化工原理課程設(shè)計苯甲苯連續(xù)精餾篩板塔的設(shè)計

1、湖南科技大學(xué)化工原理課程設(shè)計 苯-甲苯連續(xù)精餾篩板塔的設(shè)計專業(yè)班級 ： 應(yīng)用化學(xué)二班 姓 名 ： 李鈺冰 學(xué) 號 ： 1006020221 指導(dǎo)老師 ： 楊明平、仇明華、劉和秀 2012年12月24日2013年1月4日10級應(yīng)用化學(xué)專業(yè)板式精餾塔設(shè)計任務(wù)書一、設(shè)計題目：苯 甲苯連續(xù)精餾塔的設(shè)計二、設(shè)計任務(wù)及操作條件1 、進精餾塔料液含苯 38% （質(zhì)量 ） ，其余為甲苯2 、產(chǎn)品中苯含量不得少于 96% （質(zhì)量）3 、釜液中苯含量不得高于4% （質(zhì)量）4 、生產(chǎn)能力： 5.5 噸 / 小時5 、操作條件：(1) 精餾塔頂壓強： 4.5kPa （表壓）(2) 進料熱狀態(tài)：自選(3) 加熱蒸氣：

2、600kPa （表壓）的飽和蒸氣(4) 回流比：自選(5) 單板壓降： 0.7kPa三、設(shè)備型式：篩板塔四、廠址：湘潭地區(qū)（年平均水溫 20 ）五、設(shè)計內(nèi)容（設(shè)計基礎(chǔ)數(shù)據(jù)參見設(shè)計指導(dǎo)書）1 、設(shè)計方案的確定及流程說明2 、塔的工藝計算3 、塔和塔板主要工藝尺寸的計算 塔板、塔徑及塔板結(jié)構(gòu)尺寸的確定 塔板的流體力學(xué)驗算 塔板的負荷性能圖4 、設(shè)計結(jié)果概要或設(shè)計一覽表5 、換熱器的選型與計算6 、生產(chǎn)工藝流程圖及精餾塔的工藝條件圖及篩板布置圖7 、對本設(shè)計的評述或有關(guān)問題的分析討論六、按要求編制相應(yīng)的設(shè)計說明書七、主要參考資料化工原理、化工原理課程設(shè)計指導(dǎo)書、化工工藝設(shè)計手冊、物理化學(xué)手冊八、指導(dǎo)

3、老師組織人：劉和秀指導(dǎo)老師：楊明平、仇明華、劉和秀九、時間前言化工生產(chǎn)中所處理的原料、中間產(chǎn)物、粗產(chǎn)品幾乎都是有若干組分組成的混合物，而且其中大部分都是均相物質(zhì)。生產(chǎn)中為了滿足儲存、運輸、加工和使用的需求，時常需要將這些混合物分離為較純凈或純態(tài)的物質(zhì)。芳香族化合物是化工生產(chǎn)中的重要的材料，可用來制備染料、樹脂、農(nóng)藥、合成藥物、合成橡膠，合成纖維和洗滌等等；苯與甲苯都是重要的化工原料，苯 - 甲苯混合溶液的分離技術(shù)一直是一個重要的課題。如何獲得較大的生產(chǎn)率，較大的經(jīng)濟效益，較高的安全系數(shù)和設(shè)計方案的較強可操作性仍然是技術(shù)難題。本設(shè)計正是以優(yōu)化的理念進行估算設(shè)計核算力求達到較高要求而進行的方案設(shè)計

4、。甲苯不僅是有機化工合成的優(yōu)良溶劑，而且可以合成異氰酸酯，甲酚等化工產(chǎn)品，同時也可以來制造三硝酸甲苯、苯甲酸、對苯二甲酸、防腐劑、染料、泡沫塑料、合成纖維等。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)中得到廣泛應(yīng)用。精餾過程在能量劑的驅(qū)動下，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揮發(fā)度的不同，使易揮發(fā)組分由液相向氣相轉(zhuǎn)移，難揮發(fā)組分由氣相向液相轉(zhuǎn)移，實現(xiàn)原料混合液中各組分的分離。該過程是同時進行傳質(zhì)、傳熱的過程。本次設(shè)計任務(wù)為設(shè)計一定處理量的精餾塔， 實現(xiàn)苯 甲苯的分離。鑒于設(shè)計任務(wù)的處理量不大，苯 甲苯體系比較易于分離，待處理料液清潔的特點，設(shè)計決

