学位论文-—苯甲苯二元系物精馏设计化工原理课程设计.doc

吉林化工学院化工原理课程设计吉林化工学院化 工 原 理 课 程 设 计题目 苯-甲苯二元物系筛板精馏塔设计目 录课程设计任务计划书-（3）摘要-（4）第一章 绪论-（5）第二章 流程的设计及说明-（6）第三章 精馏塔的设计计算-（7）3.1 精馏塔物料衡算-（7）3.1.1 原料液及塔顶、塔底的平均摩尔质量-（7）3.1.2 温度计算-（8）3.1.3 相对挥发度的求取-（8）3.1.4 黏度的求取-（9）3.2 塔板数的确定-（9）3.2.1 理论塔层数NT的求取-（9）3.2.2 实际塔层数的求取-（11）第四章 精馏塔的工艺条件及有关物性数据的计算-（12）4.1 操作压强P的计算-（12）4.2 操作温度-（12）4.3 物性数据计算-（12）4.3.1 平均摩尔质量计算-（12）4.3.2 平均密度的计算-（13）4.3.3 液体平均表面张力计算-（14）4.4 精馏塔体工艺尺寸的计算-（14）4.4.1 塔径的计算-（14）4.5 精馏段塔和塔板主要工艺尺寸计算-（16）4.5.1 精馏段有效高度的计算-（16）4.5.2 溢流装置计算-（16）4.5.3 塔板布置-（17）4.6 筛板的流体力学验算-（18）4.6.1 塔板的压降-（18）4.6.2 泡沫夹带量计算-（18）4.6.3 漏液计算-（19）4.6.4 液泛计算-（19）4.7 塔板负荷性能图-（19）4.7.1 漏液线-（19）4.7.2 液沫夹带线-（20）4.7.3 液相负荷下限线-（21）4.7.4 液相负荷上限线-（21）4.7.5 液泛线-（21）4.8 板式塔的结构-（22）4.8.1 塔体的结构-（23）4.8.2 塔板结构-（23）第五章 热量衡算-（24）5.1 热量衡算-（24）5.1.1 塔顶热量-（24）5.1.2 塔底热量-（24）第六章 附属设备设计-（26）6.1 接管尺寸与结构-（26）6.1.1 进料管-（26）6.1.2 塔釜出料管-（26）6.1.3 进气管-（27）6.2 再沸器-（27）6.3 冷凝器-（28）计算结果总汇-（29）致 谢-（30）参考文献-（31）主要符号说明-（32）主要符号说明-（33）附录-（35） 课程设计任务书设计题目：苯-甲苯二元物系筛板式精馏塔的设计设计条件：常压 （绝压） 处理量：185kmol/h 进料组成0.45 馏出液组成0.98 釜液组成0.03 （以上均为摩尔分率） 加料热状况 q=0.96 塔顶全凝器 泡点回流 回流比 单板压降 0.7kPa设计任务：1 精馏塔的工艺设计，包括物料衡算、热量衡算、筛板塔的 设计计算。2 绘制带控制点的工艺流程图、精馏塔设备条件图，撰写精 馏塔的设计说明书。摘 要根据化工原理课程设计任务书的要求对苯-甲苯二元精馏塔的主要工艺流程进行设计，并画出了精馏塔的工艺流程图和设备条件图，此设计针对二元物系的精馏问题进行分析、选取、计算、核算、绘图等，是较完整的精馏设计过程。本设计首先确定设计方案， 再进行主要设备的工艺设计计算物料衡算、热量衡算、工艺参数的选定、设备的结构设计和工艺尺寸的设计计算，辅助设备的选型，工艺流程图，主要设备的工艺条件图等内容，然后通过筛板的流体力学验算检验本设计的合理性。本次设计选取回流比R为2Rmin， Drickamer 和bradford的精馏塔全塔效率关联图得到全塔效率ET为53.8%，设定每块板压降P为0.7KPa，板间距HT=0.4m， 确定了塔的主要工艺尺寸。通过本次设计使自己掌握化工设计的基本程序和方法，并且知道化工设计的格式，在设计过程中掌握了图表表达设计，论文排版，电脑制图等能力。 关键词：苯甲苯、筛板精馏、物料衡算、热量衡算、流体力学验算，实际板数，塔高。