苯與甲苯精餾塔課程設計

1、化工原理課程設計報告年處理 5.4萬 噸 苯-甲苯 精餾裝置設計學 院：化學化工學院班 級：應用化學101班姓 名：董煌杰學 號：10114308（14）指導教師：陳建輝完成日期：2013年1月17日序言化工原理課程設計是化學工程與工藝類相關專業(yè)學生學習化工原理課程必修的三大環(huán)節(jié)之一，起著培養(yǎng)學生運用綜合基礎知識解決工程問題和獨立工作能力的重要作用。綜合運用化工原理課程和有關先修課程（物理化學，化工制圖等）所學知識，完成一個單元設備設計為主的一次性實踐教學，是理論聯(lián)系實際的橋梁，在整個教學中起著培養(yǎng)學生能力的重要作用。通過課程設計，要求更加熟悉工程設計的基本內容，掌握化工單元操作設計的主要程序

2、及方法，鍛煉和提高學生綜合運用理論知識和技能的能力，問題分析能力，思考問題能力，計算能力等。精餾是分離液體混合物（含可液化的氣體混合物）最常用的一種單元操作，在化工，煉油，石油化工等工業(yè)中得到廣泛應用。精餾過程在能量劑驅動下（有時加質量劑），使氣液兩相多次直接接觸和分離，利用液相混合物中各組分的揮發(fā)度的不同，使易揮發(fā)組分由液相向氣相轉移，難揮發(fā)組分由氣相向液相轉移，實現(xiàn)原料混合液中各組分的分離。根據生產上的不同要求，精餾操作可以是連續(xù)的或間歇的，有些特殊的物系還可采用衡沸精餾或萃取精餾等特殊方法進行分離。本設計的題目是苯-甲苯連續(xù)精餾篩板塔的設計，即需設計一個精餾塔用來分離易揮發(fā)的苯和不易揮發(fā)

3、的甲苯，采用連續(xù)操作方式，需設計一板式塔將其分離。目錄一、化工原理課程設計任書1二、設計計算31）設計方案的選定及基礎數據的搜集32) 精餾塔的物料衡算73) 塔板數的確定94) 精餾塔的工藝條件及有關物性數據的計算 155) 精餾塔的塔體工藝尺寸計算216) 塔板主要工藝尺寸的計算237) 塔板負荷性能圖27三、個人總結36四、 參考書目37一、 化工原理課程設計任務書1）板式精餾塔設計任務書1、設計題目： 設計分離苯甲苯連續(xù)精餾篩板塔2）設計任務及操作條件2、設計任務：物料處理量：5.4萬噸年進料組成 ：35 苯，苯-甲苯常溫混合溶液 （質量分率，下同）分離要求：塔頂產品組成苯 95 塔底

4、產品組成苯 6% 3、操作條件平均操作壓力 ：101.3 kPa 平均操作溫度：93.7回流比：3.141 單板壓降：0.9 kPa4、工時： 3）設計方法和步驟1、設計方案簡介根據設計任務書所提供的條件和要求，通過對現(xiàn)有資料的分析對比，選定適宜的流程方案和設備類型，初步確定工藝流程。對選定的工藝流程，主要設備的形式進行簡要的論述。2、主要設備工藝尺寸設計計算 （1）收集基礎數據 （2）工藝流程的選擇 （3）做全塔的物料衡算 （4）確定操作條件 （5）確定回流比 （6）理論板數與實際板數 （7）塔徑計算及板間距確定 （8）堰及降液管的設計 （9）塔板布置及篩板塔的主要結構參數 （10）塔板的負

5、荷性能圖（12）塔盤結構（13）塔高3、設計結果匯總4、設計評述4）參考資料化工原理課程設計，賈紹義，柴誠敬主編，天津大學出版社，2002.8化工原理下冊，天津大學華工學院柴誠敬主編，高等教育出版社，2006.1 化工原理課程設計，大連理工大學化工原理教研室編，大連理工大學出版社，1994.7 化工原理第二版下冊，天津大學化工學院柴誠敬主編，高等教育出版社，2010.6 化工單元過程及設備課程設計，匡國柱，史啟才主編，化學工業(yè)出版社，2001.10 傳遞過程與單元操作下冊，陳維杻主編，浙江大學出版社，1994.8 化工原理課程設計指導，任曉光主編，化學工業(yè)出版社，2009.1二、 設計計算1）

