，深度为 60mm提馏段因塔径 D2m，可选用单溢流弓形降液管，采用平行受液盘。对精馏段各项计算如下： a）溢流堰长 l w ：单溢流区 lW=（0.60.8）D，取堰长lw为0.60D=0.60 2.0=1.2m b）出口堰高 hW ： hW hL hOW查液流收缩系数计算图可以得到液流收缩系数 E 查得 E=1.04,则故 hw hL hOW 0.06 0.014 0.046mc）降液管的宽度 Wd与降液管的面积 Af ：由lw /D 0.60查弓形降液管的宽度与面积图可得Wd 0.124D 0.124 1.2 0.19

23、8m ，利用 3600Af HT 计算液体在降液管中停留时间以检验降液管面积，d）降液管底隙高度 h0 ：取液体通过降液管底隙的流速 0 0.01m/s（0.07-0.25m/s） 满足条件，故降液管底隙高度设计合理e）受液盘采用平行形受液盘，不设进堰口，深度为 60mm2.6.2塔板布置a）塔板的分块因 D1200mm，故塔板采用分块式。塔极分为 4 块。对精馏段： 取边缘区宽度由于小塔边缘区宽度取 3050mm 所以这里取 Wc 0.04m 安定区宽度由于 D=1.2m1.5m 故b）开孔区面积计算开孔区面积D 2 DR Wc 0.04 0.96m x Wd Ws 1 0.198 0.07

24、 0.73m2 c 2 ， 2 d s筛孔数 n 与开孔率 ：本例所处理是物系无腐蚀性，可选用 3mm 碳钢板，取筛板直径 d0 5mm，筛孔按正三角形排列取孔中心距 t 为 t 4 5 20mm则每层板上的开孔面积 A0 为气体通过筛孔的气速为：2.7筛板的流体力学验算塔板压降2.7.1 精馏段筛板的流体力学验算塔板压降(1)干板阻力 hg 计算。干板阻力由下式计算：由 d0 5 31.67 ，查筛板塔汽液负荷因子曲线图图 2.3得 C0 0.84故hc 1 Vu0212.86 10.350.027m 液柱c 2g LC02 9.81807.45 0.84(2) 气体通过液层的阻力hl 计算

25、。气体通过液层的阻力 hL 由下式计算，即查充气系数关联图得 0.62 。故 h1 hL 0.58 0.06 0.0372m液柱 。(3)液体表面张力的阻力计算。 液体表面张力所产生的阻力 h 由下式计算，即： 气体通过每层塔板的液柱高度 hp 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)溢流液泛 为防止塔内发生液泛，降液管内液层高 Hd 应服从下式所表示的关系，即： 塔板不设进口堰 则苯甲苯物系属一般物系，取 0.5 ，则：所以设计中不会发生液泛现象(4)雾沫夹带 雾沫夹带按下式计算： 故液沫

26、夹带量 v 在允许的范围内。(5)漏液 对筛板塔，漏液点气速可由以下公式计算： 稳定系数为故在本设计中无明显漏液。2.7.2提馏段筛板的流体力学验算塔板压降(1)干板阻力计算。干板阻力由下式计算：由d0 5 3 1.67 ，查筛板塔汽液负荷因子曲线图得(2)气体通过液层的阻力计算。 查充气系数关联图得 0.68 。故 h1 hL 0.68 0.06 0.04m液柱 。(3)液体表面张力的阻力 h 计算。液体表面张力所产生的阻力 h 由下式计算，即： 气体通过每层塔板的液柱高度 hp 按下式计算： hp hc hl h 0.031 0.04 0.0104 0.072m液柱 气体通过每层塔板的压降

27、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) 溢流液泛 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： 塔板不设进口堰 则苯甲苯物系属一般物系，取 0.5 ，则：所以设计中不会发生液泛现象(4)雾沫夹带 雾沫夹带按下式计算： 故液沫夹带量 v 在允许的范围内。(5)漏液 对筛板塔，漏液点气速可由以下公式计算： 稳定系数为 故在本设计中无明显漏液。2.8塔板负荷性能图2.81 精馏段塔板负荷性能图(1)漏液线得： 整理得：在操作范围内，任取几个 Ls 值，依上式计算出 VS值，计算结果列于下表表 2.2 漏液线计算

28、结果Ls /( m3 /s)0.0030.0040.0050.0060.01Vs /( m3 /s)1.221.241.2541.271.32由上表数据即可作出漏液线 1(2)雾沫夹带线以 v 0.1kg液/ kg气为限，求Vs Ls关系如下 ：在操作范围内，任取几个 Ls 值，依上式计算出 VS值，计算结果列于下表表 2.3 雾沫夹带线计算结果Ls /(m3/ s)0.0030.0040.0050.0060.01Vs /(m3 /s)4.0013.893.793.6963.361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 how 0.06m 作为最小液体负

29、荷标准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 0.4s 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无关的垂直液相负荷上限线 4。(5)液泛线由 E=1.04,l w 1.2 .得：已算出 h 2.03 10 3m液柱 ，HT 0.4m， hW 0.046m ， 0.5代入 整理得：2 2/3 2 Vs2 11.58 80.3L2s/3 5950L2s在操作范围内，任取几个 Ls值，依上式计算出 Vs 值，计算结果列于表 2.4表 2.4Ls /(m3/s)0.0030.0040.0050.0060.01图 2.4精馏段Vs /(m3/s)9.749.469.138.817.18负荷性能图2.82 提馏段塔板负荷性能图(1)漏液线整理得：表 2.5 漏液线计算结果Ls /(m3 /s)0.0030.0040.0050.0060.01Vs /(m3 /s)0.920.920.930.940.80由上表数据即可作出漏液线 1(