第一章 绪论精馏是分离液体混合物最常用的一种单元操作，在化工，炼油，石油化工等工业得到广泛应用。它通过气，液两相多次直接接触和分离，利用各组分挥发度的不同，使挥发组分由液相向气相传递，难挥发组分由气相向液相传递，是汽液相之间的传质传热的过程。根据生产上的不同要求，精馏操作可以是连续或间歇的;有些特殊的物系，还可以采用恒沸精馏或萃取精馏等特殊方法进行分离。精馏过程其核心为精馏塔，板式塔类型：气液传质设备主要分为板式塔和填料塔两大类。精馏操作既可采用板式塔，也可采用填料塔，板式塔为逐级接触型气液传质设备，其种类繁多，根据塔板上气液接触元件的不同，可分为泡罩塔、浮阀塔、筛板塔、穿流多孔板塔、舌形塔、浮动舌形塔和浮动喷射塔等多种。板式塔在工业上最早使用的是泡罩塔(1813年)、筛板塔(1832年)，其后，特别是在本世纪五十年代以后，随着石油、化学工业生产的迅速发展，相继出现了大批新型塔板，如S型板、浮阀塔板、多降液管筛板、舌形塔板、穿流式波纹塔板、浮动喷射塔板及角钢塔板等。目前从国内外实际使用情况看，主要的塔板类型为浮阀塔、筛板塔及泡罩塔，而前两者使用尤为广泛。精馏操作既可采用板式塔，也可采用填料塔，板式塔为逐级接触型气液传质设备，其种类繁多，根据塔板上气液接触元件的不同，可分为泡罩塔、浮阀塔、筛板塔、穿流多孔板塔、舌形塔等。目前从国内外实际使用情况看，主要的塔板类型为浮阀塔、筛板塔及泡罩塔。本设计采用筛板精馏塔，进行苯-甲苯二元物系的分离，精馏塔，原料预热器，蒸馏釜，再沸器及泵等附属设备。 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。第二章 流程的设计及说明一 加料方式 加料分两种方式，泵的加料和高位槽加料。高位槽加料时通过控制液位高度，可以得到稳定流量，但要求搭建塔台，增加基础建设费用；泵加料属于强制进料方式，泵加料易受温度影响，流量不稳定。本实验加料用泵加料，泵和自动调节装置配合控制进料。 二 进料状态 进料方式一般有冷液进料、泡点进料、气液混合进料、露点进料、加热蒸汽进料等。由于泡点进料时塔的制造比较方便，而其他进料方式对设备的要求高，设计起来难度相对大，所以采用泡点进料。三 冷凝方式 选全凝器，塔顶出来的气体温度不高。冷凝后回流液和产品温度不高，无需再次冷凝，且本次分离苯和甲苯，制造设备较为简单，为节省资金，选全凝器。四 回流方式 本设计采用泵泡点回流 。五 加热方式 采用间接加热，因为对同一种进料组成，热状况及回流比得到相同的镏出液组成及回收率时，间接加热所需理论板数比直接加热要少一些，本次分离苯和甲苯混合液，所以采用间接加热。六 加热器 选用管壳式换热器。只用在工艺物料的特性或工艺条件特殊时才考虑其他型式。第三章 精馏塔的设计计算本设计任务为分离苯甲苯二元物系。对于二元混合物的分离，应采用连续精馏流程。设计中采用过泡点进料，将原料通过预热器加热至泡点温度后送入精馏塔内。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，其余部分经铲平冷却后送至储罐。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2倍。本课程设计的主要内容是过程的物料衡算，热量衡算，工艺计算，结构设计和校核。