苯甲苯精餾塔的課程設計說明書

1、. . . . 化工原理課程設計設計題目 苯-甲苯精餾塔的設計學生指導教師講師年級專業(yè)系 部課程設計任務書一、課題名稱苯甲苯混合液篩板精餾塔設計二、課題條件（原始數(shù)據(jù)）1、設計方案的選定 原料：苯、甲苯 原料苯含量：質(zhì)量分率= 45.5% 原料處理量：質(zhì)量流量=20.5t/h 產(chǎn)品要求：苯的質(zhì)量分率：xD =98%，xW=1% 2、操作條件常壓精餾，泡點進料，塔頂全凝，泡點回流，塔底間接加熱。3、設備型式：篩板塔三、設計容1、設計方案的選擇與流程說明2、工藝計算（物料衡算、塔板數(shù)、工藝條件與物性數(shù)據(jù)、氣液負荷等）3、主要設備工藝尺寸設計（1）塔徑（2）塔板（降液管、溢流堰、塔板布置等）（3）塔

2、高4、流體力學驗算與操作負荷性能圖5、輔助設備選型（冷凝器、再沸器、泵、管道等）6、結(jié)果匯總表7、設計總結(jié)8、參考文獻9、塔的設計條件圖（A2）10、工藝流程圖（A3）四、圖紙要求1、帶控制點的工藝流程圖（2圖紙）；2、精餾塔條件圖（1圖紙）。34 / 37摘要：本設計對苯甲苯分離過程篩板精餾塔裝置進行了設計，主要進行了以下工作：1、對主要生產(chǎn)工藝流程和方案進行了選擇和確定。2、對生產(chǎn)的主要設備篩板塔進行了工藝計算設計,其中包括：精餾塔的物料衡算；塔板數(shù)的確定；精餾塔的工藝條件與有關物性數(shù)據(jù)的計算；精餾塔的塔體工藝尺寸計算；精餾塔塔板的主要工藝尺寸的計算。3、繪制了生產(chǎn)工藝流程圖和精餾塔設計條

3、件圖。4、對設計過程中的有關問題進行了討論和評述。本設計簡明、合理，能滿足初步生產(chǎn)工藝的需要，有一定的實踐指導作用。關鍵詞：苯甲苯；分離過程；精餾塔 目錄目錄11 文獻綜述31.1概述31.2方案的確定與基礎數(shù)據(jù)32 塔物料衡算52.1原料液與塔頂、塔底產(chǎn)品的摩爾分率52.2原料液與塔頂、塔底產(chǎn)品的平均摩爾質(zhì)量62.3物料衡算63 塔板數(shù)的確定63.1理論板層數(shù)的求取63.2求精餾塔氣液相負荷73.3操作線方程83.4逐板計算法求理論板層數(shù)83.5全塔效率估算83.6際板數(shù)94 精餾塔的工藝條件與有關物性數(shù)據(jù)的計算94.1操作壓力計算94.2安托尼方程計算104.3平均摩爾質(zhì)量計算104.4平

4、均密度計算114.5液體平均表面力計算124.6液體平均粘度計算134.7氣液負荷計算145 精餾塔塔體工藝尺寸的計算15塔徑的計算156 塔板主要工藝尺寸的計算166.1溢流裝置計算166.2塔板布置186.3篩孔數(shù)n與開孔率：197 篩板的流體力學驗算197.1氣體通過篩板壓強相當?shù)囊褐叨扔嬎悖ňs段）197.2氣體通過篩板壓強相當?shù)囊褐叨扔嬎悖ㄌ狃s段）218 塔板負荷性能圖228.1精餾段：228.2提餾段：269 設備設計309.1塔頂全凝器的計算與選型309.2再沸器3110 各種管尺寸確定3110.1進料管3110.2出料管3110.3塔頂蒸汽管3210.4回流管3210.5再

