苯-甲苯精餾塔課程設計

1、課程設計任務書一、課題名稱苯甲苯混合體系分離過程設計二、課題條件（原始數(shù)據(jù)）1、設計方案的選定 原料：苯、甲苯 年處理量：108000t 原料組成（甲苯的質量分率）：0.5塔頂產品組成：塔底產品組成：2、操作條件操作壓力：常壓進料熱狀態(tài)：泡點進料冷卻水：20加熱蒸汽：0.2MPa塔頂為全凝器，中間泡點進料，連續(xù)精餾3、設備型式：篩板塔三、設計內容1、概述2、設計方案的選擇及流程說明3、塔板的計算（板式塔）4、主要設備工藝尺寸設計 板式塔：（1）塔徑及提餾段塔板結構尺寸的確定 （2）塔板的流體力學校核 （3）塔板的負荷性能圖 （4）總塔高、總壓降及接管尺寸的確定5、輔助設備選型與計算（泵、塔頂冷

2、凝器和塔釜再沸器）6、設計結果匯總7、工藝流程圖設計內容摘要：精餾是分離液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)中得到廣泛的應用。本設計的題目是苯甲苯二元物系板式精餾塔的設計。在確定的工藝要求下，確定設計方案，設計內容包括精餾塔工藝設計計算，塔輔助設備設計計算，精餾工藝過程流程圖，精餾塔設備結構圖，設計說明書。關鍵詞：板式塔；苯-甲苯；工藝計算；結構圖一、 簡介塔設備是煉油、化工、石油化工等生產中廣泛應用的氣液傳質設備。根據(jù)塔內氣液接觸部件的結構型式，可分為板式塔和填料塔。板式塔內設置一定數(shù)目的塔板，氣體以鼓泡或噴射形式穿過板上液層進行質熱傳遞，氣液相組成呈階梯變化，屬逐級接觸

3、逆流操作過程。填料塔內裝有一定高度的填料層，液體自塔頂沿填料表面下流，氣體逆流向上（也有并流向下者）與液相接觸進行質熱傳遞，氣液相組成沿塔高連續(xù)變化，屬微分接觸操作過程。工業(yè)上對塔設備的主要要求是：（1）生產能力大；（2）傳熱、傳質效率高；（3）氣流的摩擦阻力小；（4）操作穩(wěn)定，適應性強，操作彈性大；（5）結構簡單，材料耗用量少；（6）制造安裝容易，操作維修方便。此外，還要求不易堵塞、耐腐蝕等。板式塔大致可分為兩類：（1）有降液管的塔板，如泡罩、浮閥、篩板、導向篩板、新型垂直篩板、蛇形、S型、多降液管塔板；（2）無降液管的塔板，如穿流式篩板（柵板）、穿流式波紋板等。工業(yè)應用較多的是有降液管的塔

4、板，如浮閥、篩板、泡罩塔板等。苯的沸點為80.1，熔點為5.5，在常溫下是一種無色、味甜、有芳香氣味的透明液體，易揮發(fā)。苯比水密度低，密度為0.88g/ml，但其分子質量比水重。苯難溶于水，1升水中最多溶解1.7g苯；但苯是一種良好的有機溶劑，溶解有機分子和一些非極性的無機分子的能力很強。甲苯是最簡單，最重要的芳烴化合物之一。在空氣中，甲苯只能不完全燃燒，火焰呈黃色。甲苯的熔點為-95 ，沸點為111 。甲苯帶有一種特殊的芳香味（與苯的氣味類似），在常溫常壓下是一種無色透明，清澈如水的液體， 密度為0866克厘米3，對光有很強的折射作用（折射率：1,4961）。甲苯幾乎不溶于水(0,52 g/