5、定選用篩板塔。塔設(shè)備是煉油、化工、石油化工等生產(chǎn)中廣泛應(yīng)用的氣液傳質(zhì)設(shè)備。根據(jù)塔內(nèi)氣液接觸部件的結(jié)構(gòu)型式，可分為板式塔和填料塔。篩板塔是生產(chǎn)中最常用的板式塔之一。板式塔具有機構(gòu)簡單、制造和維修方便、生產(chǎn)能力大、塔板壓降小、踏板效率高等優(yōu)點。本課程設(shè)計的主要內(nèi)容是過程的物料衡算、熱量衡算、工藝計算、結(jié)構(gòu)設(shè)計和校核。在本次課程設(shè)計過程中，老師和同學(xué)給了我很大的幫助，在此致以深切地感謝。限于編者水平所限，不當之處，誠請老師及讀者提出寶貴意見和建議！編者2012 年 12 月目 錄一、設(shè)計任務(wù)書2二、前言3三、符號說明5四、設(shè)計內(nèi)容7第一節(jié)方案的確定及流程說明8一、裝置流程的確定8二、操作壓強的選擇8

6、三、進料熱狀態(tài)的選擇8四、加熱方式8五、回流比的選擇9第二節(jié)塔的工藝計算10一、主要基礎(chǔ)數(shù)據(jù)10二、塔的物料衡算11三、塔板數(shù)的確定12四、塔的工藝條件及物性數(shù)據(jù)計算15第三節(jié)塔和塔板主要工藝尺寸的計算18一、塔高、塔徑及塔板結(jié)構(gòu)尺寸的確定18二、篩板的流體力學(xué)驗算21三、塔板負荷性能圖22第四節(jié)篩板塔的工藝設(shè)計計算結(jié)果總表27第五節(jié)板式塔的結(jié)構(gòu)與附屬設(shè)備的計算29一、塔體結(jié)構(gòu)29二、附屬設(shè)備的計算30 五、評述及有關(guān)有關(guān)問題的分析討論34六、參考文獻35 第1節(jié) 設(shè)計方案的確定及流程說明一、 裝置流程的確定精餾裝置包括精餾塔、原料預(yù)熱器、蒸餾釜（再沸器）、冷凝器、釜液冷卻器和產(chǎn)品冷卻器等設(shè)備

7、。熱量自塔釜輸入，物料在塔內(nèi)經(jīng)多次部分氣化與部分冷凝進行精餾分離，由冷凝器和冷卻器中的冷卻介質(zhì)將于熱帶走。在此過程中，熱能利用率很低，為此，在確定裝置流程時應(yīng)考慮余熱的利用，注意節(jié)能。另外，為保持塔的操作穩(wěn)定性，流程中除用泵直接送入塔原料外，也可以采用高位槽送料以免受泵操作波動的影響。塔頂冷凝裝置根據(jù)生產(chǎn)情況以決定采用分凝器或全凝器。一般，塔頂分凝器對上升蒸汽雖有一定增濃作用，但在石油等工業(yè)中獲取液相產(chǎn)品時往往采用全凝器，以便于準確的控制回流比。若后繼裝置使用氣態(tài)物料，則宜用分凝器?？傊?，確定流程時要較全面、合理地兼?zhèn)湓O(shè)備、操作費眼睛操作控制及安全諸因素。二、操作壓強的選擇精餾操作可在常壓、減