6、設計方案的選定及基礎數據的搜集 本設計任務為分離苯一甲苯混合物。由于對物料沒有特殊的要求，可以在常壓下操作。對于二元混合物的分離，應采用連續(xù)精餾流程。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人精餾塔內。塔頂上升蒸氣采用全凝器冷凝，冷凝液在泡點下一部分回流至塔內，其余部分經產品冷卻器冷卻后送至儲罐。該物系屬易分離物系，最小回流比較小，故操作回流比取最小回流比的2倍。塔底設置再沸器采用間接蒸汽加熱，塔底產品經冷卻后送至儲罐。塔板的類型為篩板塔精餾，篩板塔塔板上開有許多均布的篩孔，孔徑一般為38mm，篩孔在塔板上作正三角形排列。篩板塔也是傳質過程常用的塔設備，它的主要優(yōu)點有：() 結構比

7、浮閥塔更簡單，易于加工，造價約為泡罩塔的60，為浮閥塔的80左右。 () 處理能力大，比同塔徑的泡罩塔可增加1015。() 塔板效率高，比泡罩塔高15左右。() 壓降較低，每板壓力比泡罩塔約低30左右。篩板塔的缺點是： () 塔板安裝的水平度要求較高，否則氣液接觸不勻。 () 操作彈性較小(約23)。() 小孔篩板容易堵塞。下圖是板式塔的簡略圖：表 苯和甲苯的物理性質項目分子式分子量M沸點（）臨界溫度tC（）臨界壓強PC（kPa）苯A甲苯BC6H6C6H5CH378.1192.1380.1110.6288.5318.576833.44107.7表 苯和甲苯的飽和蒸汽壓溫度80.18590951

8、00105110.6,kPa，kPa101.3340.0116.946.0135.554.0155.763.3179.274.3204.286.0240.0表 常溫下苯甲苯氣液平衡數據溫度80.1859095100105110.6液相中苯的摩爾分率汽相中苯的摩爾分率1.0001.0000.7800.9000.5810.7770.4120.6300.2580.4560.1300.26200表 純組分的表面張力溫度8090100110120苯，mN/m甲苯，Mn/m21.221.72020.618.819.517.518.416.217.3表 組分的液相密度溫度()8090100110120苯,k

9、g/甲苯,kg/814809805801791791778780763768表 液體粘度µ溫度()8090100110120苯（mP.s）甲苯（mP.s）0.3080.3110.2790.2860.2550.2640.2330.2540.2150.228表常壓下苯甲苯的氣液平衡數據溫度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

10、.056.694.0940.061.992.6945.066.791.4050.071.390.1155.075.580.8060.079.187.6365.082.586.5270.085.785.4475.088.584.4080.091.283.3385.093.682.2590.095.981.1195.098.080.6697.098.880.2199.099.6180.01100.0100.02) 精餾塔的物料衡算（1）原料液及塔頂、塔底產品的摩爾分率進料液苯的質量分數 塔頂液苯的質量分數 塔底液苯的質量分數 苯的摩爾質量 甲苯的摩爾質量 （2）原料液及塔頂、塔底產品的平均摩爾質量

11、 （3）物料衡算 年處理量：5.4萬噸原料處理量總物料衡算 苯物料衡算聯(lián)立（即采出率）解得： 式中 -原料液流量-塔頂產品量 -塔底產品量3) 塔板數的確定 （1） 理論板層數的求取 苯一甲苯屬理想物系，可采用圖解法求理論板層數。 由手冊查得苯一甲苯物系的氣液平衡數據，繪出圖，見下圖圖苯一甲苯物系的氣液平衡圖求最小回流比及操作回流比。 采用作圖法求最小回流比。液體為泡點進料，所以。在上圖中對角線上，自點作垂線，即為進料線(線)，該線與平衡線的交點坐標為 故最小回流比為取操作回流比為求精餾塔的氣、液相負荷 （由于泡點進料）求操作線方程 精餾段操作線方程為提餾段操作線方程為根據兩操作線方程可以做如