5、沸返塔蒸汽管3211 塔高3212.設計體會3313.參考文獻34分離苯-甲苯混合液的篩板精餾塔1文獻綜述1.1概述在常壓操作的連續(xù)精餾塔分離苯-甲苯混合液，已知原料液的處理量為20.5t/h，組成為45.5%（苯的質(zhì)量分率），要求塔頂餾出液的組成為98%（苯的質(zhì)量分率）塔底釜的組成為1%。設計條件如下： 操作壓力 4kpa（塔頂表壓） 進料熱狀況 泡點進料1.2方案的確定與基礎數(shù)據(jù) 本設計任務為分離苯-甲苯混合物。對于二元混合物的分離，應采用連續(xù)精餾留成設計中采用泡點進料，將原料液通過預熱器加熱至泡點后送入精餾塔。塔頂上升的蒸汽采用全凝器冷凝，冷凝液在泡點下一部分回流至塔，其余部分經(jīng)產(chǎn)品冷卻

6、器冷卻后送至貯罐。該物系屬易分離物系，最小回流比較小，故操作回流比是最小回流比的2倍，塔釜 采用間接蒸汽加熱塔頂產(chǎn)品經(jīng)冷卻后送入貯罐。表1 苯和甲苯的物理性質(zhì)項目分子式分子量M沸點（）臨界溫度tC（）臨界壓強PC（kPa）苯AC6H678.1180.1288.56833.4甲苯BC6H5CH392.13110.6318.574107.7表2 苯和甲苯的飽和蒸汽壓溫度80.1859095100105110.6,kPa101.33116.9135.5155.7179.2204.2240.0，kPa40.046.054.063.374.386.0表3 常溫下苯甲苯氣液平衡數(shù)據(jù)（2：例11附表2）溫度

7、80.1859095100105110.6液相中苯的摩爾分率1.0000.7800.5810.4120.2580.1300汽相中苯的摩爾分率1.0000.9000.7770.6300.4560.2620表4 純組分的表面力(1：附錄圖7)溫度8090100110120苯，mN/m甲苯，Mn/m21.221.72020.618.819.517.518.416.217.3表5 組分的液相密度(1：附錄圖8)溫度()8090100110120苯,kg/814805791778763甲苯,kg/809801791780768表6 液體粘度µ（1：）溫度()8090100110120苯（mP.

8、s）0.3080.2790.2550.2330.215甲苯（mP.s）0.3110.2860.2640.2540.228表7常壓下苯甲苯的氣液平衡數(shù)據(jù)溫度t液相中苯的摩爾分率X氣相中苯的摩爾分率y110.560.000.00109.911.002.50108.793.007.11107.615.0011.2105.0510.020.8102.7915.029.4100.7520.037.298.8425.044.297.1330.050.795.5835.056.694.0940.061.992.6945.066.791.4050.071.390.1155.075.580.8060.079.1

9、87.6365.082.586.5270.085.785.4475.088.584.4080.091.283.3385.093.682.2590.095.981.1195.098.080.6697.098.880.2199.099.6180.01100.0100.02 塔物料衡算2.1原料液與塔頂、塔底產(chǎn)品的摩爾分率苯的摩爾質(zhì)量甲苯的摩爾質(zhì)量2.2原料液與塔頂、塔底產(chǎn)品的平均摩爾質(zhì)量2.3物料衡算原料處理量總物料衡算苯物料衡算聯(lián)立解得 式中 F-原料液流量 D-塔頂產(chǎn)品量 W-塔底產(chǎn)品量3 塔板數(shù)的確定3.1理論板層數(shù)的求取苯-甲苯屬于理想物系，采用逐板計算法求理論層數(shù)由表10-2苯-甲苯物質(zhì)