8、壓和加壓下進行。操作壓強長取決于冷凝溫度。一般，除熱敏性物料以外，凡通過常壓蒸餾不難實現(xiàn)分離要求，并能用江河水或循環(huán)水將餾出物冷凝下來的系統(tǒng)，都應(yīng)采用常壓蒸餾；對熱敏性物料或混合液沸點過高的系統(tǒng)則宜采用減壓蒸餾；對常壓下餾出物的冷凝溫度過低的系統(tǒng)，需提高塔壓或采用深井水、冷凍鹽水作為冷凝劑；而常壓下呈氣態(tài)的物料必須采用加壓蒸餾。例如苯乙烯常壓沸點為145.2 ，而將其加熱到102 以上就會發(fā)生聚合，故苯乙烯應(yīng)采用減壓蒸餾；脫丙烷丙烯塔操作壓強提高到1765kP a時，冷凝溫度約50 ，便可用江河水或循環(huán)水進行冷凝冷卻，則運轉(zhuǎn)費用減少；石油氣常壓呈氣態(tài)，必須采用加壓蒸餾分離。三、 進料熱狀態(tài)的選

9、擇進料熱狀態(tài)已進料熱狀態(tài)參數(shù) q 表達，即 有五種進料狀態(tài)，即 q>1.0 時，為低于泡點溫度的冷卻進料； q=1.0 為泡點下的飽和液體；q=0 為露點下的飽和蒸汽；1>q>0 為介于泡點與露點間的汽液混合物；q<0 為高于露點的過熱蒸汽進料。在供熱量一定情況下，熱量應(yīng)盡可能由塔底輸入，使產(chǎn)生的氣液回流在全塔發(fā)揮作用，即宜冷進料。但為使塔的操作穩(wěn)定，免受季節(jié)氣溫影響，精、提餾段采用相同塔徑以便于制造，則常采用飽和液體進料，但需增設(shè)原料預(yù)熱器。若工藝要求減少塔釜加熱量避免釜溫過高、料液產(chǎn)生聚合或結(jié)焦，則應(yīng)采用氣態(tài)進料。四、加熱方式蒸餾大多采用間接蒸汽加熱，設(shè)置再沸器。有

10、時也可采用直接蒸汽，例如蒸餾釜殘液中主要組分是水，且在低濃度下輕組分的相對揮發(fā)度較大時（如乙醇和水的混合物）宜用直接蒸汽加熱，其優(yōu)點可以利用壓強較低的加熱蒸汽以節(jié)省操作費用，并省掉間接加熱設(shè)備。但由于直接蒸汽的加入，對釜內(nèi)溶液起一定稀釋作用，在進料條件和產(chǎn)品純度、輕組分收率一定的前提下，釜液濃度相應(yīng)降低，故需在提餾段增加塔板已達到生產(chǎn)要求。五、 回流比的選擇選擇回流比，主要從經(jīng)濟觀點出發(fā)，力求使設(shè)備費和操作費用之和最低。一般經(jīng)驗值R =（1.1 2.0）式中 R 操作回流比； 最小回流比。 對特殊物系與場合，則應(yīng)根據(jù)實際需要選定回流比。在進行課程設(shè)計時，也可參考同類生產(chǎn)的 R 經(jīng)驗值選定。必要

11、時可選若干個 R 值 ， 利用吉利蘭圖 （ 簡捷法 ） 求出對應(yīng)理論板 數(shù)N ， 作出 N R 或 N （ R+1 ） R 曲線 ， 從中找出適宜操作回流比 R 。 也可作出 R 對精餾段操作費用的關(guān)系圖，從中確定適宜回流比 R 。第2節(jié) 塔的工藝計算一、 主要基礎(chǔ)數(shù)據(jù)：(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，臨界壓強，Pc,kPa苯A78.1180.1288.56833.4甲苯B92.13110.6318.574107.7(2) 常溫下苯 甲苯的氣液平衡數(shù)據(jù)溫度，液相中苯的摩爾分率，x氣相中苯的摩爾分率,y110.560.000.00109.911.002.50108.7

12、93.007.11107.615.0011.2105.0510.020.8102.7915.029.4100.7520.037.298.8425.044.297.1330.050.795.5835.056.694.0940.061.992.6945.066.791.4050.071.390.1155.075.580.8060.079.187.6365.082.586.5270.085.785.4475.088.584.4080.091.283.3385.093.682.2590.095.981.1195.098.080.6697.098.880.2199.099.6180.01100.0100

