苯甲苯分离精馏塔化工原理课程设计.doc

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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

设计者姓名：

周艳丽

指导教师：

韩伟

专业化学工程与工艺

学号2010101220

说明书共页图纸张

设计时间2013年5月28日至2013年6月18日

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

Abstract

Thepinciplesofchemicalengineeringcoursedesignistocultivatestudents’abilityofimportantchemicaldesignteaching，throughthecurriculumthatwetrytograspthebasicknowledgeofchemicalengineeringdesign，designprincipalsandmethods.Tolearnallkindsofmanualoperationandphysicalproperties，chemicalpropertiesofsearchingmethodsandtechniques.Grasptheresults，candrawprocesstowerstructure，etc.Inthedesignprocessshouldnotonlyconsiderthefeasibilityofthetheory，considerthesafetyinproductionandeconomicrationality.

Platecolumnisanearlytower，sincethe1950stoplatecolumnonalargescale，industrialmastersieve-platetower，andformedacompletedesignmethod.Comparedwiththeblistertower,hasthefollowingadvantages:

highboarddistillationproductioncapacity,highertowerefficiencyandsimplestructure,costreduce40%tray,installation,maintenanceiseasier.Butintheplatecolumn,sieve-platetowerstructurethanfloatvalvesismoresimple,easyprocessing,thecostisabout60%ofthetoweroftheblister,floatvalvesforabout80%oftheadvantagesoflargecapacityandprocessing,consideringthedesignconformstotherequirements.Themaincontentsofthiscoursedesignistheprocessofmaterial,craftcalculation,thestructuredesignandcheck.

KEYWORDS:

platerectifyingcolumn;sieve-platetower;design

学号：

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=0.9

3、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1～40号每上浮50kg/h为一个学号的加料量（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》，哈尔滨工程大学出版社，2005；

（2）陈敏恒等.《化工原理》下册第三版，化学工业出版社出版；

（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》，天津大学出版社，2002；

（4）申迎华.郝晓刚.《化工原理课程设计》，化学工业出版社，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3～8mm，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：

（１）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。

（２）处理能力大，比同塔径的泡罩塔可增加10～15％。

（３）塔板效率高，比泡罩塔高15％左右。

（４）压降较低，每板压力比泡罩塔约低30％左右。

筛板塔的缺点是：

（１）塔板安装的水平度要求较高，否则气液接触不匀。

（２）操作弹性较小（约2～3）。

（３）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

2.2.1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：

Xf=0.48；

馏出液组成：

Xd=0.98；

釜液组成：

Xw=0.045。

故，原料液及塔顶、塔底产品的摩尔质量为：

=0.48×78.11+（1-0.48）×92.13=85.40kg/kmol

=0.98×78.11+（1-0.98）×92.13=78.39kg/kmol

=0.045×78.11+（1-0.045）×92.13=91.50kg/kmol

2.2.2二元精馏塔物料衡算

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145×0.48=D×0.98+W×0.045

（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

110.6

0.592

0.789

89.4

0.088

0.212

106.1

0.700

0.853

86.8

0.200

0.370

102.2

0.803

0.914

84.4

0.300

0.500

98.6

0.903

0.957

82.3

0.397

0.618

95.2

0.950

0.979

81.2

0.489

0.710

92.1

1.00

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x-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=1.5×1.33=2.0

2.2.4理论塔板数的求取

（1）精馏塔的气液相负荷

L=RD=2.0×67.46=134.92kmol/h

V=（R+1）D=（2.0+1）×67.46=202.38kmol/h

L’=L+qF=134.92+0.9×145=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。

2.2.5全塔效率

（1）温度的计算

已知xD=0.98，xF=0.48,xW=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μL的求取

已知进料组成为xF=0.48，温度为92.4℃。

查液体粘度共线图得µLA=0.262mPa˙s，µLB=0.293mPa˙s。

则塔顶、塔底平均温度下的粘度为：

µL=ΣxiµLi=0.48×0.262+0.52×0.293=0.278mPa˙s

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=12.77≈13块

提馏段实际板层数N提=7/0.548=12.77≈13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

2.3.1操作压强

塔顶压力PD=750mmHg=98.68kPa

每层塔板压降ΔP=0.7kPa

进料板压力PF=98.68+0.7×13=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+0.7×26=116.88kPa