10、在總壓101.3kpa下的t-x關系由表10-1苯-甲苯在某溫度t下蒸汽壓 、理想物系平衡線方程 泡點進料取操作回流比 3.2求精餾塔氣液相負荷3.3操作線方程精餾段方程為提餾段方程為3.4逐板計算法求理論板層數(shù)平衡方程精餾段方程 提餾段方程 總理論板數(shù)為 （包括再沸器）3.5全塔效率估算查溫度組成圖得到塔頂溫度，塔釜溫度， 全塔平均溫度=95.53分別查得苯甲苯的平均溫度下的粘度平均粘度公式得全塔效率3.6際板數(shù)精餾段實際板層數(shù)提餾段實際板層數(shù)進料板在第12塊板4 精餾塔的工藝條件與有關物性數(shù)據(jù)的計算4.1操作壓力計算塔頂操作壓力 P=101.325+4=105.3 kpa每層塔板壓降 P0

11、.31 kPa進料板壓力 塔底操作壓力 精餾段平均壓力 提餾段平均壓力 4.2安托尼方程計算依據(jù)操作壓力，有泡點方程通過試差法計算出泡點溫度，其中苯，甲苯的飽和蒸汽壓有計算結(jié)果如下塔頂溫度 進料板溫度 塔底溫度 精餾段的平均溫度提餾段的平均溫度4.3平均摩爾質(zhì)量計算塔頂平均摩爾質(zhì)量就算由 ，代入相平衡方程得進料板平均摩爾質(zhì)量計算由上面理論板的算法，得 ， 塔底平均摩爾質(zhì)量計算由 ，由相平衡方程，得精餾段平均摩爾質(zhì)量提餾段平均摩爾質(zhì)量4.4平均密度計算氣相平均密度計算有理想氣體狀態(tài)方程計算，精餾段的平均氣相密度即提餾段的平均氣相密度液相平均密度計算液相平均密度依下式計算，即塔頂液相平均密度計算由

12、，查得塔頂液相的質(zhì)量分率已知 ；得進料板液相平均密度計算由，查得進料板液相的質(zhì)量分率為已知塔底液相平均密度的計算由，查得塔底液相的質(zhì)量分率已知精餾段液相平均密度為提餾段液相平均密度為4.5液體平均表面力計算液相平均表面力依下式計算，即塔頂液相平均表面力的計算由，查得進料板液相平均表面力的計算由，查得塔底液相平均表面力的計算由，查得精餾段液相平均表面力為提餾段液相平均表面力為4.6液體平均粘度計算液相平均粘度依下式計算，即塔頂液相平均粘度的計算由，查得進料板液相平均粘度的計算由，查得塔底液相平均粘度計算由，查得精餾段液相平均粘度為提餾段液相平均粘度為4.7氣液負荷計算精餾段：提餾段：5 精餾塔塔

13、體工藝尺寸的計算塔徑的計算塔板間距HT的選定很重要，它與塔高、塔徑、物系性質(zhì)、分離效率、塔的操作彈性，以與塔的安裝、檢修等都有關?？蓞⒄障卤硭窘?jīng)驗關系選取。表8 板間距與塔徑關系塔徑DT，m0.30.50.50.80.81.61.62.42.44.0板間距HT，mm200300250350300450350600400600對精餾段：初選板間距，取板上液層高度故查史密斯關聯(lián)圖得；依式校正物系表面力為20.57mN/m時，可取安全系數(shù)為0.7，則（安全系數(shù)0.6-0.8）故 按標準塔徑圓整為2400mm，則空塔氣速0.73m/s對提餾段：初選板間距，取板上液層高度故查圖得 依式校正物系表面力為

14、19.19mN/m時按標準塔徑圓整為2400mm，則空塔氣速0.68m/s將精餾段和提溜段相比較可以知道二者的塔徑不一致，根據(jù)塔徑的選擇規(guī)定，對于相差不大的二塔徑取二者中較大的，因此在設計塔的時候塔徑取2.4m6 塔板主要工藝尺寸的計算6.1溢流裝置計算6.1.1精餾段因塔徑D=2.4m，可選用單溢流弓形降液管，采用平行受液盤。對精餾段各項計算如下：1) 溢流堰長：單溢流，取堰長2) 出口堰高：單溢流查圖得故3)降液管的寬度與降液管的面積：由,查圖得 故 計算液體在降液管中停留時間以檢驗降液管面積，即 （符合要求）4)降液管底隙高度：取液體通過降液管底隙的流速（符合）5)受液盤采用平行受液盤，