13、.0(3) 飽和蒸氣壓 苯、甲苯的飽和蒸氣壓可用 Antoine 方程求算，即式中 t物系溫度，； 飽和蒸汽壓，； A、B、CAntoine常數(shù)，其值見附表：組分ABC苯6.0231206.35220.24甲苯6.0781343.94219.58(4) 苯與甲苯的液相密度溫度t,8090100110120,kg/815803.9792.5780.3768.9kg/810800.2790.3780.3770.0(5) 液體表面張力 溫度t,809010011012021.2720.0618.8517.6616.4921.6920.5919.9418.4117.31(6) 液體粘度 (7) 液體氣

14、化熱 二、塔的物料衡算(1) 料液及塔頂、塔底產(chǎn)品含苯摩爾分率(2) 平均分子量(3) 物料衡算總物料衡算 易揮發(fā)組分物料衡算 聯(lián)立以上二式得： 式中：、 、分別為原料液、塔頂、塔底產(chǎn)品的質(zhì)量分數(shù)F 、 D 、 W 分別為原料液、塔頂、塔底產(chǎn)品的摩爾分數(shù)三、塔板數(shù)的確定(1)相對揮發(fā)度的計算由Antoine方程及相關(guān)常數(shù)可計算飽和蒸汽壓： 苯： 甲苯：由表可查知苯、甲苯的沸點分別為 80.1 、 110.6 ，故： t=80.1時，求得: t=110.6時，求得: 故相對揮發(fā)度(2) 回流比 R 的計算選擇飽和液體進料，即q=1,q線為垂直線，故：相平衡方程：由此可得：最小回流比： ?。?3)

15、 確定相平衡方程、精餾段、提餾段方程相平衡方程：精餾段操作線方程：塔釜汽相回流比：提餾段操作線方程：，即：兩操作線交點橫坐標：（4）逐板法計算理論塔板數(shù)先交替使用相平衡方程與精餾段操作線方程，計算如下： 由計算知第 7 板為進料板以下交替使用提餾段操作線方程與相平衡方程，計算如下： 由計算可知，總理論板數(shù)為13（包括蒸餾釜），精餾板理論半數(shù)為7，第7板為進料板，提餾段理論板數(shù)為 6（不包括塔釜）（5）全塔效率 、實際塔板數(shù)N 根據(jù)塔頂、塔底液相組成且查苯、甲苯的氣液平衡數(shù)據(jù)表，則：精餾段的平均溫度:提餾段的平均溫度:混合物的黏度精餾段88.06時，進料板94.65C時，提餾段時，精餾段塔板效率

16、:提餾段塔板效率:精餾段塔板數(shù)：提餾段塔板數(shù)：全塔總效率： 4、 塔的工藝條件及物性數(shù)據(jù)計算（1）操作壓強塔頂壓強 取每層塔板壓降P=0.7kPa，則進料板壓強：精餾段平均操作壓強 ：（2）操作溫度 計算塔頂操作溫度 進料板操作溫度則精餾段平均操作溫度:（3）平均分子量 計算塔頂： 進料板： 則精餾段平均分子量： （4）平均密度 計算 液相密度依下式 （a 為質(zhì)量分率）塔頂：，查表得 進料板：加料版液相組成 , 查表得 氣相密度 （5） 液體表面張力 計算 查表， 時， 時， 則精餾段平均表面張力為: （6） 液體粘度計算 則精餾段平均液相粘度(7)精餾段氣液負荷計算第3節(jié) 塔和塔板主要工藝尺

17、寸計算一、 塔高、塔徑及塔板結(jié)構(gòu)尺寸的確定（1）塔徑參考表 4-1 ，初選板間距故 查 Smith 關(guān)聯(lián)圖，得 依校正到物系表面張力為 20.53mN/m時的C，即 取安全系數(shù)為 0.70 ，則 故 按標準，塔徑圓整為 1.0m ，則空塔氣速（2）溢流裝置采用單溢流、弓形降液管、平行受液盤及平行溢流堰，不設(shè)進口堰。各項計算如下： 溢流堰長 取堰長為 0.66D ，即 出口堰高 由 查圖 4-9( 液流收縮系數(shù)圖 ) ，知 E=1.045 ，故 故 降液管寬度與降液管面積 由查圖 4-11 （弓形降液管的寬度與長度關(guān)系圖），得 由式計算液體在降液管中停留時間以檢驗降液管面積， (>5s符合