l 3.1 精馏塔物料衡算 有设计要求数据：加料量苯的摩尔质量=78.11 Kg/Kmol甲苯的摩尔质量=92.14 Kg/Kmol进料组成摩尔分数：=0.45馏出液组成摩尔分数：=0.98釜液组成摩尔分数：=0.03l 3.1.1 原料液及塔顶、塔底的平均摩尔质量苯的摩尔质量甲苯的摩尔质量进料组成摩尔分数： 馏出液组成摩尔分数：釜液组成摩尔分数：平均摩尔质量：原料的处理量：总物料衡算： 即 易挥发组分的物料衡算： 即 由上述二式解得： l 3.1.2 温度计算1温度的计算 由苯甲苯的气液平衡关系表可知：（101.3Kpa）温度t/苯的摩尔分数温度t/苯的摩尔分数液相x/气相y/液相x/气相y/110.6 0.0 0.0 89.4 59.2 78.9 106.1 8.8 21.2 86.8 70.0 85.3 102.2 20.0 37.0 84.4 80.3 91.4 98.6 30.0 50.0 82.3 90.3 95.7 95.2 39.7 61.8 81.2 95.0 97.9 92.1 48.9 71.0 80.2 100.0 100.0 利用表中数据用插值法可求的tF，tD，tW。: 得: 得： 得精馏段平均温度：提溜段平均温度：l 3.1.3 相对挥发度的求取由=0.45 =0.6711 0.98 y D=0.9886 0.03 yW=0.0377 精馏段相对挥发度：提馏段相对挥发度：l 3.1.4 黏度的求取由时查书“液体黏度共线图”可得 当时， 当=99.20时 ， 当时， 根据液相平均黏度公式塔顶液相平均黏度计算当时 进料板液相平均黏度的计算当=99.20时塔底液相平均黏度的计算当时则液相平均黏度为l 3.2 塔板数的确定l 3.2.1 理论塔层数NT的求取（1）相对挥发度的计算根据化学工程手册109页Antoine方程常数（有机物值）得化合物ABC温度范围苯6.079541344.8219.4826137甲苯6.030551211.033220.790-16104由表可知t的共用区间为6t104又因为甲苯的正常沸点为110.6，苯的沸点为80.1所以80.1t104.0。 因此取10个温度点：81、82、85、87、89、90、92、93、95、100由于纯组分的饱和蒸气压与温度的关系通常可表示成如下的经验式当t=81时，将A、B、C分别代得：苯甲苯：则=104.1598 =40.1850=107.3915 =41.5824 =117.5466 =46.0108 =124.7240 =49.1700 =132.2361 =52.4965 =136.1225 =54.2251 =144.1584 =57.8256 =148.3 =59.6953 =156.8989 =63.5770 =180.0495 =74.1720因为苯-甲苯属于理想物系所以乌拉尔定律代入=/ 则 =104.1598/46.0108=2.0625同理 2=2.5826 3=2.5548 4=2.5366 5=2.5190 6=2.5103 7=2.4930 8=2.4845 9=2.4679 10=2.4275则 本设计为泡点进料 q=0.96 所以，本设计回流比选取：=2.82精馏段操作线方程： 提馏段操作线方程： 相平衡方程：xn=由逐板法可以求:由 第一块塔板上升气相组成为 从第一块塔板下降的液体组成 =/2.51-1.51=0.98/2.51-1.51 0.98=0.9513由第二块塔板上升气相组成为同理 y6=0.7454 x6=0.5384 y7=0.6539 x7= 0.4295因所以第8块塔板上升气相组成由提馏段操作线方程计算则 同理 x8=0.3406 y9=0.4456 x9=0.2434 y10=0.3155 x10=0.1551 =0.1974 =0.0892 =0.0466 所需总理论板数: 13块(包括再沸器) 精馏段需6块板 提馏段需7块板(2)全塔效率的计算l 3.2.2 实际塔层数的求取因此： 精馏段实际板数 提馏段实际板数 （包括塔釜） 第四章 精馏塔的工艺条件及有关物性数据的计算l 4.1 操作压强P的计算取每层塔板压降为 则塔顶压强 进料板压强 