5、l)，但可以和二硫化碳，酒精，乙醚以任意比例混溶，在氯仿，丙酮和大多數(shù)其他常用有機溶劑中也有很好的溶解性。甲苯的粘性為0,6 mPa s，也就是說它的粘稠性弱于水。甲苯的熱值為40.940 kJ/kg，閃點為4 ，燃點為535 。分離苯和甲苯，可以利用二者沸點的不同，采用塔式設備改變其溫度，使其分離并分別進行回收和儲存。板式精餾塔、浮法塔都是常用的塔類型，可以根據(jù)不同塔各自特點選擇所需要的塔。篩板是在塔板上鉆有均布的篩孔，呈正三角形排列。上升氣流經篩孔分散、鼓泡通過板上液層，形成氣液密切接觸的泡沫層（或噴射的液滴群）。篩板塔是1932年提出的，當時主要用于釀造，其優(yōu)點是結構簡單，制造維修方便，

6、造價低，氣體壓降小，板上液面落差較小，相同條件下生產能力高于浮閥塔，塔板效率接近浮閥塔。其缺點是穩(wěn)定操作范圍窄，小孔徑篩板易堵塞，不適宜處理粘性大的、臟的和帶固體粒子的料液。但設計良好的篩板塔仍具有足夠的操作彈性，對易引起堵塞的物系可采用大孔徑篩板，故近年我國對篩板的應用日益增多，所以在本設計中設計該種塔型。二、設計方案的確定2.1操作條件的確定確定設計方案是指確定整個精餾裝置的流程、各種設備的結構型式和某些操作指標。例如組分的分離順序、塔設備的型式、操作壓力、進料熱狀態(tài)、塔頂蒸汽的冷凝方式等。下面結合課程設計的需要，對某些問題作些闡述。2.1.1操作壓力蒸餾操作通?？稍诔骸⒓訅汉蜏p壓下進行

7、。確定操作壓力時，必須根據(jù)所處理物料的性質，兼顧技術上的可行性和經濟上的合理性進行考慮。例如，采用減壓操作有利于分離相對揮發(fā)度較大組分及熱敏性的物料，但壓力降低將導致塔徑增加，同時還需要使用抽真空的設備。對于沸點低、在常壓下為氣態(tài)的物料，則應在加壓下進行蒸餾。當物性無特殊要求時，一般是在稍高于大氣壓下操作。但在塔徑相同的情況下，適當?shù)靥岣卟僮鲏毫梢蕴岣咚奶幚砟芰?。有時應用加壓蒸餾的原因，則在于提高平衡溫度后，便于利用蒸汽冷凝時的熱量，或可用較低品位的冷卻劑使蒸汽冷凝，從而減少蒸餾的能量消耗。2.1.2進料狀態(tài) 進料狀態(tài)與塔板數(shù)、塔徑、回流量及塔的熱負荷都有密切的聯(lián)系。在實際的生產中進料狀態(tài)

8、有多種，但一般都將料液預熱到泡點或接近泡點才送入塔中，這主要是由于此時塔的操作比較容易控制，不致受季節(jié)氣溫的影響。此外，在泡點進料時，精餾段與提餾段的塔徑相同，為設計和制造上提供了方便。2.1.3加熱方式蒸餾釜的加熱方式通常采用間接蒸汽加熱，設置再沸器。有時也可采用直接蒸汽加熱。然而，直接蒸汽加熱，由于蒸汽的不斷通入，對塔底溶液起了稀釋作用，在塔底易揮發(fā)物損失量相同的情況下，塔底殘液中易揮發(fā)組分的濃度應較低，因而塔板數(shù)稍有增加。采用直接蒸汽加熱時，加熱蒸汽的壓力要高于釜中的壓力，以便克服蒸汽噴出小孔的阻力及釜中液柱靜壓力。對于苯-甲苯溶液，一般采用1.12.0KPa（表壓）。2.2 確定設計方