18、要求） 降液管底隙高度取液體通過降液管底隙的流速為依式計算降液管底隙高度，即 （3）塔板布置取邊緣區(qū)寬度，安定區(qū)寬度計算開孔區(qū)面積 （4）篩孔數(shù) n 與開孔率取篩孔的孔徑為為5mm，正三角形排列，一般碳鋼的厚度為 3mm ，取 故孔中心在計算塔板上的篩孔數(shù) n 和開孔區(qū)的開孔率，即 每層塔板上的開孔面積為 氣體通過篩孔的氣速 （5） 塔有效高度Z（精餾段） （6） 塔高計算 ( 見換熱器計算部分 )二、篩板的流體力學(xué)驗算（1）氣體通過篩板壓降相當?shù)囊褐叨纫朗?干板壓降相當?shù)囊褐叨纫?，查圖 4-13 （干篩孔的流量系數(shù)圖），得，故干板阻力 氣流穿過板上液層壓降相當?shù)囊褐叨?查圖 4-14

19、 （充氣系數(shù)與的關(guān)聯(lián)圖），取板上液層充氣系數(shù)，故 克服液體表面張力壓降相當?shù)囊褐叨?故 單板壓降 （2）霧沫夾帶量的驗算 故在設(shè)計負荷下不會發(fā)生過量霧沫夾帶。（3） 漏液的驗算 篩板的穩(wěn)定系數(shù)故在設(shè)計負荷下不會發(fā)生過量漏液（4）液泛驗算為防止降液管液泛的發(fā)生，應(yīng)使降液管中清液層高度依式計算即 取 故在設(shè)計負荷下不會發(fā)生液泛。 根據(jù)以上塔板的各項流體力學(xué)驗算，可認為精餾段塔徑及各工藝尺寸是合適的。三、塔板負荷性能圖（1）霧沫夾帶線 式中 -(a) 近似取 -(b)取物沫極限值 已知 并將（a)、(b)式代入 得下式 整理得 在操作范圍內(nèi)任取幾個值，依（1）式算出相應(yīng)的值列于附表 1 中4.5&

20、#215;10-³1.211.1481.091.0481.005依表中數(shù)據(jù)在圖中作出霧沫夾帶線（1），如圖所示（2） 液泛線（2） 聯(lián)立以上兩式，得 近似取 ，故 故 -(c)又 由4-37及（c)式 故 -(d) 由 4-45 -（e)將 整理得下式： 在操作范圍內(nèi)任取幾個值，依（2）式算出相應(yīng)的值，列于附表2中，依表中數(shù)據(jù)作出液泛線（2），如圖中（2）所示。1.2111.1641.1211.0781.032（3）液相負荷上限線 取液體在降液管中停留時間為 4 秒，由式 4-29 液相負荷線在圖上為與氣體流量無關(guān)的垂直線，如圖 4-24 所示。（4）漏液線（氣相負荷下限線）將 代入

21、漏液點氣速式： 前已算出為,代入上式并整理，得 此即氣相負荷下限關(guān)系式，在操作范圍內(nèi)任取 n 個值，依（4）式計算相應(yīng)的值，列于附表 3 ，依附表中數(shù)據(jù)作氣相負荷下限線（4），如圖中線（4）所示。0.29130.30210.55080.57570.5983（5）液相負荷下限線 取平堰、堰上液層高度作為液相負荷下限條件，依式 4-25 ，取,則 整理上式得 依此值在圖上作線（5）即為液相負荷下限線，如圖所示。將以上 5 條線繪于圖中，即為精餾段負荷性能圖。 5 條線包圍區(qū)域為精餾段塔板操作區(qū)， P 為操作點， OP 為操作線。 OP 線與線（1）的交點相應(yīng)氣相負荷為?？芍驹O(shè)計塔板上限由霧沫夾帶

