周迪-----苯甲苯分离过程板式精馏塔设计论文.doc
《周迪-----苯甲苯分离过程板式精馏塔设计论文.doc》由会员分享，可在线阅读，更多相关《周迪-----苯甲苯分离过程板式精馏塔设计论文.doc（35页珍藏版）》请在冰点文库上搜索。
课程设计说明书
武汉工程大学
化工与制药学院
课程设计说明书
课题名称：
2万吨/年苯-甲苯精馏塔设计
专业班级：
10级生物技术01班
学生学号：
1006070135
学生姓名：
周迪
学生成绩：
指导教师：
杜治平
课题工作时间：
2012年12月31日-2012年1月14日
武汉工程大学化工与制药学院
课程设计任务书
专业生物技术班级10生技1学生姓名周迪
发题时间：
2012年12月28日
一、课题名称
2万吨苯－甲苯板式精馏塔设计
二、课题条件（文献资料、仪器设备、指导力量）
1.课程设计参考书：
（1）陈敏恒，丛德兹，方图南，齐鸣斋.化工原理（上、下册）（第二版）.北京：
化学工业出版社，2000
（2）化学工程手册编辑委会.化学工程手册，第1篇化工基础数据；第13篇气液传质设备.北京：
化学工业出版社，1986
（3）柴诚敬，刘国维，李阿娜.化工原理课程设计.天津：
天津科学技术出版社，1995
2.计算用计算机及绘图化工CAD软件
三、设计任务（包括设计、计算、论述、实验、应绘图纸等，只需简明列出大项目）
1.撰写课程设计说明书一份
2.带控制点的工艺流程图一张
3.塔设备的总装图（包括部分构件）一张
四、设计所需技术参数
原料：
苯、甲苯
原料温度：
泡点进料94℃
处理量：
2万吨/年
原料组成：
苯的摩尔分率为0.40，甲苯的摩尔分率为0.60
产品要求：
塔顶苯的摩尔分率为0.93，塔底苯的摩尔分率为0.03
生产时间：
300天/年
冷却水进口温度：
25℃
加热剂：
0.9MPa饱和水蒸汽
单板压降:
≤0.7kpa
生产方式：
连续操作，泡点回流
五、设计说明书内容（指设计说明书正文中包括的主要设计内容，根据目录列出大标题即可）
1．设计方案的确定
2．带控制点的工艺流程图的确定
3．操作条件的选择（包括操作压强、进料状态、加热剂、冷却剂、回流比）
4．塔的工艺计算
（1）全塔物料衡算
（2）最佳回流比的确定
（3）理论板及实际板的确定
（4）塔径的计算
（5）降液管及溢流堰尺寸的确定
（6）浮阀数及排列方式（筛板孔径及排列方式）的确定
（7）塔板流动性能的校核（液沫夹带校核，塔板阻力校核，降液管液泛校核，液体在降液管内停留时间校核，严重漏液校核）
（8）塔板负荷性能图的绘制
（9）塔板设计结果汇总表
5．辅助设备工艺计算
（1）换热器的面积计算及选型
（2）各种接管管径的计算及选型
（3）泵的扬程计算及选型
6．塔设备的结构设计：
（包括塔盘、裙座、进出口料管）
六、进度计划（列出完成项目设计内容、绘图等具体起始日期）
2012年12月31～2013年01月2：
查找资料，初步确定设计方案及设计容
2013年01月03～2013年01月5：
根据设计要求进行设计，确定设计说明书初稿
2013年01月06～2013年01月08：
撰写设计说明书
2013年01月09～2013年01月11：
绘制工艺流程图及总装图
2013年01月12～2013年01月13：
答辩
指导教师（签名）：
杜治平2012年12月30日
学科部主任（签名）：
吴广文2012年12月31日
《课程设计》综合成绩评定表
学生姓名
学生班级
设计题目
指导教师评语
指导教师签字：
年月日
答辩记录
答辩组成员签字：
记录人：
年月日
成绩综合评定栏
设计情况
答辩情况
项目
权重
分值
项目
权重
分值
1、计算和绘图能力
35
1、回答问题能力
20
2、综合运用专业知识能力
10
2、表述能力（逻辑性、条理性）
10
3、运用计算机能力和外语能力
10
4、查阅资料、运用工具书的能力
5
5、独立完成设计能力
5
6、书写情况（文字能力、整洁度）
5
综合成绩
指导教师签名：
学科部主任签名：
年月日年月日
摘要
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﹑石油化工等工业中得到广泛的应用。
本设计的题目是苯—甲苯二元物系板式精馏塔的设计。
在确定的工艺要求下，确定设计方案，设计内容包括精馏塔工艺设计计算，塔辅助设备设计计算，精馏工艺过程流程图，精馏塔设备结构图，设计说明书。
关键词：
板式塔；苯--甲苯；工艺计算；结构图
Abstract
Distillationseparationisthemostcommonlyusedliquidmixtureofaunitoperationinchemical,petrochemicalandotherindustriesrefining,widelyapplied.Thisdesignisthesubjectofbenzenemorpholine-toluenebinarysystem-atypeofdistillationprocessofdesign,indeterminingtherequest,designscheme.Designcontentincludesdistillation,distillationprocessflowcharts,distillationequipmentstructureanddesignspecification.