9、案的原則確定設計方案總的原則是在可能的條件下，盡量采用科學技術上的最新成就，使生產達到技術上最先進、經濟上最合理的要求，符合優(yōu)質、高產、安全、低消耗的原則。為此，必須具體考慮如下幾點：2.2.1滿足工藝和操作的要求所設計出來的流程和設備，首先必須保證產品達到任務規(guī)定的要求，而且質量要穩(wěn)定，這就要求各流體流量和壓頭穩(wěn)定，入塔料液的溫度和狀態(tài)穩(wěn)定，從而需要采取相應的措施。其次所定的設計方案需要有一定的操作彈性，各處流量應能在一定范圍內進行調節(jié)，必要時傳熱量也可進行調整。因此，在必要的位置上要裝置調節(jié)閥門，在管路中安裝備用支線。計算傳熱面積和選取操作指標時，也應考慮到生產上的可能波動。再其次，要考慮

10、必需裝置的儀表(如溫度計、壓強計，流量計等)及其裝置的位置，以便能通過這些儀表來觀測生產過程是否正常，從而幫助找出不正常的原因，以便采取相應措施。2.2.2滿足經濟上的要求要節(jié)省熱能和電能的消耗，減少設備及基建費用。如前所述在蒸餾過程中如能適當?shù)乩盟?、塔底的廢熱，就能節(jié)約很多生蒸汽和冷卻水，也能減少電能消耗。又如冷卻水出口溫度的高低，一方面影響到冷卻水用量，另方面也影響到所需傳熱面積的大小，即對操作費和設備費都有影響。同樣，回流比的大小對操作費和設備費也有很大影響。2.2.3保證安全生產例如苯屬有毒物料，不能讓其蒸汽彌漫車間。又如，塔是指定在常壓下操作的，塔內壓力過大或塔驟冷而產生真空，都

11、會使塔受到破壞，因而需要安全裝置。以上三項原則在生產中都是同樣重要的。但在化工原理課程設計中，對第一個原則應作較多的考慮，對第二個原則只作定性的考慮，而對第三個原則只要求作一般的考慮。三、塔體計算 3.1 設計方案的確定本設計采用連續(xù)精餾流程，飽和液體進料。塔頂上升蒸汽采用全凝器冷凝，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。該物系屬于易分離物系，最小回流比比較小，故操作回流比取最小回流比的2倍。塔釜采用飽和蒸汽間接加熱，塔底產品冷卻后送至儲罐。3.2 精餾塔的物料衡算3.2.1原料液進料量、塔頂、塔底摩爾分率進料量：F=108000t/年=15000kg/h苯的摩爾

12、質量 MA=78Kg/mol甲苯的摩爾質量 MB=92Kg/mol 3.2.2 原料液及塔頂、塔底產品的平均摩爾質量 MD=0.99153.2.3物料衡算原料處理量 總物料衡算 F=D+W=177.67kmol/h F.XF = D.XD + W.XW解得：D=94.9839Kmol/h W=82.6861Kmol/h四、塔板計算4.1 塔板數(shù)的確定4.1.1理論板數(shù)的求取(1)相對揮發(fā)度的求取苯的沸點為80.1，甲苯的沸點為110.81 當溫度為80.1時 解得:，2 當溫度為110.8時 解得: ，=239.3316/101.8357=2.35(2)最小回流比的求取由于是飽和液體進料，有q

13、=1，q線為一垂直線，故，根據(jù)相平衡方程有最小回流比為回流比為最小回流比的2倍，即 R=2Rmin=2.46(3)精餾塔的氣、液相負荷 (4)操作線方程精餾段操作線方程 提餾段操作線方程 兩操作線交點橫坐標為 理論板計算過程如下總理論板數(shù)為15（包括蒸餾釜），精餾段理論板數(shù)為7，第8塊板為進料板。4.1.2實際板數(shù)的求取取全塔效率為0.52，則有總板數(shù)為24（包括蒸餾釜），精餾段板數(shù)為14，提餾段板數(shù)為124.2提溜段的計算4.2.1 精餾塔的提餾段工藝條件(1)操作壓力的計算設每層塔板壓降已知則 (2)操作溫度的計算依據(jù)操作壓力，由泡點方程通過試差法計算出泡點溫度，其中苯、甲苯的飽和蒸汽有安

