苯甲苯板式精馏塔设计.doc

1、 河 西 学 院Hexi University化 工 原 理 课 程 设 计题 目: 苯-甲苯板式精馏塔设计 学 院: 化学化工学院 专 业:_ 化学工程与工艺 学 号: 2014210015 姓 名: 卢 婷 指导教师: 冯 敏 2016 年 11 月 22 日 河西学院化学化工学院课程设计化工原理课程设计任务书一、设计题目苯-甲苯分离板式精馏塔设计二、设计任务及操作条件1.设计任务生产能力（进料量） 6 万 吨/年操作周期 每年 300 天，每天 24 小时运行 进料组成 含甲苯 40% （质量分率，下同）塔顶产品组成 甲苯含量低于 2% 塔底产品组成 甲苯含量高于 99.5% 2.操作条

2、件操作压力 常压 进料热状态 自选 塔底加热蒸汽压力 0.5MPa(表压) 单板压降 0.7kPa 3.设备型式 筛板或浮阀塔板 4.厂址 张掖 三、设计内容1.设计方案的选择及流程说明2.塔的工艺计算3.主要设备工艺尺寸设计（1）塔径、塔高及塔板结构尺寸的确定（2）塔板的流体力学校核（3）塔板的负荷性能图（4）总塔高、总压降及接管尺寸的确定4.辅助设备选型与计算：再沸器、冷凝器5.设计结果汇总6.工艺流程图及精馏塔设备条件图7.设计评述河西学院化学化工学院课程设计I目录1. 绪论 .11.1 精馏原理及其在化工生产上的应用 .11.2 塔设备简介 .11.3 设计要求 21.4 精馏操作对塔

3、设备的要求 21.5 常用板式塔类型及本设计的选型 31.6 筛板塔 31.7 工艺条件的确定和说明 31.8 确定设计方案的原则 51.9 物料流程简图 62. 精馏塔的物料衡算 .62.1 原料液进料量、塔顶、塔底摩尔分率 62.2 物料衡算 .72.3 塔板计算 72.3.1 理论塔板数求取 72.4 全塔效率计算 92.5 实际塔板数计算 102.6 有效塔高计算 103. 精馏塔有关工艺及物性数据计算 .103.1 操作压力的计算 103.2 平均密度的计算 113.2.1 气相平均密度的计算 .113.2.2 液相平均密度的计算 .113.2.3 液体表面张力的计算 .123.2.

4、4 液相平均粘度的计算 .123.2.5 气液负荷计算 .133.3 塔径的计算 133.4 塔板主要工艺尺寸计算 15河西学院化学化工学院课程设计II3.4.1 溢流装置计算 .153.4.2 塔板布置 .174. 筛板的流体力学验算、单板压降 .184.1 精馏段筛板的流体力学验算和单板压降 184.2 提馏段筛板的流体力学验算和单板压降 204.4 塔板负荷性能图 224.4.1 精馏段塔板负荷性能图 .224.4.2 提馏段筛板负荷性能图 .254.5 设计计算结果总结 285. 精馏塔附件设计 .305.1 接管 305.2 筒体与封头 315.3 除沫器 325.4 裙座 325.

5、5 人孔 335.6 塔体总高度设计 335.6.1 塔的顶部空间高度 .335.6.2 塔体高度 .335.7 附属设备设计 335.7.1 冷凝器的选择 .335.7.2 再沸器的选择 .346. 总结 .35参考文献 36致 谢 37河西学院化学化工学院课程设计1苯-甲苯分离板式精馏塔工艺设计卢婷摘要：本设计采用筛板塔分离苯甲苯混合物，通过图解理论板法计算得出理论板数为 16 块，回流比为 1.96，算出塔板效率 0.6，实际板数为 26.3 块，进料位置为第 16块，在筛板塔主要工艺尺寸的设计计算中得出，塔径为 1.6 米，塔高 17.9 米，每层筛孔数目为 216。通过筛板塔的流体力

