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苯甲苯塔设计

化工原理课程设计

题目苯—甲苯精馏塔设计

专业名称化学工程与工艺

学生姓名

学生姓名

学生姓名

班级

指导教师

起止时间：

2011年6月20日2011年7月

2011年1月14日

目录

苯-甲苯精馏塔设计任务书i

前言1

一．设计方案的确定1

1.1设计流程的说明2

1.2操作方案的说明2

1.3本设计中符号的说明3

二．精馏塔的物料衡算4

2.1原料液及塔顶、塔底产品的摩尔分率4

2.2原料液及塔顶、塔底产品的平均摩尔质量4

三．塔板数的确定5

3.1理论板数Nt的求取5

3.2实际板层数的求取7

四．精馏塔的工艺条件及物性数据的计算8

4.1操作压力的计算8

4.1操作温度的计算8

4.3平均摩尔质量的计算8

4.4平均密度的计算8

4.5平均粘度计算8

4.6液体平均表面张力计算9

五．精馏塔的塔体工艺尺寸计算9

5.1塔径的计算10

5.2精馏塔有效高度的计算11

六．塔板主要工艺尺寸的计算11

七.塔板的流体力学验算12

八．塔板负荷性能图15

九．筛板塔设计计算结果16

十．参考文献17

十一.设计感言18

板式精馏塔设计任务

（一）设计题目

苯—甲苯溶液连续精馏塔设计。

（二）设计任务及操作条件

（1）进精馏塔的料液含苯35%（质量），其余为甲苯。

（2）塔顶产品的苯含量不得低于96%（质量）

（3）塔底产品的苯含量不得高于0.01（质量）

（4）混合液处理量为5t/h

（5）操作条件

（A）精馏塔顶压强4kpa（表压）

（B）饱和液料进料

（C）回流比R/Rmin=1.5

（D）间接蒸汽加热

（E）单板压降不大于0.7Kpa。

（三）设备形式

设备形式为筛板塔。

（四）设计内容

1.设计方案的确定及流程说明。

2.塔的工艺计算。

3.塔和塔板主要工艺尺寸的设计。

（1）塔高,塔径及塔板结构尺寸的确定。

（2）塔板的流体力学验算。

（3）塔板的负荷性能图。

4.设计结果概要货设计一览表。

5.塔板结构俯视图和塔板安装图。

6.对本设计的评述或有关问题的分析讨论。

苯—甲苯分离过程筛板精馏塔设计

（南华大学化学化工学院，衡阳，421001黄刚）

摘要：

本设计对苯—甲苯分离过程筛板精馏塔装置进行了设计，主要进行了以下工作：

1、对主要生产工艺流程和方案进行了选择和确定。

2、对生产的主要设备—筛板塔进行了工艺计算设计,其中包括：

①精馏塔的物料衡算；②塔板数的确定；③精馏塔的工艺条件及有关物性数据的计算；④精馏塔的塔体工艺尺寸计算；⑤精馏塔塔板的主要工艺尺寸的计算。

3、绘制了生产工艺流程图和精馏塔设计条件图。

4、对设计过程中的有关问题进行了讨论和评述。

本设计简明、合理，能满足初步生产工艺的需要，有一定的实践指导作用。

关键词：

苯—甲苯；分离过程；精馏塔

TheDesignofsieveplate-distillationTowerabouttheSeparatingProcessofBenzene-Toluene

（AcademeofchemistryandchemicalEngineering,UniversityofsouthChina,Hengyang,421001Huanggang）

Abstract:

AsuitofequipmentofsievedistillationcolumndeviceswhichmakeBenzeneseparatefromToluenedesigned.Themainworkcomprising:

1.Themainprocessesandprogrammesoftheproductionhavebeenselectedanddetermined.2.Themaincontainerfillertowerhasbeendesigned,including①thebalancereckonofthesieveplatetower②thenumberofthetowerplankhasbeendeterminated③thecalculationofpropertiesofmatterdate④thesizeoftheDistillationtowerhasbeencomputed⑤Themaintraysizeofthedistillationtower.hasbeenreckoned3.Productioncraftworkflowchartanddesignconditionchartofthedistillationtowerhavebeendrawn.4.Thequestionsofthedesignprocesshavebeendiscussedandreviewed.Thedesignissimpleandreasonable,andcanmeettheneedsoftheinitialproductionprocess,acertainroleinguidingthepractice.