15、不設進口堰，深度為50mm6.1.2提餾段：1) 溢流堰長：單溢流，取堰長為0.80D=0.802.4=1.92m2) 出口堰高：單溢流故3)降液管的寬度與降液管的面積：由,查圖得 故 計算液體在降液管中停留時間以檢驗降液管面積，即 （符合要求）4) 降液管底隙高度：取液體通過降液管底隙的流速（符合）6.2塔板布置6.2.1精餾段一）塔板的分塊因，故塔板采用分塊式。查表得，塔板分為4塊。對精餾段：1)取邊緣寬度 安定區(qū)寬度 2) 計算開孔區(qū)面積6.3篩孔數(shù)n與開孔率：取篩孔的孔徑為5mm，正三角形排列，一般碳的板厚為3mm，取故孔中心距篩孔數(shù)開孔率每層板上的開孔面積氣體通過篩孔的氣速為7 篩板

16、的流體力學驗算塔板的流體力學驗算，目的在于驗算預選的塔板參數(shù)是否能維持塔的正常操作，一邊決定對有關塔的參數(shù)進行必要的調(diào)整，最后還要做出塔板負荷性能圖。7.1氣體通過篩板壓強相當?shù)囊褐叨扔嬎悖ňs段）7.1.1塔板的壓降：1)干板壓降相當?shù)囊褐叨龋阂?，查干篩孔的流量系數(shù)圖得， 由式2)氣體穿過板上液層壓降相當?shù)囊褐叨龋河膳c關聯(lián)圖查得板上液層充氣系數(shù)=0.61，依式3) 克服液體表面力壓降相當?shù)囊褐叨龋阂朗絼t單板壓降：7.1.2液面落差對于篩板塔，液面落差很小，且本例的塔徑和液流量均不大，故可忽略液面落差的影響。7.1.3霧沫夾帶在設計負荷下不會發(fā)生過量霧沫夾帶。7.1.4漏液由式篩板的穩(wěn)

17、定系數(shù)，故在設計負荷下會產(chǎn)生漏液。液泛為防止降液管液泛的發(fā)生，應是降液管中清液層高度依式取，則故根據(jù)以上塔板的各項液體力學驗算，可認為精餾段塔徑與各項工藝尺寸是適合的。7.2氣體通過篩板壓強相當?shù)囊褐叨扔嬎悖ㄌ狃s段）7.2.1塔板的壓降：1)干板壓降相當?shù)囊褐叨龋阂?，查干篩孔的流量系數(shù)圖得，由式2)氣體穿過板上液層壓降相當?shù)囊褐叨龋河膳c關聯(lián)圖查得板上液層充氣系數(shù)=0.57，依式3)克服液體表面力壓降相當?shù)囊褐叨龋阂朗絼t單板壓降：7.2.2液面落差對于篩板塔，液面落差很小，且本例的塔徑和液流量均不大，故可忽略液面落差的影響。7.2.3霧沫夾帶在設計負荷下不會發(fā)生過量霧沫夾帶。7.2.4漏

18、液由式篩板的穩(wěn)定系數(shù)，故在設計負荷下會產(chǎn)生漏液。7.2.5液泛為防止降液管液泛的發(fā)生，應是降液管中清液層高度依式取，則故根據(jù)以上塔板的各項液體力學驗算，可認為精餾段塔徑與各項工藝尺寸是適合的。8 塔板負荷性能圖8.1精餾段：8.1.1漏液線由 ， 表9漏液線Ls /(m3/s)0.001230.009990.014860.2325Vs /(m3/s)5.7956.93512.05813.6808.1.2霧沫夾帶線表10霧沫夾帶線Ls /(m3/s)0.001230.009990.014860.2325Vs /(m3/s)7.8386.6156.1225.3648.1.3液相負荷下限線對于平直堰