6、学验算，证明各指标数据均符合标准。同时还对精馏塔的辅助设备进行了选型计算。关键词：苯，甲苯，精馏，筛板塔 1. 绪论1.1 精馏原理及其在化工生产上的应用化工生产常需进行二元液相混合物的分离以达到提纯或回收有用组分的目的，精馏是利用液体混合物中各组分挥发度的不同并借助于多次部分汽化和多次部分冷凝达到轻重组分分离目的的方法。广泛应用于炼油、化工、轻工等领域。蒸馏的理论依据是利用溶液中各组分蒸汽压的差异，即各组分在相同的压力、温度下，其挥发性能不同(或沸点不同)来实现分离目的。以本设计所选取的苯-甲苯体系为例，加热苯(沸点 80.1)和甲苯(沸点 110.6)的混合物时,由于苯的沸点较低（即挥发度

7、较高)。所以苯易从液相中汽化出来。若将汽化的蒸汽全部冷凝，即可得到苯组成高于原料的产品，依此进行多次汽化及冷凝过程，即可将苯和甲苯分离。经过多次部分汽化部分冷凝，最终在汽相中得到较纯的易挥发组分，而在液相中得到较纯的难挥发组分。1.2 塔设备简介塔设备是炼油、化工、石油化工等生产中广泛应用的气液传质设备。根据塔内气液接触件的结构型式，可分为板式塔和填料塔两大类。板式塔内设置一定数量塔板，气体以鼓泡或喷射形式穿过板上液层进行质、热传递，气液相组成成阶梯变化，属逐级接触逆流操作过程。填料塔内有定高度的填料层，液体自塔顶沿填料表面下流，气体逆流而上(也有并流向下者)与液相接触进行质、热传递，气相组成

8、沿塔高连续变化，属微分接触操作过程。工业上对塔设备的主要要求：河西学院化学化工学院课程设计2（1）生产能力大；（2）传质、传热效率高；（3）气流的摩擦阻力小；（4）操作稳定，适应性强，操作弹性大；（5）结构简单，材料消耗少；（6）制造安装容易，操作维修方便。此外还要求不易堵塞、耐腐蚀等。实际上，任何塔设备都难以满足上述所有要求，因此，设计者应根据塔型特点、物系性质、生产工艺条件、操作方式、设备投资、操作与维修费用等技术经济评价以及设计经验等因素，依矛盾的主次，综合考虑，选择适宜的塔型。在化学工业和石油工业中广泛应用的诸如吸收，解吸，精馏，萃取等单元操作中，气液传质设备必不可少。塔设备就是使气液

9、成两相通过紧密接触达到相际传质和传热目的的气液传质设备之一。1.3 设计要求设计条件：体系：苯-甲苯体系 已知：进料量 F=60000 吨/年操作周期 7200 小时/年进料组成：甲苯 40% (质量分率，下同)塔顶产品组成 甲苯含量低于 2%塔底产品组成 甲苯含量高于 99.5%操作条件：塔顶压强为常压(表压)进料热状况为泡点进料加热蒸汽为饱和水蒸汽（0.5MPa 表压）单板压降小于 0.7MPa冷公用工程为循环水 20-40设备形式: 筛板式精馏塔厂 址: 张掖1.4 精馏操作对塔设备的要求工业上对塔设备的主要要求:(1)生产能力大；(2) 传质、传热效率高；(3)气流的河西学院化学化工学

10、院课程设计3摩擦阻力小；(4)操作稳定，适应性强，操作弹性大；(5)结构简单，材料消耗少；(6)制造安装容易，操作维修方便。此外还要求不易堵塞、耐腐蚀等。1.5 常用板式塔类型及本设计的选型 塔设备大致可以分为两类，一类是有降液管的塔板，如泡罩、浮阀、筛板、导向筛板、舌形、S 形、多降液管塔板等；另一类是无降液管塔板，如传流式筛板（栅板） 、穿流式波纹板等。工业上应用较多的是有降液管的浮阀、筛板和泡罩塔板等。板式塔是化工生产中广泛采用的一种传质设备，板式塔的塔盘结构是决定塔特性的关键，常用塔板有泡罩形、浮阀形、筛板形、舌形及浮动喷射形等。对于苯-甲苯体系，本设计选用筛板塔。1.6 筛板塔筛板塔