Keyword:
Series-platetower;Benzene-methylbenzene;Distillationprocess；distillationequipmentstructure
-6-
目录
第一章文献综述 1
第二章设计方案的确定 3
2.1操作条件的确定 3
2.2确定设计方案的原则 4
第三章塔体计算 5
3.1设计方案的确定 5
3.2精馏塔的物料衡算 5
第四章塔板计算 7
4.1塔板数的确定 7
4.2精馏段的计算 10
4.3提留段的计算 23
第五章塔附件设计 37
5.1附件的计算 37
5.2附属设备设计 40
设计小结 43
附录 44
第一章文献综述
塔设备是炼油、化工、石油化工等生产中广泛应用的气液传质设备。
根据塔内气液接触部件的结构型式，可分为板式塔和填料塔。
板式塔内设置一定数目的塔板，气体以鼓泡或喷射形式穿过板上液层进行质热传递，气液相组成呈阶梯变化，属逐级接触逆流操作过程。
填料塔内装有一定高度的填料层，液体自塔顶沿填料表面下流，气体逆流向上（也有并流向下者）与液相接触进行质热传递，气液相组成沿塔高连续变化，属微分接触操作过程。
工业上对塔设备的主要要求是：
（1）生产能力大；
（2）传热、传质效率高；（3）气流的摩擦阻力小；（4）操作稳定，适应性强，操作弹性大；（5）结构简单，材料耗用量少；（6）制造安装容易，操作维修方便。
此外，还要求不易堵塞、耐腐蚀等。
板式塔大致可分为两类：
（1）有降液管的塔板，如泡罩、浮阀、筛板、导向筛板、新型垂直筛板、蛇形、S型、多降液管塔板；
（2）无降液管的塔板，如穿流式筛板（栅板）、穿流式波纹板等。
工业应用较多的是有降液管的塔板，如浮阀、筛板、泡罩塔板等。
苯的沸点为80.1℃，熔点为5.5℃，在常温下是一种无色、味甜、有芳香气味的透明液体，易挥发。
苯比水密度低，密度为0.88g/ml，但其分子质量比水重。
苯难溶于水，1升水中最多溶解1.7g苯；但苯是一种良好的有机溶剂，溶解有机分子和一些非极性的无机分子的能力很强。
甲苯是最简单，最重要的芳烃化合物之一。
在空气中，甲苯只能不完全燃烧，火焰呈黄色。
甲苯的熔点为-95℃，沸点为111℃。
甲苯带有一种特殊的芳香味（与苯的气味类似），在常温常压下是一种无色透明，清澈如水的液体，密度为0．866克／厘米3，对光有很强的折射作用（折射率：
1,4961）。
甲苯几乎不溶于水（0,52g/l），但可以和二硫化碳，酒精，乙醚以任意比例混溶，在氯仿，丙酮和大多数其他常用有机溶剂中也有很好的溶解性。
甲苯的粘性为0,6mPas，也就是说它的粘稠性弱于水。
甲苯的热值为40.940kJ/kg，闪点为4℃，燃点为535℃。
分离苯和甲苯，可以利用二者沸点的不同，采用塔式设备改变其温度，使其分离并分别进行回收和储存。
板式精馏塔、浮法塔都是常用的塔类型，可以根据不同塔各自特点选择所需要的塔。
筛板是在塔板上钻有均布的筛孔，呈正三角形排列。
上升气流经筛孔分散、鼓泡通过板上液层，形成气液密切接触的泡沫层（或喷射的液滴群）。
筛板塔是1932年提出的，当时主要用于酿造，其优点是结构简单，制造维修方便，造价低，气体压降小，板上液面落差较小，相同条件下生产能力高于浮阀塔，塔板效率接近浮阀塔。
其缺点是稳定操作范围窄，小孔径筛板易堵塞，不适宜处理粘性大的、脏的和带固体粒子的料液。
但设计良好的筛板塔仍具有足够的操作弹性，对易引起堵塞的物系可采用大孔径筛板，故近年我国对筛板的应用日益增多，所以在本设计中设计该种塔型。
-24-
第二章设计方案的确定
2.1操作条件的确定
确定设计方案是指确定整个精馏装置的流程、各种设备的结构型式和某些操作指标。
例如组分的分离顺序、塔设备的型式、操作压力、进料热状态、塔顶蒸汽的冷凝方式等。
下面结合课程设计的需要，对某些问题作些阐述。
2.1.1操作压力
蒸馏操作通常可在常压、加压和减压下进行。
确定操作压力时，必须根据所处理物料的性质，兼顾技术上的可行性和经济上的合理性进行考虑。
