苯甲苯分离过程筛板式精馏塔设计Word下载.doc

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设计一座苯-甲苯连续精馏塔，根据物性特征，产品产量和工程、经济合理性来确定塔型和操作条件；

通过对原料，产品的要求和物性参数的确定以及对塔体主尺寸的计算，工艺设计和附属设备选型的设计，完成对苯-甲苯精馏工艺流程和主体设备的设计。

关键词：

塔型，塔体，设备，流程

Abstract

Ineedtodesignanbenzol-toluenecontinuousdistillation.Accordingtothecharacteristicsofproperties,productproductionandengineering,economicrationalitytodeterminethetypeofthetowerandoperationalconditions.Thinkingabouttherequirementsofrawmaterialsandproductandthedeterminationofphysicalparameters,Icancalculateofthesizeofthecolumn,designtheprocessandselecttheancillaryequipment,thencompletethebenzol-toluenedistillationprocessandthedesignofthemainequipment.

Keywords:

type,size,ancillaryequipment,process

武汉工程大学邮电与信息学院化工原理课程设计说明书

第一章概述

1.1精馏塔设计任务

本设计的题目是苯—甲苯分离过程筛板式精馏塔设计，即需设计一个精馏塔用来分离易挥发的苯和不易挥发的甲苯，采用连续操作方式，需设计一筛板塔，具体工艺参数如下：

原料：

苯-甲苯

年处理量：

30000t

生产时间：

320天/年，每天24h运行

原料组成（苯的质量分数）：

0.48

塔顶馏出液组成（质量分数）：

0.97

塔底釜液含苯量≤0.02（质量分率）

塔顶回收率：

η=99%

料液初温：

35℃

冷却水温度：

30℃

操作压力：

4kpa（塔顶常压）

回流比自选

单板压降：

≤0.7kpa

进料状态：

饱和液体进料

塔顶采用全凝器，泡点回流

塔釜：

饱和蒸汽间接加热

塔板形式：

筛孔板

全塔效率：

ET=0.56

设备形式：

筛板塔

厂址：

武汉地区

1.2精馏塔设计方案的选定

1.2.1装置流程的确定

蒸馏装置包括精馏塔、原料预热器，蒸馏釜（再沸器）、冷凝器、釜液冷却器和产品冷却器等设备。

蒸馏过程按操作方式的不同，分为连续蒸馏和间歇蒸馏两种流程。

连续蒸馏具有生产能力大，产品质量稳定等优点，工业生产中以连续蒸馏为主。

间歇蒸馏具有操作灵活、适应性强等优点，适用于小规模、多品种或多组分物系的初步分离。

蒸馏时通过物料在塔内的多次部分气化与多次部分冷凝实现分离的，热量利用效率很低，为此，在确定装置流程时应考虑预热的利用。

譬如，用原料作为塔顶产品（或釜液产品）冷却器的冷却介质，即可将原料预热，又可节约冷却介质。

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采用高位槽送料，以免受泵操作波动的影响。

塔顶冷凝装置可采用全凝器、分凝器——全凝器两种不同设置。

工业上以采用全凝器为主，以便于准确地控制回流比。

塔顶分凝器对上升蒸气有一定的增能作用，若后续装置使用气态物料，则宜用分凝器。

总之，确定流程时要较全面、合理的兼顾设备、操作费用、操作控制及安全诸因素。

1.2.2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、余热利用方案以及安全、调节机构和测量控制仪表的设置等。