12、下圖：圖作圖法求理論塔板數由上圖可知精餾段為6塊板，提餾段為4塊板。（2）逐板法求理論板苯的沸點為80.1，甲苯的沸點為110.6。兩組分的平均沸點為95.35。假定整個蒸餾過程中不同溫度的飽和蒸汽壓與此溫度下的兩組分的飽和蒸汽壓相等，即假定整個蒸餾過程中兩組分的飽和蒸汽壓不變。95下兩組分的飽和蒸汽壓通過查表可得：又根據 可解得 取相平衡方程 精餾段理論板數計算：精餾段操作線方程：因為精餾段理論板提餾段理論板數計算： 所以提餾段理論板 n=4全塔效率的計算（查表得各組分黏度，）精餾段實際板層數為,提餾段實際板層數為進料板在第11塊板捷算法求理論板數由公式 代入 由4) 精餾塔的工藝條件及有關

13、物性數據的計算 以逐板法所計算所得的板數為例：（1） 操作壓力計算 假定塔頂操作壓力每層塔板壓降塔底操作壓力進料板壓力精餾段平均壓力提餾段平均壓力（2） 操作溫度計算 依據操作壓力，由泡點方程通過試差法計算出泡點溫度，其中苯、甲苯的飽和蒸氣壓由 安托尼方程計算，計算過程略。計算結果如下： 塔頂溫度塔底溫度進料板溫度 精餾段平均溫度提餾段平均溫度（3）平均摩爾質量計算 塔頂平均摩爾質量計算 由,代入相平衡方程得 進料板平均摩爾質量計算 由上面理論板的算法，得， 塔底平均摩爾質量計算由,由相平衡方程，得精餾段平均摩爾質量 提餾段平均摩爾質量（4） 平均密度計算 氣相平均密度計算 由理想氣體狀態(tài)方程

14、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 塔頂液相平均密度的計算，由，查手冊得塔頂液相的質量分率 進料板液相平均密度的計算，由，查手冊得 進料板液相的質量分率 塔底液相平均密度的計算，由，查手冊得塔底液相的質量分率 精餾段液相平均密度為 提餾段液相平均密度為(5) 液體平均表面張力計算 液相平均表面張力依下式計算，即 塔頂液相平均表面張力的計算，由，查手冊得 進料板液相平均表面張力的計算，由，查手冊得 塔底液相平均表面張力的計算，由，查手冊得 精餾段液相平均表面張力為 提餾段液相平均表面張力為 (6) 液體平均粘度計算 液相平均粘度依下式

15、計算，即 塔頂液相平均粘度的計算，由，查手冊得 解出 進料板液相平均粘度的計算，由，查手冊得 解出塔底液相平均粘度的計算，由，查手冊得 解出精餾段液相平均粘度為 提餾段液相平均粘度為 （7） 氣液負荷計算 精餾段： 提餾段：5) 精餾塔的塔體工藝尺寸計算 (1) 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、分離效率、塔的操作彈性，以及塔的安裝、檢修等都有關。可參照下表所示經驗關系選取。表 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

16、上液層高度，故；查，教材圖得；依式校正物系表面張力為時可取安全系數為，則安全系數（），故按標準,塔徑圓整為,則空塔氣速。對提餾段：初選板間距，取板上液層高度，故查：圖得；依式校正物系表面張力為時可取安全系數為，則安全系數（），故按標準,塔徑圓整為,則空塔氣速。在設計塔的時候塔徑取6) 塔板主要工藝尺寸的計算(1) 溢流裝置計算 因塔徑，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： a)溢流堰長：單溢流去取堰長b)出口堰高：由，查：圖，知,依式可得故c)降液管的寬度與降液管的面積：由查（：圖）得，利用(：式)計算液體在降液管中停留時間以檢驗降液管面積，即（大于，符合要求）d)降

17、液管底隙高度：取液體通過降液管底隙的流速（）依(：式)：符合（）e)受液盤 采用平行形受液盤，不設進堰口，深度為60mm 同理可以算出提溜段a)溢流堰長：單溢流去，取堰長b)出口堰高：由，查：圖，知,依式可得故c)降液管的寬度與降液管的面積：由查（：圖）得， 利用(：式)計算液體在降液管中停留時間以檢驗降液管面積，即（大于5s，符合要求）d)降液管底隙高度：取液體通過降液管底隙的流速（0.07-0.25）依(：式):符合（）(2) 塔板布置 精餾段塔板的分塊 因故塔板采用分塊式。查表得，塔極分為4塊。對精餾段：a)取邊緣區(qū)寬度,安定區(qū)寬度，（當時，）b)計算開孔區(qū)面積，c)篩孔數與開孔率：取篩