例如，采用减压操作有利于分离相对挥发度较大组分及热敏性的物料，但压力降低将导致塔径增加，同时还需要使用抽真空的设备。
对于沸点低、在常压下为气态的物料，则应在加压下进行蒸馏。
当物性无特殊要求时，一般是在稍高于大气压下操作。
但在塔径相同的情况下，适当地提高操作压力可以提高塔的处理能力。
有时应用加压蒸馏的原因，则在于提高平衡温度后，便于利用蒸汽冷凝时的热量，或可用较低品位的冷却剂使蒸汽冷凝，从而减少蒸馏的能量消耗。
2.1.2进料状态
进料状态与塔板数、塔径、回流量及塔的热负荷都有密切的联系。
在实际的生产中进料状态有多种，但一般都将料液预热到泡点或接近泡点才送入塔中，这主要是由于此时塔的操作比较容易控制，不致受季节气温的影响。
此外，在泡点进料时，精馏段与提馏段的塔径相同，为设计和制造上提供了方便。
2.1.3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。
对于苯-甲苯溶液，一般采用1.1~2.0KPa（表压）。
2.2确定设计方案的原则
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：
2.2.1满足工艺和操作的要求
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。
2.2.2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。
2.2.3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。
第三章塔体计算
3.1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。
3.2精馏塔的物料衡算
3.2.1原料液级塔顶、塔底产品的摩尔分率
苯的摩尔质量
甲苯的摩尔质量
3.2.2原料液及塔顶、塔底产品的平均摩尔质量
3.2.3物料衡算
原料处理量
总物料衡算
苯物料衡算
联立解得
第四章塔板计算
4.1塔板数的确定
4.1.1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2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（泡点进料）
理论板计算过程如下：
总理论板数为16（包括蒸馏釜），精馏段理论板数为5，第6块板为进料板。
4.2精馏段的计算
4.2.1精馏塔的工艺条件及有关物性数据的计算
（1）操作温度的计算
依据操作压力，由泡点方程通过试差法计算出泡点温度，其中苯、甲苯的饱和蒸汽有安托尼方程计算，计算结果如下：
塔顶温度
进料板温度
精馏段平均温度
（2）平均摩尔质量计算
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
（3）平均密度计算
①气相平均密度计算
由理想气体状态方程式计算，即
②液相平均密度计算
液相平均密度计算依下式计算，即：
塔顶液相平均密度的计算。
由，查液体在不同温度下的密度表得：
进料板液相平均密度的计算。
由，查液体在不同温度下的密度表得：
精馏段的平均密度为：
（4）液体平均表面张力的计算
液相平均表面张力依下式计算，即：
塔顶液相平均表面张力的计算。
由，查液体表面张力共线图得：
进料板液相平均表面张力的计算。
由，查液体表面张力共线图得：
精馏段平均表面张力为：
（5）液体平均黏度计算
液相平均黏度依下式计算，即：
塔顶液相平均黏度的计算：
由，查气体黏度共线图得：
精馏段液相平均黏度的计算：
由，查气体黏度共线图得：
精馏段液相平均黏度为：
4.3提溜段的计算
4.3.1精馏塔的提馏段工艺条件
（1）操作温度的计算
依据操作压力，由泡点方程通过试差法计算出泡点温度，其中苯、甲苯的饱和蒸汽有安托尼方程计算，计算结果如下：
塔釜温度
进料板温度