Keyword:

benzene-toluene;separationprocess;Distillation

前言

塔设备的应用有着悠久的历史，在很多工业部门都有应用，尤其用在化工、石油、能源等部门。

精馏塔是分离混合主份的常用方法。

由于、蒸馏属于气液两相见的传质过程。

塔设备主要包括以下两类：

板式塔、填料塔两大类。

对一个具体达到分离过程，设计中选择何种塔型，应该根据生产能力、分离效率、塔压力降、操作弹性等要求，并结合制造、维修、造价等因素综合考虑。

精馏塔的设计主要包括以下内容:

①根据分离任务和有关要求确定设计方案;

②初步确定精馏塔的结构尺寸;

③核算流体力学;

④确定塔的工艺结构。

⑤绘制塔板的负荷性能图。

（一）设计方案的确定

本设计任务为分离苯-甲苯溶液混合物。

对于二元混合物的分离，应采用连续精馏流程。

设计中采用泡点进料，将原料液通过预热器加热至泡点送入精馏塔内。

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。

塔釜采用间接蒸汽加热，塔底产品经冷却后送至储罐。

1.设计流程的说明：

精馏装置包括精馏塔，原料预热器，再沸器，冷凝器。

釜液冷却器和产品冷凝器等设备。

热量自塔釜输入，物料在塔内经多次部分汽化与与部分冷凝器进行精馏分离，由冷凝器和冷却器中的冷却介质将余热带走。

在此过程中，热能利用率很低，为此，在确定流程装置时应考虑余热的利用，注意节能。

另外，为保持塔的操作稳定性，流程中除用泵直接送入塔原料外，也可以采用高位槽送料以免受泵操作波动的影响

塔顶冷凝装置根据生产状况以决定采用全凝器，以便于准确地控制回流比。

若后继装置使用气态物料，则宜用全分凝器。

总而言之确定流程时要较全面，合理的兼顾设备，操作费用操作控制及安全因素。

连续精馏操作流程图

2.操作方案的说明：

本设计任务为分离苯—甲苯混合物。

对于二元混合物的分离，应采用连续精馏流程。

设计中采用泡点进料，降原料液通过预热器加热至泡点后送入精馏塔内。

塔顶上升蒸汽采用全凝器冷凝。

冷凝器在泡点下一部分回流到塔内，其余部分经产品冷却器冷却后送入储罐。

该物系属于易分离物系，最小回流比较小，故操作回流比去最小回流比的两倍。

塔釜采用间接蒸汽加热，塔底产品冷却送到储罐。

设计操作流程图

3.本设计中符号的说明

英文字母:

A0筛孔面积，㎡h0降液管底高度，m

Aa塔板开孔面积，㎡hσ相克服表面张力压降所当高度，m

Af降液管面积，㎡k筛板的稳定系数

AT塔截面积，㎡L塔内下降液体流量，kmol/h

C计算时umax的负荷因数lW溢流堰高度,m

CO流量系数LS下降液体流率，m3/s

D塔径，mN理论板数

d0筛孔直径，mmNP实际塔板数

E液流收缩系数NT理论塔板数

ET全塔效率n筛孔数

ev雾沫夹带量，kg液/kg气P操作压强，pa或kpa

F进料流量,kmol/h△P压强降，pa或kpa

Fa气相动能因数q进料热状态承参数

H板间距，mmR回流比

hc与干板压降相当液柱高度，mS直接蒸汽量，kmol/h

h1进口堰与降液管的水平距离，mt筛孔中心距，mm

hl与气流穿过液层的压降

相当液柱高度mu空塔气速，m/s

hf板上鼓泡层高度，mu0筛孔气速,m/s

hL板上液曾高度，mu′0降液管底隙处液体流速,m/s

hd,与液体流经降液管压降相当液柱高度，m

DF进料管直径,mDl回流管直径,m

DW釜液出口管直径,mDT塔顶蒸汽管直径,m

下标：

hp与单板压降相当液层高度，mA易挥发组分

B难挥发组分

how堰上液层高度，mD馏出液

hw溢流堰长度，mL液相

W釜残液流量，kmol/hh小时

WC无效区块度，mi组分序号

Wd弓形降液管高度，mm平均

ws安定区宽度，mF原料液

X液相中易挥发组分摩尔分率min最小

Y气相中易挥发组分摩尔分率max最大

Z塔的有效高度，mn塔板序号

vs塔内上升蒸汽流量，m3/s

希腊字母：

α相对挥发度，无因次

β干筛孔流量系数的修正系数，无因次

σ液体表面张力，mN/m

δ筛板厚度，mm

μ粘度，mPa.s

ψ液体密度校正系数

φ开孔率

t时间,s

ρL液相密度,kg/m3

ρV液相密度,kg/m3

（二）精馏塔的物料衡算

1．原料及塔顶产品的摩尔分率

苯的摩尔质量为：

78.11kg/kmol

甲苯的摩尔质量为：

92.13kg/kmol

xf=（0.35/78.11）/（0.35/78.11+0.65/92.13）=0.388

xd=（0.96/78.11）/（0.96/78.11+0.04/92.13）=0.966

xw=（0.01/78.11）/（0.01/78.11+0.99/92.13）=0.012

2.原料液及塔顶产品的平均摩尔质量

Mf=0.388×78.11+92.13×（1-0.412）=86.69kg/kmol

Md=0.966×78.11+92.13×（1-0.966）=78.59kg/kmol

Mw=0.012×78.11+92.13×（1-0.012）=91.96kg/kmol

则可知：

原料的处理量：

F=50000/86.69=57.67kmol/h

由总物料衡算：

F=D+W

以及:

xf×F=xd×D+W×xw

容易得出：

D=22.73kmol/h

W=34.94kmol/h

（三）塔板数的确定

1.理论板数

的求取

（1）相对挥发度的求取

苯的沸点为80.1℃，甲苯额沸点为110.63℃

1　当温度为80.1℃时

解得

，

2　当温度为110.63℃时

解得

，

则有

（2）最小回流比的求取

由于是饱和液体进料，有q=1，q线为一垂直线，故

，根据相平衡方程有

最小回流比为

回流比为最小回流比的1.5倍，即

（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

两操作线交点横坐标为

理论板计算过程如下：

气液平衡方程

变形有

由y求的x,再将x带入平衡方程，以此类推

总理论板数为15（包括蒸馏釜），精馏段理论板数为7，第8块板为进料板。

2.实际板层数的求取

由t-x-y图

td=82.1℃tw=110.5℃

平均温度tm=（td+tw）/2=（82.1+110.5）/2=96.3

查手册，知

tm下的粘度为μA=0.27μB=031

由t-x-y图得xa=0.365xb=0.635ya=0.581yb=0.419

μL=0.365×0.27+0.635×0.31=0.296

a=（yaxb）/（ybxa）=（0.581×0.635）/（0.419×0.365）=2.412

Et=

=0.49（α

）

=0.49×（2.412×0.296）

=0.53

精馏段实际板层数N精=6/0.53=11.3=12

N提=7.5/0.53=14.15=15

（四）精馏塔的工艺条件及有关物性数据的计算

⑴操作压力的计算

塔顶操作压力Pd=101.3+4=105.3（Kpa）

每层板压力：

Pm=0.7（KPa）

进料板压力：

PW=105.3+12×0.7=189.3（KPa）

精馏段平均压力：

Pm’=（105.3+189.3/2=147.3（KPa）

⑵操作温度的计算

塔顶温度tD=82.1℃

进料板温度tF=97.2℃

塔釜温度tW=103.2℃

精馏段平均温度tm=（82.1+103.2）/2=89.65（℃）

⑶平均摩尔质量的计算

塔顶平均摩尔质量的计算

由理论板的计算过程可知，

进料板平均摩尔质量的计算

由理论板的计算过程可知，

，

精馏段的平均摩尔质量为

⑷平均密度的计算

a.精馏段平均密度的计算

Ⅰ　气相　　由理想气体状态方程得

ρVm=PmMvw/RTm=（147×81.91）/[8.314×（273.15+89.65）]=4.00kg/m3

Ⅱ　液相　　查不同温度下的密度，可得tD=82.1.℃时

ρA＝812.7kg/m3B=807.9kg/m3

tF=97.2℃时ρA＝793.0kg/m3ρB=788.54kg/m3

ρLDm=1/（0.96/812.7+0.04/807.9）=812.5kg/m3

进料板液相的质量分率

αA=（0.388×78.11）/（0.388×78.11+0.612×92.13）=0.35

ρLFm=1/（0.35/793.0+0.65/788.54）=791.6kg/m3

精馏段液相平均密度为

ρLm=（789.9+791）/2=790.45kg/m3

⑸平均粘度的计算

液相平均粘度依下式计算即

lgμLm=∑xilgμi

a．塔顶液相平均粘度的计算由tD=82.1℃查手册得

μA=0.302mPa.sμB=0.306mPa.s

lgμLDm=0.966lg（0.302）+0.034lg（0.306）

解得

μLDm=0.302mPa.s

b．进料板平均粘度的计算由tF=97.2℃查手册得

μA=0.261mPa.sμB=0.3030mPa.s

lgμLFm=0.388lg（0.2610）+0.612lg（0.3030）

解得

μLFm=0.261mPa.s

精馏段平均粘度

μLm=（0.302+0.261）/2=0.282mPa.s

⑹液相平均表面张力的计算

液相平均表面张力依下式计算即

σLm=∑xiσi

a.塔顶液相平均表面张力的计算由tD=82.1℃查手册得

σA=21.24mN/mσB=21.42mN/m

σLDm=0.966×21.24+0.034×21.42=21.25mN/m

b.进料板液相平均表面张力的计算由tF=97.2℃查手册得

σA=19.10mN/mσB=19.56N/m

σLFM=0.388×19.10+0.612×19.56=19.43mN/m

精馏段液相平均表面张力

σLm=（21.25+19.43）/2=20.34mN/m

（五）精馏塔的塔体工艺尺寸计算

1.塔径的计算

精馏段的气、液相体积流率为

　VS=VMVm/3600ρVm=（77.28×81.085）/（3600×4.00）=0.451m3/s

LS=LMLm/3600ρLm=（54.55×82.96）/（3600×790.45）=0.0017m3/s

式中，负荷因子

由史密斯关联图查得C20再求

图的横坐标为Flv=L/V×（ρl/ρv）0.5=0.0533

取板间距，HT=0.40m,板上清液层高度取hL=0.06m，则HT-hL=0.34m

史密斯关联图

由上面史密斯关联图，得知　　C20=0.073

气体负荷因子　C=C20×（σ/20）0.2=0.0732

Umax=1.033m/s

取安全系数为0.7，则空塔气速为0.7U=Umax=0.7×1.033=0.723m/s

=0.891m

按标准塔径圆整后为D=0.9m

塔截面积为At=3.14×0.9×0.9=0.636m2