18、孔的孔徑為，正三角形排列，一般碳的板厚為,取，故孔中心距篩孔數個，則（在范圍內）則每層板上的開孔面積為氣體通過篩孔的氣速為 提餾段：a)取邊緣區(qū)寬度,安定區(qū)寬度，（當時，）b) 計算開孔區(qū)面積， c)篩孔數與開孔率：取篩孔的孔徑為，正三角形排列，一般碳的板厚為,取，故孔中心距篩孔數個，則（在范圍內）則每層板上的開孔面積為氣體通過篩孔的氣速為7) 塔板負荷性能圖 精餾段：(1) 漏液線 由在操作范圍內，任取幾個值，依上式計算出值，計算結果列于表。 表 0.0010.0020.030.004Vs /(m3/s)0.6220.6350.6470.657由上表數據即可作出漏液線。 (2) 霧沫夾帶線

19、以為限，求 關系如下： 由聯(lián)立以上幾式，整理得在操作范圍內，任取幾個值，依上式計算出值，計算結果列于表。 表Ls /(m3/s) 0.0010.0020.0030.004Vs /(m3/s)2.8272.7492.6842.626由上表數據即可作出液沫夾帶線。 (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。據此可作出與氣體流量無關的垂直液相負荷下限線。 (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 據此可作出與氣體流量元關的垂直液相負荷上限線。 (5) 液泛線 令由聯(lián)立得 忽略，將與，與，與的關系式代人上式，并整理得 式中：將有關的數據代入整理，得在操作

20、范圍內，任取幾個值，依上式計算出值，計算結果列于表。 表Ls /(m3/s) 0.0010.0020.030.004Vs /(m3/s)6.3226.1045.9205.755由上表數據即可作出液泛線。 根據以上各線方程，可作出篩板塔的負荷性能圖，如圖所示。 圖 在負荷性能圖上，作出操作點，連接，即作出操作線。由圖可看出，該篩板的操作上限為液泛控制，下限為漏液控制。由上圖查得 故操作彈性為 提餾段(1) 漏液線 由得在操作范圍內，任取幾個值，依上式計算出值，計算結果列于表。 表Ls /(m3/s) 0.0010.0020.0030.004Vs /(m3/s)0.3070.3220.3350.3

21、47由上表數據即可作出漏液線。 (2) 液沫夾帶線 以為限，求關系如下： 由聯(lián)立以上幾式，整理得在操作范圍內，任取幾個值，依上式計算出值，計算結果列于表。 表Ls /(m3/s) 0.0010.0020.0030.004Vs /(m3/s)2.9732.8952.8292.771由上表數據即可作出液沫夾帶線。 (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。據此可作出與氣體流量無關的垂直液相負荷下限線。 (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 據此可作出與氣體流量元關的垂直液相負荷上限線。 (5) 液泛線 令由聯(lián)立得 忽略，將與，與，與的關系式代人上

22、式，并整理得式中：將有關的數據代入整理，得在操作范圍內，任取幾個值，依上式計算出值，計算結果列于表。 表Ls /(m3/s) 0.0010.0020.0030.004Vs /(m3/s)2.4182.3742.3332.292由上表數據即可作出液泛線。 根據以上各線方程，可作出篩板塔的負荷性能圖，如圖所示。 圖在負荷性能圖上，作出操作點，連接，即作出操作線。由圖可看出，該篩板的操作上限為液泛控制，下限為漏液控制。由上圖查得 故操作彈性為 設計結果一覽表項目符號單位計算數據精餾段提餾段各段平均壓強97.7105.8各段平均溫度87.65101.05平均流量氣相1.0971.050液相0.0030

23、.0058實際塔板數108板間距0.450.45塔的有效高度4.053.15塔徑1.41.4空塔氣速1.0420.902塔板液流形式單流型單流型塔板工藝尺寸溢流管型式弓形弓形堰長0.980.98堰高0.0460.038溢流堰寬度0.210.21管底與受業(yè)盤距離0.020.03板上清液層高度0.060.06孔徑5.05.0孔間距15.015.0孔數52835283開孔面積0.1040.104篩孔氣速10.5810.13塔板壓降0.90.9液體在降液管中停留時間20.8410.48降液管內清液層高度0.2480.244霧沫夾帶0.10.1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氣相最大負荷2.8332.350氣相最小負荷0.6170.300操作彈性4.597.83三、個人總結課程設計是化工原理課程的一個總結性教學環(huán)節(jié)，是培養(yǎng)學生綜合運用本門課程及有關選修課程的基本知識去解決某一設計任務的