提馏段平均温度
（2）平均摩尔质量计算
塔釜平均摩尔质量的计算
由理论板的计算过程可知，，
由理论板的计算过程可知，提馏段的平均摩尔质量为：
（3）平均密度计算
①气相平均密度计算
由理想气体状态方程式计算，即
②液相平均密度计算
液相平均密度计算依下式计算，即：
塔釜液相平均密度的计算。
由，查液体在不同温度下的密度表得：
进料板液相平均密度的计算。
由，查液体在不同温度下的密度表得：
提馏段的平均密度为：
（4）液体平均表面张力的计算
液相平均表面张力依下式计算，即：
塔釜液相平均表面张力的计算。
由，查液体表面张力共线图得：
进料板液相平均表面张力的计算。
由，查液体表面张力共线图得：
提馏段平均表面张力为：
（5）液体平均黏度计算
液相平均黏度依下式计算，即：
塔釜液相平均黏度的计算：
由，查气体黏度共线图得：
提馏段液相平均黏度的计算：
由，查气体黏度共线图得：
提馏段液相平均黏度为：
4.3.2精馏塔的塔体工艺尺寸计算
（1）实际塔板数计算
同理算得
全塔平均相对挥发度
全塔液体平均摩尔黏度
查奥康奈尔关联图得
实际板数
（2）塔径的计算
精馏段的气、液相体积流率为：
由，式中C由求取，其中由筛板塔汽液负荷因子曲线图查取，图横坐标为
取板间距，，板上液层高度，则
查筛板塔汽液负荷因子曲线图得
取安全系数为0.7，则空塔气速为：
按标准塔径圆整后为。
塔截面积为：
4.3.3提馏塔的塔体工艺尺寸计算
（1）塔径的计算
提馏段的气、液相体积流率为：
由，式中C由求取，其中由筛板塔汽液负荷因子曲线图查取，图横坐标为
取板间距，，板上液层高度，则
查筛板塔汽液负荷因子曲线图得
取安全系数为0.7，则空塔气速为：
按标准塔径圆整后为。
塔截面积为：
4.3.4塔板主要工艺尺寸的计算
（1）溢流装置计算
因塔径，可选用单溢流弓形降液管，采用平直形受液盘。
各项计算如下：
① 堰长
取
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，则
取板上清液层高度
故
（2）塔板布置
①边缘区宽度确定：
取，
降液管截面积：
③开孔区面积计算。
开孔区面积计算为：
其中
故
④阀孔计算及其排列。
采用F1型重阀，重量为33g，孔径为39mm，即。
取动能因子F=10，则气体通过阀孔的气速为
阀孔数目N为：
个
由于采用分块式塔板,故采用等腰三角形叉排。
若同中心距t=80mm那么相邻两排间的阀孔中心距为:
取时画出的阀孔数目只有40个
开孔率为：
气体通过筛孔的气速为：
4.3.5.筛板的流体力学验算
（1）塔板压降
①干板阻力计算
浮阀全开时的临界气速:
塔板上含气液层静压头降
气体通过每层塔板的液柱高度按下式计算：
气体通过每层塔板的压降为：
（2）降液管及清液层高度，液面落差很小忽略不计，不设入口堰
为了防止液泛，按式：
，取校正系数Ф=0.5，选定板间距,故，符合防止液泛的要求
（3）液沫夹带
液沫夹带按下式计算：
故在本设计中液沫夹带量在允许的范围内。
（4）漏液验算
取动能因数，相应气相最小负荷
故在本设计中无明显漏液。
4.3.6.精馏段塔板负荷性能图
（1）漏液线
（2）液沫夹带线
根据前面雾沫夹带校核可知，本测采用如下公式，对于大塔，取泛点率F=0.8
整理得
雾沫夹带为直线，由两点即可确定
当时，
当时。
（3）液相负荷下限线
对于平直堰，取堰上液层高度=0.006作为最小液体负荷标准:
据此可作出与气体流量无关的垂直液相负荷下限线
（4）液相负荷上限线
以作为液体在降液管中停留时间的下限
故
据此可作出与气体流量无关的垂直液相负荷上限线。
（5）液泛线
令
由
联立解得
忽略，将与，与，与的关系式代入上式，并整理得：
式中
将有关的数据代入整理，得
在操作范围内，任取几个值，依上式计算出值，计算结果列于下表
表1液泛线计算表
0.00020.00060.0010.0014
0.77440.75680.74220.7229
由上表即可作出液泛线
根
升级会员 