实际空塔气速为U实际=0.451/0.636=0.709m/s

U实际/Umax=1.887/2.43=0.78（安全系数在充许的范围内，符全设计要求）

　⑵　由上面可知提馏段L=389.65kmol/h

V=189.61kmol/h

2.精馏塔有效高度的计算

精馏段有效高度为Z精=（N精-1）HT=（12-1）×0.40=4.4m

提馏段有效高度为Z提=（N提-1）HT=（15-1）×0.40=5.6m

在进料板上方开一个人孔，其高度为0.8m

故精馏塔有效高度为Z=Z精+Z提+0.5=4.4+5.6+0.8=10.8m

（六）塔板主要工艺尺寸的计算

1.溢流堰装置计算

因塔径　D=0.9m，

所以可选取单溢流弓形降液管，采用凹形受液盘。

（此种溢流方式液体流径较长，塔板效率较高，塔板结构简单，加工方便，在直径小于2.2m的塔中被广泛使用。

）各项计算如下：

1）堰长lw

可取lw=0.65D=0.59m

2）溢流堰高度hw

由hw=hL－how

选用平直堰，（溢流堰板的形状有平直形与齿形两种，设计中一般采用平直形溢流堰板。

）堰上层液高度how由下列公式计算，即有

how=2.84/1000×E×（Lh/lw）（2/3）

并由图液流收缩系数计算图⑷，则可取用E=1.0，则

how=0.014m

取板上清液层高度hL=0.06m

故hw=0.046m

3）弓形降液管的宽度Wd和截面积Af

由Wd/D=0.65m查图可求得

Af/AT=0.0711Wd/D=0.122

Af=0.057×0.636=0.0452m2

Wd=0.122×0.9=0.110m

并依据下式验算液体在降液管中的停留时间，即

θ=3600Af×HT/Lh=3600×0.0452×0.40/（3600×0.0017）=10.64s＞5s

其中HT即为板间距0.40m，Lh即为每小时的体积流量

验证结果为降液管设计符合要求。

4）降液管底隙高度ho

ho=Lh/（3600×lw×uo'）

取uo'=0.09m/s

则ho=0.0017×3600/（3600×0.65×0.09）

=0.029m

Hw-ho=0.046-0.029=0.017m＞0.006m

故降液管底隙高度设计合理

选用凹形受液盘，深度h’w=50mm。

2.塔板布置

1）塔板的分块

因为D≥800mm，所以选择采用分块式，查表可得，塔板可分为3块。

2）边缘区宽度确定

取Ws=W’s=65mm,Wc=35mm

c．开孔区面积计算

开孔区面积Aa按下面式子计算，则有

Aa=2【x（r2－x2）0.5+∏r2/180×sin-1（x/r）】

其中x=D/2－（Wd＋Ws）

r=D/2－Wc

并由Wd/D=0.122，推出Wd=0.110

由上面推出Aa=0.420m2

d筛孔计算与排列

本实验研究的物系基本上没有腐蚀性，可选用δ=3mm碳钢板，取筛孔直径do=5mm⑷

筛孔按正三角形排列，取孔中心距t为

t=3do=15mm

筛孔的数目n为

n=1.155Ao/t2=2156个

开孔率为φ=0.907（do/t）2=10.1%

气体通过阀孔的气速为

uo=Vs/Ao=0.451/（Aa×φ）=10.63m/s

（七）塔版流体力学验算

1）塔板的压降

a干板的阻力hc计算

干板的阻力hc计算由公式

hc=0.051（uo/co）2×（ρv/ρl）

并取do/δ=5/3=1.67,可查史密斯关联图得，co=0.772

所以hc=0.051（10.63/0.772）2×（4/801.2）=0.0483m液柱

b气体通过液层的阻力hl的计算

气体通过液层的阻力hl由公式

hl=βhL

ua=Vs/（AT－Af）=0.451（0.636-0.0452）=0.763m/s

Fo=0.763（4.00）1/2=1.53kg1/2/（sm1/2）

可查⑸得，得β=0.59

所以hl=βhL=0.59×（0.046+0.014）=0.0354m液柱

c液体表面张力的阻力hσ计算

液体表面张力的阻力hσ由公式hσ=4σL/（ρl×g×do）计算,则有

hσ=（4×20.34×10-3）/（801.2×9.81×0.005）=0.0021m液柱

气体通过每层塔板的液柱高度hP，可按下面公式计算

hP=hc+hl+hσ=0.0483+0.0354+0.0021=0.0858m液柱

气体通过每层塔板的压降为

△Pp=hP×ρl×g=0.0858×801.2×9.81=674KPa＜0.9KPa（设计允许值）

2）液面落差

对于筛板塔，液面落差很小，由于塔径和液流量均不大，所以可忽略液面落差的影响。

3）液沫夹带

液沫夹带量，采用公式

ev=5.7×106/σL×【ua/（HT－hf）】3.2

由hf=2.5hL=2.5×0.06=0.15m所以：

ev=（5.7×10-6/20.34×10-3）【0.763/（0.4-0.15）】

=0.010kg液/kg气＜0.1kg液/kg气

可知液沫夹带量在设计范围之内。

4）漏液

对于筛板塔，漏液点气速uo,min可由公式

Uo,min=4.4Co【（0.0056+0.13hL-hσ）/ρL/ρV】1/2=5.110m/s

实际孔速为Ｕo10.63m/s＞Uo,min

稳定系数为Ｋ=Uo/Uo,min=10.63/5.110=2.08＞1.5

故在本设计中无明显漏液。

5）液泛

为防止塔内发生液泛，降液管内液高度Hd应服从式子

Hd≤ψ（HT＋hw）

甲醇与水属于一般物系，取ψ=0.5，则

ψ（HT＋hw）=0.5（0.40+0.046）=0.223m

而Hd=hp+hL+hd

板上不设进口堰，则有

hd=0.153（uo’）2=0.1