提馏段平均压力P提，m=（107.78+116.88）/2=112.33kPa

2.3.2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℃。

那么精馏段平均温度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xD=y1=0.98，查平衡曲线图（见图2），得

x1=0.952

MVDm=0.98×78.11+（1-0.98）×92.13=78.39kg/kmol

MLDm=0.952×78.11+（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

xF=0.449

MVFm=0.650×78.11+（1-0.650）×92.13=83.02kg/kmol

MLFm=0.449×78.11+（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/kmol

MLm=（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

xW=0.025，

查平衡曲线（见图2），

yW=0.025，

MVWm=0.025×78.11+（1-0.025）×92.13=91.78kg/kmol

MLWm=0.025×78.11+（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/kmol

MLm=（85.84+91.78）/2=87.40kg/kmol

2.3.4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/ρm=Σai/ρi

塔顶液相平均密度的计算

由tD=80.6℃，查手册得ρA=813.46kg/m3ρB=808.52kg/m3

ρLDm=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

ρA=801.64kg/m3ρB=789.60kg/m3

进料板液相的质量分率

aA=（0.449×78.11）/（0.449×78.11+0.551×92.13）=0.409

ρLFm=1/（0.409/801.64+0.591/789.60）=794.48kg/m3

精馏段液相平均密度

ρ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ρA=780.21kg/m3ρB=781.87kg/m3

ρLWm=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

ρ提，Lm=（781.79+794.48）/2=788.14kg/m3

2.3.5液体平均粘度

液相平均粘度依下式求取，即lgµLm=Σxilgµi。

（1）塔顶液相平均粘度的计算

由tD=80.6℃,查手册得µA=0.306mPa˙sµB=0.310mPa˙s

lgµLDm=0.98lg（0.306）+0.02lg（0.310）

解出µLDm=0.305mPa˙s

（2）进料板液相平均粘度计算

由tF=92.4℃，查手册得µA=0.273mPa˙sµB=0.281mPa˙s

lgµLFm=0.449lg（0.273）+0.551lg（0.281）

解出µLFm=0.277mPa˙s

（3）塔釜液相平均粘度计算

由tW=108.3℃，查手册得µA=0.237mPa˙sµB=0.256mPa˙s

lgµLWm=0.025lg（0.237）+0.975lg（0.256）

解出µLWm=0.256mPa˙s

（4）精馏段液相平均粘度

µ精，Lm=（0.305+0.277）/2=0.291mPa˙s

（5）提馏段液相平均粘度

µ提，Lm=（0.256+0.277）/2=0.267mPa˙s

2.3.6液体平均表面张力

液相平均表面张力依下式计算，即

σLm=Σxiσi

（1）塔顶液相平均表面张力计算

由tD=80.6℃,查手册得σA=21.13mN/mσA=21.63mN/m

σLDm=0.98×21.13+0.02×21.63=21.14mN/m

（2）进料板液相平均表面张力计算

由tF=92.4℃，查手册得σA=19.71mN/mσA=20.34mN/m

σLFm=0.449×19.71+0.551×20.34=20.06mN/m

（3）塔釜液相平均表面张力

由tW=108.3℃，查手册得σA=17.72mN/mσA=18.59mN/m

σLWm=0.025×17.72+0.975×18.59=18.57mN/m

（4）精馏段液相平均表面张力

Σσ精，Lm=（21.24+20.06）/2=20.65mN/m

（5）提馏段液相平均表面张力

Σσ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

3.1.1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/s

Ls==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

HT—hL=0.50-0.06=0.44m

查图4得，C20=0.0930

则，=0.0930（20.65/20）0.2=0.0936

m/s

取安全系数0.7，则空塔气速为

u=0.7umax=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/s

Ls==0.00818m3/s

=0.0771

查图4得，C20=0.0975

则，=0.0975（19.32/20）0.2=0.0968

m/s

取安全系数0.7，则空塔气速为

u=0.7umax=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/s

3.1.2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=（0.6~0.8）D

取lW=0.7D=0.7×1.6=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=0.0928×2.011=0.187

Wd=0.15D=0.15×1.6=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

hW—h0=0.045-0.032=0.013>0.006m

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，mm

800─1200

1400─1600

1800─2000

2200─2400

塔板分块数

3

4

5

6

（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Φ

由于苯——甲苯物系无腐蚀性，可选用δ=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=3×5=15mm

筛孔数目n为

开孔率为

气体通过阀孔的气速为

3.1.5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+2×0.8=6.0+6.0+1.6=13.6m

3.2筛板的流体力学计算

3.2.1气