22、控制，下限由漏液控制。第4節(jié) 篩板塔的工藝設(shè)計計算結(jié)果總表項目符號單位計算數(shù)據(jù)精餾段提餾段各段平均壓強110.7各段平均溫度88.06102.2平均流量氣相0.63液相0.0016實際塔板數(shù)N塊1412板間距m0.4塔的有效高度Zm5.2塔徑Dm1.0空塔氣速um/s0.802塔板液流型式單流型溢流裝置溢流管型式弓形堰長m0.66堰高m0.047溢流堰寬度m0.124管底與受液盤距離m0.0303板上清液層高度m0.06孔徑mm5孔間距tmm15.0孔數(shù)n個2783每層開孔區(qū)面積0.0537篩孔氣速m/s11.73塔板壓降0.5965液體在降液管中停留時間s14.18降液管內(nèi)清液層高度m0.1

23、367霧沫夾帶0.0147負荷上限霧沫夾帶控制負荷下限漏液控制氣相最大負荷1.2氣相最小負荷0.26操作彈性4.6第5節(jié) 板式塔的結(jié)構(gòu)與附屬設(shè)備的計算一、塔體結(jié)構(gòu)板式塔內(nèi)部裝有塔板、降液管、各物流的進出口管及人孔（手孔）、基座、除沫器等附屬裝置。除一般塔板按設(shè)計板間距安裝外，其他處根據(jù)需要決定其間距。本塔塔徑為 1.0m ，故塔板分塊數(shù)取 3（1）塔頂空間塔頂空間指塔內(nèi)最上層塔板與塔頂?shù)拈g距。為利于出塔氣體夾帶的液滴沉降，此段遠高于板間距（甚至高出一倍以上），本塔取塔頂空間（2）塔底空間考慮以下兩種因素： 塔底駐液空間依貯存液量停留 3 5min 或更長時間（易結(jié)焦物料可縮短停留時間）而定。

24、塔底液面至最下層塔板之間要有 1 2m 的間距，大塔可大于此值。本塔取塔底空間。（3） 人孔及人孔處的板間距本塔設(shè)計每隔 7 層塔板設(shè)一人孔，故人孔數(shù)設(shè)人孔處的板間距，設(shè)人孔處的板間距。（4）進料板處的板間距本塔取進料板處的板間距.（5）塔高塔高的計算公式為 故塔高 二、附屬設(shè)備的計算（1）列管式原料預(yù)熱器 含苯38% （質(zhì)量）的苯與甲苯混合物在進料前進行預(yù)熱，加熱介質(zhì)為塔釜流出的產(chǎn)品，因為塔釜產(chǎn)品溫度高，故原料液通入殼程，塔釜產(chǎn)品通入管程。 原料液的初始溫度為湘潭地區(qū)年平均水溫 20 ，設(shè)出口溫度為 60 ，則原料液的定性溫度 。塔釜產(chǎn)品的初始溫度即塔釜溫度，根據(jù)試差法可得塔釜溫度。查得原料液的物性數(shù)據(jù)：熱負荷 設(shè)塔釜產(chǎn)品的出口溫度為，則 查液體比熱容共線圖，試差法得 經(jīng)核算可知所選換熱器符合要求，其他換熱器可同法計算選型。評述及有關(guān)問題的分析討論 經(jīng)初步校核驗算實際設(shè)備參數(shù)，本設(shè)計方案是完全符合要求的。能夠完成精餾塔設(shè)計任務(wù)書中分離苯甲苯的年產(chǎn)量任務(wù)，且操作彈性好、分離純度高、造價相對低廉，符合最優(yōu)化生產(chǎn)水準。然而，設(shè)計過程中也遇到了一些難以解決的問題。即要兼顧塔設(shè)備易于操作，又要注意工藝性的達標，導(dǎo)致在設(shè)備設(shè)計過程中許多設(shè)備的參數(shù)難以確定。但是，此設(shè)計要基于