11、板简称筛板，结构持点为塔板上开有许多均匀的小孔。根据孔径的大小，分为小孔径筛板(孔径为 38mm)和大孔径筛板(孔径为 1025mm)两类。工业应用小以小孔径筛板为主，大孔径筛板多用于某些特殊场合(如分离粘度大、易结焦的物系)。筛板的优点是结构简单，造价低；板上液面落差小，气体压降低，生产能力较大；气体分散均匀，传质效率较高。筛板塔和泡罩塔相比较具有下列特点：生产能力大于 10.5%，板效率提高产量 15%左右；而压降可降低 30%左右；另外筛板塔结构简单，塔板的造价可减少 40%左右；安装容易，也便于清理检修。近年来，由于设计和控制水平的不断提高，可使筛板的操作非常精确，应用日趋广泛。(1)

12、 筛板塔设计是在有关工艺计算已完成的基础上进行的。对于气、液恒摩尔流的塔段，只需任选其中一块塔板进行设计，并可将该设计结果用于此塔段中。例如，全塔最上面一段塔段，通常选上面第一块塔板进行设计；全塔最下面一段塔段，通常下面一块塔板进行设计。这样计算便于查取气液相物性数据。(2) 若不同塔段的塔板结构差别不大，可考虑采用同一塔径，若不同塔段塔板的筛孔数、空心距与筛孔直径之比 可能有差异。对筛孔少、塔径大的塔段，为0/dt减少进塔壁处液体“ 短路”，可在近塔壁处设置挡板。只有当不同塔段的塔径相差较大时才考虑采用不同塔径，即异径塔。河西学院化学化工学院课程设计41.7 工艺条件的确定和说明（1）操作压

13、力塔内操作压力的选择不仅牵涉到分离问题，而且与塔顶和塔底温度的选取有关。根据所处理的物料性质，兼顾技术上的可行性和经济上的合理性来综合考虑，一般有下列原则：压力增加可提高塔的处理能力，但会增加塔身的壁厚，导致设备费用增加；压力增加，组分间的相对挥发度降低，回流比或塔高增加，导致操作费用或设备费用增加。因此如果在常压下操作时，塔顶蒸汽可以用普通冷却水进行冷却，一般不采用加压操作。操作压力大于 1.6MPa 才能使普通冷却水冷却塔顶蒸汽时，应对低压、冷冻剂冷却和高压、冷却水冷却的方案进行比较后，确定适宜的操作方式。考虑利用较高温度的蒸汽冷凝热，或可利用较低品位的冷源使蒸气冷凝，且压力提高后不致引起

14、操作上的其他问题和设备费用的增加，可以使用加压操作。真空操作不仅需要增加真空设备的投资和操作费用，而且由于真空下气体体积增大，需要的塔径增加，因此塔设备费用增加。综合考虑以上因素本设计采用常压精馏。（2）进料状态精馏塔的进料情况有五种： 冷进料； 泡点进料； 气液混合进料； 饱和蒸汽进料； 过热蒸汽进料。为了便于分析，令 q=(每公斤分子进料液体变成饱和蒸所需热量)/( 每公斤分子进料的汽化潜热 )从上式可以看出：冷进料时 q1，泡点进料时 q=1，气液混合进料时 05s (符合要求 )降液管底隙高度 h0取液体在降液管底部流过的速度 u0=0.15m/sh0= Lh3600lwu0= 0.0