19、，取堰上液層高度作為最小液體負荷標準取 E=18.1.4液相負荷上限線以作為液體在降液管中停留時間的下限8.1.5液泛線令由聯(lián)立得忽略，將與，與的關系代入上式代數(shù)得表11 液泛線Ls /(m3/s)0.001230.009990.014860.2325Vs /(m3/s)30.42828.24325.13220.134做出篩板負荷性能圖圖1 篩板負荷性能圖8.2提餾段：8.2.1漏液線由 ， 表9漏液線Ls /(m3/s)0.001640.02350.04850.0656Vs /(m3/s)4.886.617.568.128.2.2霧沫夾帶線表10霧沫夾帶線Ls /(m3/s)0.001640

20、.02350.04850.0656Vs /(m3/s)7.315.564.253.498.2.3液相負荷下限線對于平直堰，取堰上液層高度作為最小液體負荷標準取 E=18.2.4液相負荷上限線以作為液體在降液管中停留時間的下限8.2.5液泛線令由聯(lián)立得忽略，將與，與的關系代入上式代數(shù)得表11 液泛線Ls /(m3/s)0.001640.02350.04850.0656Vs /(m3/s)19.5618.4716.1314.11做出篩板負荷性能圖圖2篩板負荷性能圖9 設備設計9.1塔頂全凝器的計算與選型9.1.1全凝器的傳熱面積和冷卻水的消耗量冷凝蒸汽用量：查得苯的潛熱 甲苯的潛熱9.1.2對Q估

21、算以苯-甲苯的冷凝潛熱為主計算9.1.3水的流量9.1.4平均溫差：9.1.5傳熱面積參照表安全系數(shù)取1.2 ，換熱面積9.2再沸器9.2.1加熱蒸汽量：對Q估算 9.2.2考慮5%熱損失選0.3Mpa的飽和水蒸氣加熱，取傳熱系數(shù)估算傳熱面積 取安全系數(shù)0.8，實際傳熱面積10 各種管尺寸確定10.1進料管泵輸進料，10.2出料管釜殘液的體積流量：10.3塔頂蒸汽管10.4回流管強制回流 10.5再沸返塔蒸汽管 11 塔高總塔高度=塔頂空間+塔底空間+人孔+塔高取塔頂空間 塔底空間人孔數(shù)=2 取孔徑為0.5mH=(n-nF-np)HT+nFHF+H1+H2+nPHp+HD+HBH:塔高 n：實

22、際塔板數(shù) nF:進料板數(shù) nP :人孔數(shù) HF：進料板間距 Hp：人孔板間距 HB：塔底空間高度 HD：塔頂空間高度 H1：封頭高度 H2：裙座高度H=(24-1-4)0.4+0.6+40.5+1.2+1.2+3+0.4=16.0m設計結(jié)果一覽表項目符號單位計算數(shù)據(jù)精餾段提留段各段平均壓強PmkPa107.32111.19各段平均溫度tm86.58101.19平均流量氣相VSm3/s3.303.09液相LSm3/s0.00870.0171實際塔板數(shù)N塊1313板間距HTm0.400.40塔的有效高度Zm4.03.2塔徑Dm2.42.4空塔氣速um/s0.730.68塔板液流形式單流型單流型溢流

23、管型式弓形弓形堰長lwm1.441.92堰高hwm0.0380.031溢流堰寬度Wdm0.029760.5136管底與受業(yè)盤距離hom0.0240.023板上清液層高度hLm0.060.06孔徑domm5.05.0孔間距tmm15.015.0孔數(shù)n個1935319353開孔面積m20.3180.318篩孔氣速uom/s8.668.66塔板壓降hPm0.0620.063液體在降液管中停留時間s10.8115.34降液管清液層高度Hdm1.100.099霧沫夾帶eVkg液/kg氣0.0100.019負荷上限霧沫夾帶控制霧沫夾帶控制負荷下限漏液控制漏液控制液相最大負荷LS·maxm3/s0.001230.00164液相最小負荷LS·minm3/s0.023520.0656操作彈性19.124