14、托尼方程計算，計算結果如下：試差得到的PA、PB代入到計算得到的結果如下：塔頂溫度：塔釜溫度 進料板溫度 提餾段平均溫度 (3)平均摩爾質量計算塔釜平均摩爾質量的計算由理論板的計算過程可知，由理論板的計算過程可知，提餾段的平均摩爾質量為：(4)平均密度計算 氣相平均密度計算由理想氣體狀態(tài)方程式計算，即精餾段氣相平均密度：提餾段氣相平均密度： 液相平均密度計算液相平均密度計算依下式計算，即：塔頂液相平均密度的計算。由，查液體在不同溫度下的密度表得： 塔釜液相平均密度的計算。由，查液體在不同溫度下的密度表得： 進料板液相平均密度的計算。由，查液體在不同溫度下的密度表得： 提餾段的平均密度為：精餾段

15、的平均密度為：(5)液體平均表面張力的計算液相平均表面張力依下式計算，即：進料板液相平均表面張力的計算。由，查液體表面張力共線圖得： 塔釜液液相平均表面張力的計算。由，查液體表面張力共線圖得： 提餾段平均表面張力為：(6)液體平均黏度計算液相平均黏度依下式計算，即：塔釜液相平均黏度的計算：由，查氣體黏度共線圖得： 提餾段液相平均黏度的計算：由，查氣體黏度共線圖得： 提餾段液相平均黏度為：4.2.2塔徑的計算(1)最大氣速精餾段的氣、液相體積流率為：設 查篩板塔汽液負荷因子曲線圖得取安全系數(shù)為0.75，則空塔氣速為：(2)塔徑按標準塔徑圓整后為塔截面積為：4.2.3.塔板主要工藝尺寸的計算(1)

16、溢流堰工藝尺寸的計算因塔徑，液體流量為?？蛇x用單溢流弓形降液管，采用凹形受液盤。各項計算如下：1 堰長取 2 溢流堰高度由，選用平直堰。 由和查表得液流收縮系數(shù)E=1.051堰上液層高度由下式計算，即：則故3 弓形降液管寬度和截面積：由，查弓形降液管參數(shù)圖得： 則：，驗算液體在降液管中停留時間，即：故降液管設計合理。4 降液管底隙的流速，則：則故降液管底隙高度設計合理。選用凹形受液盤，深度。(2)塔板布置 塔板的分塊。因，故塔板采用分塊式。查塔板塊數(shù)表得塔板分為4塊。 邊緣區(qū)寬度確定：取， 開孔區(qū)面積計算。開孔區(qū)面積計算為：其中 故 篩孔計算及其排列。由于苯和甲苯沒有腐蝕性，可選用碳鋼板，取篩

17、孔直徑。篩孔按正三角形排列，取孔中心距t為：篩孔數(shù)目n為：開孔率為：氣體通過篩孔的氣速為：4.2.4.篩板的流體力學驗算(1)塔板壓降 干板阻力計算。干板阻力由下式計算：由，查篩板塔汽液負荷因子曲線圖得故液柱 氣體通過液層的阻力計算。氣體通過液層的阻力由下式計算，即 查充氣系數(shù)關聯(lián)圖得。故。 液體表面張力的阻力計算。液體表面張力所產生的阻力由下式計算，即：氣體通過每層塔板的液柱高度按下式計算：氣體通過每層塔板的壓降為：(2) 液面落差對于篩板塔，液面落差很小，且本設計的塔徑和液流量均不大，故可忽略液面落差的影響。(3) 溢流液泛為防止塔內發(fā)生液泛，降液管內液層高應服從下式所表示的關系，即：而