15、036360036000.150.96=0.025m河西学院化学化工学院课程设计17hw-h0=0.043-0.025=0.018m0.006m满足条件，故降液管底隙高度设计合理受液盘：采用平行受液盘，不设进堰口，深度为 60mm 提馏段溢流堰长 lw：单溢流区 lw=（0.60.8 ）D，取堰长 lw=0.60D=0.96 m出口堰高 hw:hw=hL-howlwD=0.961.6=0.6 Lhl2.5w=0.003636000.962.5 =14.35查液流收缩系数计算图：图 5 液流收缩系数计算图E=1.04how=2.841000E(Lhlw)23=2.8410001.04(0.003

16、636000.96 )23=0.017 mhw=hL-how=0.06-0.017=0.043m降液管的宽度 Wd 和 Af查得：WdD=0.124 AfAT=0.056河西学院化学化工学院课程设计18Wd=0.124D=0.1241.6=0.198mAf=0.056AT=0.0563.144 1.62=0.113m2液体在降液管中停留的时间：=3600ATHTLh =36000.1130.40.00863600=5.265s (符合要求 )降液管底隙高度 h0取液体在降液管底部流过的速度 u0=0.07m/sh0= Lh3600lwu0= 0.0036360036000.070.96=0.0

17、2mhw-h0=0.043-0.02=0.023m0.006m满足条件，故降液管底隙高度设计合理受液盘：采用平行受液盘，不设进堰口，深度为 60mm3.4.2 塔板布置塔板的分块因为 ,故，塔板采用分块式，对精馏段取边缘宽度。1200由于小塔边缘宽度取 .所以，30mm-50mm Wc=0.04m安定区宽度由于 ，故，D=1.6m1.5m Ws=80-110mm取 Ws=0.08m开孔区面积Aa=2xR2-x2+R2180sin-1xRR=D2-WC=1.62-0.04=0.76河西学院化学化工学院课程设计19x=D2-(Wd+Ws)=1.62-0.118=0.682Aa=20.682 0.7

18、62-0.6822+3.140.762180 sin-10.6820.76=1.095筛孔数 n 与开孔率本例处理苯甲苯混合物，无腐蚀性，可算用 碳钢板，取筛板直=3径 ,筛孔按正三角形排列，取孔中心距d0=5mmt=35=15mm n=1.155Aat2 =5621个图 6 筛孔的正三角形排列=A0Aa=0.907(td0)2=0.101每层板上的开孔面积为A0=Aa=0.111m2筛孔气速u0=VSA0=1.640.111=14.77m/s4. 筛板的流体力学验算、单板压降4.1 精馏段筛板的流体力学验算和单板压降（1）干板阻力 hc 计算d0=53=1.67河西学院化学化工学院课程设计2

19、0图 7 干筛孔流量系数图查干筛孔流量系数图可得： C0=0.84hc=12gvL(u0C0)2= 129.812.379809.42(11.550.84)2=0.028m(液柱 )（2）气体通过液层的阻力 h1 计算h1=hLua= VSAT-Af= 1.732.01-0.113=0.9m/sF0=u0Vm=0.9 2.379=1.388 kg12 (sm12)查充气系数关联图得：图 8 充气系数关联图故 =0.62h1=hL=0.620.06=0.0372m（液柱）（3）液体表面张力的阻力计算河西学院化学化工学院课程设计21h= 4hLgd0= 40.020866809.4199.810.

20、005=0.002102m(液柱 )气体通过每层塔板的液柱高度 hphp=hc+h1+h=0.028+0.0372+0.002102=0.067m(液柱 )气体通过每层塔板的压降Pp=hpLg=0.067809.4199.81=532.0 PaHd所以设计中不会出现液泛现象（6）雾沫夹带=5.7103 ( 2.5)3.2=0.0104 液 /气 u0min=7.2m/s稳定系数河西学院化学化工学院课程设计22K= u0u0min=14.777.2=2.051.6故，在本设计中无明显漏液现象4.2 提馏段筛板的流体力学验算和单板压降1）干板阻力 hc 计算d0=53=1.67 查筛 板塔气液 负