下面结合课程设计的需要，对某些问题作些阐述。

1.2.3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。

1.2.4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。

1.2.5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。

若塔底产物近于纯水，而且在浓度稀薄时溶液的相对挥发度较大（如酒精与水的混合液），便可采用直接蒸汽加热。

直接蒸汽加热的优点是：

可以利用压力较低的蒸汽加热；

在釜内只须安装鼓泡管，不须安置庞大的传热面。

这样，可节省一些操作费用和设备费用。

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。

但对有些物系（如酒精与水的二元混合液），当残液的浓度稀薄时，溶液的相对挥发度很大，容易分离，故所增加的塔板数并不多，此时采用直接蒸汽加热是合适的。

值得提及的是，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。

对于酒精水溶液，一般采用0.4~0.7KPa（表压）。

饱和水蒸汽的温度与压力互为单值函数关系，其温度可通过压力调节。

同时，饱和水蒸汽的冷凝潜热较大，价格较低廉，因此通常用饱和水蒸汽作为加热剂。

但若要求加热温度超过180℃时，应考虑采用其它的加热剂，如烟道气或热油。

当采用饱和水蒸汽作为加热剂时，选用较高的蒸汽压力，可以提高传热温度差，从而提高传热效率，但蒸汽压力的提高对锅炉提出了更高的要求。

同时对于釜液的沸腾，温度差过大，形成膜状沸腾，反而对传热不利。

1.2.6冷却剂与出口温度

冷却剂的选择由塔顶蒸汽温度决定。

如果塔顶蒸汽温度低，可选用冷冻盐水或深井水作冷却剂。

如果能用常温水作冷却剂，是最经济的。

水的入口温度由气温决定，出口温度由设计者确定。

冷却水出口温度取得高些，冷却剂的消耗可以减少，但同时温度差较小，传热面积将增加。

冷却水出口温度的选择由当地水资源确定，但一般不宜超过50℃，否则溶于水中的无机盐将析出，生成水垢附着在换热器的表面而影响传热。

1.2.7热能的利用

精馏过程是组分反复汽化和反复冷凝的过程，耗能较多，如何节约和合理地利用精馏过程本身的热能是十分重要的。

选取适宜的回流比，使过程处于最佳条件下进行，可使能耗降至最低。

与此同时，合理利用精馏过程本身的热能也是节约的重要举措。

若不计进料、馏出液和釜液间的焓差，塔顶冷凝器所输出的热量近似等于塔底再沸器所输入的热量，其数量是相当可观的。

然而，在大多数情况，这部分热量由冷却剂带走而损失掉了。

如果采用釜液产品去预热原料，塔顶蒸汽的冷凝潜热去加热能级低一些的物料，可以将塔顶蒸汽冷凝潜热及釜液产品的余热充分利用。

此外，通过蒸馏系统的合理设置，也可以取得节能的效果。

例如，采用中间再沸器和中间冷凝器的流程[1]，可以提高精馏塔的热力学效率。

因为设置中间再沸器，可以利用温度比塔底低的热源，而中间冷凝器则可回收温度比塔顶高的热量。

1.2.8带控制点的工艺流程图

第二章精馏塔设计计算

本设计任务为分离苯-甲苯混合物。

对于该二元混合物的分离，应采用连续精馏过程。

设计中采用泡点进料，将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2倍。

塔釜采用间接蒸汽加热，塔底产品经冷却后送至储罐。

2.1精馏塔的物料衡算

2.1.1原料液及塔顶底产品含苯的摩尔分率

苯和甲苯的相对摩尔质量分别为78.11和92.13，原料含苯的质量百分率为0.48，塔顶苯含量不低于0.97，塔底苯含量不大于0.02，则：

原料液含苯的摩尔分率：

塔顶含苯的摩尔分率：

2.1.2原料液及塔顶、塔底产品的平均摩尔质量

由2.1.1知产品中甲苯的摩尔分率，故可计算出产品的平均摩尔质量：

MF＝0.521×

78.11＋（1原料液的平均摩尔质量：

－0.521）×

92.13＝84.83

塔顶液的平均摩尔质量：

MD＝0.974×

78.11＋（1－0.974）×

92.13＝78.47

2.1.3物料衡算原料处理量

依题给条件：

原料液的处理量为30000t／年，得：

全塔物料衡算：

总物料恒算：

F=D+W…①

苯物料恒算：

F×

XF=D×

XD+W×

XW…②

…③

联立解得①②③：

XW=0.011

W＝24.39

D＝41.36

2.2塔板数的确定

2.2.1理论塔板数的求取

1）苯-甲苯物系属理想物系，可采用图解法（M·

T）,求取NT，步骤如下：

根据苯-甲苯的气液平衡数据，利用泡点方程和露点方程绘出x﹣y图（图1）。

依据，

本方案中，塔内压力接近常压（实际上略高于常压），因操作压力偏离常压很小，所以其对x﹣y平衡关系的影响完全可以忽略。

将上表中数据作图得x﹣y曲线：

图1——相平衡曲线

2）操作回流比的确定

由“泡点液体进料”可知：

q=1，则有xe=xq=xF=0.521

在x-y图（图1）中对角线上，yq=0.729，xq=0.521

故最小回流比：

考虑到精馏段操作线离平衡线较近，取实际操作的回流比为最小回流比的2倍，即：

R=2Rmin=2×

1.18=2.36

3）精馏塔的气，液相负荷

精馏塔的气相、液相负荷：

L=RD=2.36×

24.39=57.56

V=（R+1）D=（2.36+1）×

24.39=8V1.95

L′=L+qF=57.56+46.05=103.61

V′=V-（q-1）F=V=81.95

4）操作线方程的求解

精馏段操作线方程为

即y=0.7024x+0.2899

提馏段操作线方程为

即y′=1.264x′-0.002907

5）作图解法求理论板层数

图2苯-甲苯物系精馏分离理论塔板数的图解

求解结果为:

总理论板层数NT=14（包括再沸器）

进料板位置NF=6

2.2.2实际板层数的求取

由已知ET=0.56

精馏段的实际板数为：

提馏段实际板层数为：

总板数：

9+15=24

2.3精馏塔的工艺条件及有关物性数据的计算

2.3.1操作压力计算

塔顶操作压强：

每层塔板的压降：

进料板压力：

塔釜压力：

精馏段平均压力：

提馏段平均压力：

2.3.2操作温度计算

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、甲苯的饱和蒸汽压由安托尼方程计算，计算结果如下：

…①

…②

塔顶温度：

…③

联立方程①②③试差求得tD=81.91℃

进料板温度：

…④

联立方程①②④试差求得tF=94.75℃

塔釜温度：

…⑤

联立方程①②⑤试差求得tw=116.81℃

精馏段平均温度

提馏段平均温度

2.3.3平均摩尔质量计算

1）塔顶摩尔质量计算：

由图1得得

2）进料板：

由图1得，

3）塔釜：

由图1得xw=0.011,yw=0.0246

4）精馏段平均摩尔质量：

气相：

液相：

提馏段平均摩尔质量：

2.3.4平均密度计算

1）气相平均密度计算：

由理想气体状态方程计算

精馏段：

提馏段：

2）液相平均密度计算：

由内插法计算

（ai为质量分数）

①塔顶：

由手册和内插法计算得tD=81.91℃,ρA=812.89，ρB=808.14

②进料板：

由手册和内插法计算得tw=94.75℃，ρA=798.49，ρB=795.50

③塔釜：

由手册和内插法计算得tw=116.81℃，ρA=772.71，ρB=773.30

④精馏段液相平均密度：

提馏段液相平均密度：

2.3.5液相平均表面张力计算

液相平均表面张力计算公式：

1）塔顶：

由手册和内插法计算得℃,，。

2）进料板：

由手册和内插法计算得℃,，

由手册和内插法计算得℃，，

4）精馏段平均表面张力：

提馏段平均表面张力：

2.3.6液相平均粘度计算

液相平均粘度依下式计算：

lgμLm=∑xilgμi

1）塔顶：

由手册和内插法计算得tD=81.91℃,μA=0.3025mPa·

s，μB=0.3063mPa·

s

解得：

μLDm=0.3027mPa·

2）进料板：

由手册和内插法计算得tF=94.75℃，μA=0.2676mPa·

s，μB=0.2756mPa·

μLFm=0.2716mPa·

3）塔釜：

由手册和内插法计算得tw=116.81℃，μA=0.2208mPa·

s，μB=0.2334mPa·

μLWm=0.2333mPa·

4）精馏段液相平均表面黏度为

μLm=（0.3027+0.2716）/2=0.2872mPa·

提馏段液相平均表面黏度为

μLm=（0.2716+0.2333）/2=0.2525mPa·

第三章筛板式精馏塔塔体工艺尺寸计算

3.1塔径的计算