塔底压强 精馏段平均压强 提馏段平均压强 l 4.2 操作温度塔顶温度： =80.6进料温度： =99.2塔底温度： 精馏段平均温度： 提馏段平均温度： l 4.3 物性数据计算l 4.3.1 平均摩尔质量计算（1）塔顶平均摩尔质量计算由 代入平衡线方程得气相液相（2）进料板平均摩尔质量计算由逐板法，可得第7块板为进料板 气相液相（3）塔底平均摩尔质量计算: 气相液相（4）精馏段平均摩尔质量：气相： 液相： （5）提馏段平均摩尔质量：气相： 液相： l 4.3.2 平均密度的计算（1）气相平均密度的计算因为 则：精馏段平均气相密度: 提馏段平均气相密度: （2）液相平均密度 的计算 由式 求相应的液相密度。塔顶平均密度的计算：=80.6时,查化工原理 (上)得 对于进料板：=93.41时 同上可得 对于塔底：时 同上可得 （3）精馏段平均液相密度： 提馏段平均液相密度：l 4.3.3 液体平均表面张力计算依下式计算（1）对于塔顶：（2）对于进料板： （3）对于塔底： （4）精馏段平均表面张力： 提馏段平均表面张力： l 4.4 精馏塔体工艺尺寸的计算l 4.4.1 塔径的计算（1）求精馏塔气液相负荷精馏段：提馏段：（2）精馏段的气液体积流率为: （由式）由史密斯关联图查取，图的横坐标为取板间距HT=0.4m 板上液层高度 查得史密斯关联图到取安全系数为0.7，则空塔速度为塔径 按标准塔径圆整为 截面积 实际空塔气速 （2）提馏段气液相体积流率计算 其中的查史密斯关联图，图的横坐标为取板间距HT=0.4m 板上液层高度 查史密斯关联图得到取安全系数为0.7，则空塔速度为塔径 按标准塔径圆整为 截面积 实际空塔气速 根据上述精馏段和提留段塔径的计算，可知全塔塔径为 l 4.5 精馏段塔和塔板主要工艺尺寸计算l 4.5.1 精馏段有效高度的计算 在进料板上方开一个小孔，气高度为0.8m故精馏塔的有效高度为 l 4.5.2 溢流装置计算因，可采用单溢流弓型降液管，采用凹形受液盘，不设进口堰，各项计算如下：（1）溢流堰长 (2) 溢流堰高度 选平直堰，堰上液高度为，近似取，取板上清液层高度 故 (3)弓形降液管的宽度与降液管的面积由 查弓型降液管图 得，故 计算液体在降液管中停留时间， 故降液管设计合理。（4）降液管底隙高度h0取液体通过降液管底隙的流速，依下式计算降液管底隙高度h0故降液管底隙高度设计合理。选用凹形受液盘 深度l 4.5.3 塔板布置（1）塔般的分块因，故塔板采用分块式。由文献（一）查表5-3得，塔板分为4块。（2）边缘区宽度确定 取。（3）开孔区面积计算 其中：故 （4）筛孔数 n 与开孔率 本设计所处理的物系无腐蚀性，可选用碳钢板，取筛孔直径。筛孔按正三角形排列，取 孔中心距为 取筛孔的孔径 d0=5mm塔板上筛孔数目为 个塔板开孔区的开孔率 开孔率在5-15%范围内，符合要求。气体通过筛孔的气速：精馏段：提馏段：l 4.6 筛板的流体力学验算l 4.6.1 塔板的压降（1）干板阻力计算： 干板阻力，由查文献（1）中图5-10得 C0=0.772精馏段：（2）气流穿过板上液层的阻力hl计算查文献（1）中5-11，得。 故 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液柱气体通过每层塔板的液柱高度气体通过每层塔板的压降为（设计允许值）（4）液面落差 对于筛板塔液面落差很小，但本例的塔径和液流量均不大，故可忽略。l 4.6.2 泡沫夹带量的验算塔板上鼓泡层的高度kg液/kg气0.1 kg液/kg气ev在本设计中在允许范围内，精馏段在设计负荷下不会发生过量液沫夹带。