18、塔板不設進口堰 則苯甲苯物系屬一般物系，取，則：所以設計中不會發(fā)生液泛現(xiàn)象(4) 液沫夾帶液沫夾帶按下式計算：故液沫夾帶量在允許的范圍內。(5) 漏液對篩板塔，漏液點氣速可由以下公式計算：實際氣速穩(wěn)定系數(shù)為故在本設計中無明顯漏液。4.2.5.精餾段塔板負荷性能圖(1)漏液線由, ， 得：在操作范圍內，任取幾個值，依上式計算出值，計算結果列于下表表4-1 漏液線計算結果 0.0136 0.02 0.035 0.045 0.764 0.797 0.858 0.892由上表數(shù)據(jù)即可作出漏液線1(2)液沫夾帶線以為限，求關系如下：在操作范圍內，任取幾個值，依上式計算出值，計算結果列于下表表4-2 液沫

19、夾帶線計算結果 0.0136 0.02 0.035 0.045 2.73 2.414 1.783 1.413由上表數(shù)據(jù)即可作出液沫夾帶線2(3)液相負荷下限線對于平直堰，取堰上液層高度=0.006m作為最小液體負荷標準:據(jù)此可作出與氣體流量無關的垂直液相負荷下限線3(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 故據(jù)此可作出與氣體流量無關的垂直液相負荷上限線4。(5)液泛線令由聯(lián)立解得忽略，將與，與，與的關系式代入上式，并整理得：式中將有關的數(shù)據(jù)代入整理，得在操作范圍內，任取幾個值，依上式計算出值，計算結果列于下表表4-3液泛線計算表 0.0136 0.02 0.035 0.045 0

20、.0989 0.0698 -0.0118 -0.0782由上表即可作出液泛線圖一： 圖一提餾段負荷性能圖由上圖可看出，該篩板的操作上限為液泛控制，下限為漏液控制。由圖查得： = 0.664 = 3.628故操作彈性為：/=5.463所設計提餾段篩板的主要結果匯總于下表表4-7 提餾段篩板塔設計計算結果序號項目數(shù)值1234567891011121314151617181920212223242526272829平均溫度平均壓力氣相流量液相流量塔的有效高度塔徑/m板間距溢流形式降液管形式堰長/m堰高/m板上液層高度/m堰上液層高度/m降液管底隙高度/m開孔區(qū)面積/篩孔直徑/m篩孔數(shù)目孔中心距/m開

21、孔率/%空塔氣數(shù)/(m/s)篩孔氣速/(m/s)穩(wěn)定系數(shù)單板壓降/kPa負荷上限負荷下限液沫夾帶量/氣相負荷上限/氣相負荷下限/ 操作彈性126.3198.151.4960.01365.21.70.45單溢流弓形1.190.05450.090.03550.04281.5030.00577150.01510.10.9099.8771.970.9液泛控制漏液控制0.01460.022980.0009425.463五、塔附件設計5.1附件的計算5.1.1接管(1)進料管進料管的結構類型很多，有直管進料管、彎管進料管、T形進料管。本設計采用直管進料管。F=108t/h=15000Kg/h , =752.9Kg/ 則體積流量 取管內流速則管徑取進料管規(guī)格68×3 則管內徑d=62mm進料管實際流速(2)回流管采用直管回流管，回流管的回流量：塔頂液相平均摩爾質量,塔頂溫度t=105.3查表得： 平均密度則液體流量取管內流速則回流管直徑可取回流管規(guī)格42×2.5 則管內直徑d=37mm回流管內實際流速(3)塔頂蒸汽接管 塔頂蒸汽密度塔頂汽相平均摩爾質量則蒸汽的體積流量：取管內蒸汽流速則可取回流管規(guī)格245×6.5 則實際管徑d=232mm塔頂蒸汽接管實際流速(4)釜液排出管塔底W=82.6861kmol/h 平均密度平均摩爾質量體積流