3.1.1精馏段、提馏段的气、液相体积流率

提馏段的气、液相体积流率为

由式中的C公式计算，其中C20由化工原理课程设计教材的负荷系数图查取，图的横坐标为

取板间距HT=0.4m，板上液层高度hL=0.06m，则

HT-hL=0.4-0.06=0.34m

精馏段查负荷系数史密斯关系图

得到：

C20=0.068又

m/s

提馏段查史密斯关联图得C'

20=0.067

m/s

取安全系数为0.7，则空塔气速为

按标准塔径圆整后,均取为：

D=1.1m

塔塔截面积为：

AT=π/4×

D2=0.9503m2

实际空塔气速为:

提馏段：

提馏段图的横坐标为：

取板间距，则

查图得=0.067mN/m

取安全系数为0.70，则空塔气速为：

按标准塔径圆整后为

塔截面积为

实际空塔气速为

3.1.2馏塔的有效高度的计算

精馏段有效高度：

Z精=（N精-1）HT=（9-1）×

0.4=3.2m

提馏段有效高度：

Z提=（N提-1）HT=（15-1）×

0.4=5.6m

在进料板上方开一人孔,其高度为0.8m，故精馏塔的有效高度为：

Z=Z精+Z提+0.8=3.2+5.6+0.8=9.6m

3.2塔板主要工艺尺寸的计算

3.2.1溢流装置计算

1.塔板类型：

塞板塔

2.塔板流动型式：

单流型

3.溢流装置计算

因塔径D=1.1m，可选用单溢流弓形降液管、凹形受液盘。

Ⅰ精馏段

1）.溢流堰长

取

2）.出口堰高，由

选用平直堰，堰上液层高度，

近似取，于是：

满足要求。

取板上清液层高度hL=60mm=0.06m

故

3）.弓形降液管的宽度和降液管的面积

由，查图5-7得，即：

依教材中式5-9验算液体在降液管中停留时间,即:

可以满足要求。

4）.降液管的底隙高度

取液体通过降液管底隙的流速，

则有：

降液管底隙高度设计合理,选用凹形受液盘，深度

Ⅱ提馏段

取板上清液层高度h'

L=60mm=0.06m

故降液管底隙高度设计合理,选用凹形受液盘，深度

3.2.2塔板布置

（1）塔板的分块因D800mm,故塔板采用分块式。

查表得，塔板分成3快

（2）边缘区密度确定

取破沫区宽度和边缘区宽度分别为：

（3）开孔区面积计算

故开孔区面积:

（4）筛孔计算及其排列

本例所处理的物系无腐蚀性，可选用δ=3mm碳钢板，取筛孔直径

筛孔按正三角形排列，取孔中心距为

筛孔数目

开孔率

气体通过阀孔的气速为

（1）塔板的分块因D800mm,故塔板采用分块式。

（2）边缘区密度确定

（3）开孔区面积计算

故开孔区面积：

第四章筛板的流体力学验算

4.1校核

4.1.1精馏段的计算

1.气象通过塔板压降的计算：

（1）干板阻力hc的计算由，查图得

故液柱

（2）气体通过液层的阻力由公式计算，因本设计分离本和甲苯，即液相为碳氢化合物，可取充气系数。

液柱

（3）液体表面张力所产生的阻力的计算

液柱