l 4.6.3 漏液计算对筛板塔，漏夜点气速为实际孔速 筛板的稳定性系数 l 4.6.4 液泛计算为防止降液管液泛的发生，应使降液管中清液层高度甲醇水物系属一般物系，取，则而 板上不设进口堰，则液柱0.223m故在本设计中不会发生液泛现象。l 4.7 塔板负荷性能图l 4.7.1 漏液线由 则 在操作范围内，任取几个Ls值，依上式计算出Vs的值，计算结果见下表3-1 Ls,0.00060.00150.00300.0045Vs，0.6030.6190.6380.654 由上表数据可做出漏液线1l 4.7.2 液沫夹带线取雾沫夹带极限值 依式 式中 即 故 则 在操作范围内，任取几个Ls值，依上式计算出Vs的值，计算结果见表3-2： Ls，0.00060.00150.00300.0045Vs，2.4042.3142.1992.103 表3-2由上表数据即可做出液沫夹带线2l 4.7.3 液相负荷下限线 对于平直堰，取堰上层高度作为最小液体负荷标准。 取 据此可作出与气体流量无关的垂直液相负荷下限线3。l 4.7.4 液相负荷上限线 取作为液体在降液管中的停留时间的下限则 据此可作出与气体流量VS无关的垂直线，液相负荷上限线4。l 4.7.5 液泛线令 由 故 即 在操作范围内，任取几个Ls值，依上式计算出Vs的值，计算结果见下表3-3Ls，0.00060.00150.0030.0045Vs，4.9924.7414.3924.07表表3-3由上表数据即可作出液泛线5 根据以上方程可作出筛板塔的负荷性能图。精馏塔负荷性能图见图311.在负荷性能图上，作出操作点，与原点连接，即为操作线。2.从塔板负荷性能图中可看出，按生产任务规定的气相和液相流量所得到的操作点P在适宜操作区的适中位置，说明塔板设计合理。3.因为液泛线在液沫夹带线的上方，所以塔板的气相负荷上限由液沫夹带控制，操作下限由漏液线控制。4.按固定的液气比，从负荷性能图中可查得气相负荷上限,气相负荷下限，所以可得故操作弹性为塔板的这一操作弹性在合理的范围(35)之内，由此也可表明塔板设计是合理的。l 4.8 板式塔的结构l 4.8.1 塔体的结构板式塔内部装有塔板、降液管、各物流的进出口及人孔（手孔）、基坐、除沫器等附属装置。除一般塔板按设计间距安装外，其它处根据需要决定其间距。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，取1.0m。2、塔底空间（1）、塔底储液空间依储液量停留35min或更长时间而定。（2）、塔底液面至下层塔板之间要有1.5m的间距。3、人孔对于的板式塔，为安装、检修的要求，每隔8层塔板设一人孔，本塔共开3个人孔。提馏段开2个人孔精馏段开1个。人孔处板间距为800mm，直径为500mm，其伸出塔体的筒长为200mm。4、塔高实际塔板数N=26 人孔塔板间距 进料板处间距人孔处板间距 桾座高度封头高度 塔空间高度HD=1.2m塔底空间高度HB=1.5m所以总高度H=(26-1-3-1)0.4+10.8+30.8+1.2+1.5+0.35+3=17.65l 4.8.2 塔板结构塔径为2.0m，超过800mm，故采用整块式；由于钢度、安装、检修等要求，多将塔板分成数块送入塔内。为了检修方便，取一块作为通道板，通道板的宽度取400mm。第五章 热量衡算l 5.1 热量衡算表41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110.63363318.57l 5.1.1 塔顶热量其中 则: 0C 时苯: 蒸发潜热 甲苯: 蒸发潜热 l 5.1.2 塔底热量其中 则: 0C 苯: 蒸发潜热 甲苯: 蒸发潜热 第六章 附属设备设计l 6.1 接管尺寸与结构接管的合适尺寸与在操作条件下管内的适宜流速的选择密切相关。塔顶蒸汽的适宜流速为：常压操作时取，绝对压力在时取，绝对压力小于时取。进料管内的适宜流速为：重力回流取，强制回流取。进料管内适宜流速为：由高位槽入塔时取，由泵输送时取。塔釜出料管内适宜流速一般取。由公式计算得到尺寸均应圆整到相应规格的管径。l 6.1.1 进料管当塔径，且物料清洁不易聚合时，一般采用简单的进料管，如图当塔径时，人不能进入塔内检修，为了检修方便，进料管应采用带外套的可拆结构，如图l 6.1.2 塔釜出料管当塔支座直径小于800mm时，塔底出料管一般采用如图a所示，当塔支座直径大于800mm时，出料管可采用如图b所示，为了安装方便，引出管通道直径应大于管法兰外径。l 6.1.3 进气管当对气体分布要求不高时，采用如图a所示结构的进气管；当塔径较大且进气要求均匀时，可采用如图b所示结构的进气管，管上开有3排小孔，管径及小孔直径与数量由工艺条件决定。当蒸汽直接加热釜液时，蒸汽进入管安装在液面以下，管上小孔是朝下方或斜下方的，小孔直径通常为，各孔中心相聚倍孔径。全部小孔截面积为进气管截面积的倍。当进气管安装在液面以上时，小孔是朝上方或斜上方的。l 6.2 再沸器再沸器的任务是将部分塔底的液体蒸发以便进行径流分离。再沸器是热交换设备，根据加热面安排的需要，再沸器的构造可以是夹套式、蛇管式或列管式；加热方式可以是间接加热或直接加热。选择时应注意以下几点：使设备成本低（保持较高的传热系数）；使换热表面尽可能清洁（防止传热管表面结垢）；对于易热分解的产品，应使其停留时间短，加热壁温低；能满足分离要求。 小型再沸器可直接安装在塔底部，但再沸器的横截面积要略大于塔体的截面，对于较大型的塔，再沸器一般安装在塔外。工业上使用最多的形式有：强制循环式、卧式热虹吸式、立式热虹吸式和凯尔特式。在立式再沸器中，被蒸发的液体在管内通过；在卧式再沸器中，被蒸发液体在管外通过。再沸器容量大时塔的操作稳定，蒸汽分离空间大时可防止蒸气中夹带液体。对易起泡系统尤为有利。采用卧式再沸器，可以使塔和建筑物的总高度降低；由于产品在卧式再沸器中的停留时间较长。因此不适宜用于蒸发对热不稳定的产品。热虹吸式再沸器利用再沸器中气-液混合物和塔底液体的密度差为推动力，增加流体在管内的流动速度，减少污垢的沉积，提高了传热系数，装置紧凑，占地面积小。凯尔特式再沸器一次通过蒸发的气液比可达80%，相当于一块理论板。再沸器的传热面积可任意选用，釜液结焦时清洗方便，但金属消耗量和占地面积都大。当塔底产品是废水时，通常采用直接水蒸气加热，这样可节省再沸器的投资成本。l 6.3 冷凝器 冷凝器的任务是冷凝离开塔顶的蒸汽，以便为分离提供足够的回流。冷凝的优点是未凝的产品富集了轻组分，冷凝器为分离提供了一块理论板。当全凝时，部分冷凝凝液作为回流返回，冷凝没有分离作用。 在小型精馏塔中，冷凝器可采用蛇形式；对大型设备一般采用列管式。为了提高冷却介质的流速，使其传热系数提高，一般安排冷却介质在管内流动，蒸汽在管外冷凝，对于小型精馏塔，冷凝器一般安装在塔顶，冷凝液靠重力作用回流入塔。冷凝器距塔顶回流口的高度，可根据管道阻力损失进行估算。工业上常用的几种回流形式 对于大型精馏塔，往往讲冷凝器安装在离地面约5m的支架上，以保证泵在输送回流液时，不会出现气蚀现象。采用泵进行强制回流时，回流属冷回流，其回流比容易控制，且对安放冷凝器的支座要求不高，安装与检修都比较方便。计算结果汇总符号单位计算数据精馏段提馏段各段平均温度tm89.9104.15各段相对挥发度-2.1321.881各段平均压强PmkPa105.5114.6平均流量气相Vsm3/s1.1409-液相LSm3/s0.0030-实际塔板数N块1214板间距HTm0.400.40塔的有效高度Zm10.410.4塔径Dm2.02.0空塔气速Um/s0.7380783塔板液流型式单溢流单溢流溢流装置