21、 荷因子曲 线图查图可得： C0=0.84hc=12gvL(u0C0)2= 129.812.723792.27(11.550.84)2=0.033m(液柱 )（2）气体通过液层的阻力 h1 计算h1=hLua= VSAT-Af= 1.642.01-0.113=0.86m/sF0=u0Vm=0.86 2.723=1.42 kg12 (sm12)故 =0.60h1=hL=0.600.06=0.036m（液柱）（3）液体表面张力的阻力计算h= 4hLgd0= 40.019446792.279.810.005=0.002 m(液柱 )气体通过每层塔板的液柱高度 hphp=hc+h1+h=0.033+0

22、.036+0.002=0.071 m(液柱 )气体通过每层塔板的压降Pp=hpLg=0.071792.279.81=551.8 PaHd所以设计中不会出现液泛现象（6）雾沫夹带v=5.710-3L ( uaHT-2.5hL)3.2=0.005 kg液 /kg气 u0min=6.7 m/s稳定系数K= u0u0min=11.556.7=1.71.6故，在本设计中无明显漏液现象4.4 塔板负荷性能图4.4.1 精馏段塔板负荷性能图(1) 漏液线u0min=4.4C00.0056+0.13(hw+how)-hLvu0min=VsminA0 hL=hw+how A0=Aa河西学院化学化工学院课程设计2

23、4how=2.841000E(Lhlw)23联立得：Vs0,min=4.4C0A00.0056+0.13hw+2.841000E(Lhlw)23-hLv代入数据整理得：Vs=0.52 3.092+27.16Ls23在操作范围内，任取几个 值，计算得出 表四 精馏段漏液线数据LS/(m3/s) 0.003 0.004 0.005 0.006 0.01VS/(m3/s) 0.94 0.95 0.953 0.96 0.97根据以上数据，做出精馏段漏液线（2）雾沫夹带线以 ,为限eV=0.1kg液 /kg气eV=5.710-6L ( uaHT-hf)23how=2.841000E(3600Lh0.96

24、)23=0.86LS23hf=2.5(hw+how)=0.108+2.2LS23HT-hf=0.4-(0.108+2.2LS23)=0.292-2.2LS23联立解得：VS=3.498-26.258LS23在操作范围内取几个 ，计算出 = 表五 精馏段雾沫夹带数据河西学院化学化工学院课程设计25LS/(m3/s) 0.003 0.004 0.005 0.006 0.01VS/(m3/s) 3.314 3.275 3.239 3.206 3.087根据以上数据做出雾沫夹带线（3）液相负荷下限线对于平直堰，取堰上液层高度 为最小液体负荷标准=0.006how=2.8410001.04(3600Lh

25、0.96)23=0.86LS23=0.006Ls,min=0.00058m3/s据此可做出与气体流量无关的垂直液相负荷下限线（4）液相负荷上限线以 作为液体在降液管中停留时间的下限=4=ATHTLS =4sLs,max=0.0113 m3/s据此做出与气体流量无关的垂直液相负荷上限线（5）液泛线由 得E=1.04 lw=0.96how=2.8410001.04(3600Lh0.96)23=0.86LS23hc=0.051vL(u0C0)2=0.051vL( VSA0C0)2=0.0126VS2h1=(hw+how)=0.62(0.043+0.86LS23)=0.027+0.533LS23已知

26、h=0.002102 m (液柱 )hp=hc+h1+h=0.0126Vs2+0.533Ls23+0.029102河西学院化学化工学院课程设计26hd=0.153(LSlwh0)2=6.38Ls2已知 HT=0.4m hw=0.043m =0.5代入(HT+hw)=hp+hw+how+hd整理得： VS2=8.35-110.56LS23-506.34LS2在操作范围内取几个 ，计算出LS VS表六 精馏段液泛线数据LS/(m3/s) 0.003 0.004 0.005 0.006 0.01VS/(m3/s) 6.05 5.56 5.11 4.68 2.17根据以上数据做出液泛线（6）精馏段筛板负荷性能图：0.0.20.40.60.80.10.121234567VS LS（1(2)(3) (4)(5)As,maxVs,min图 9 精馏段筛板负荷性能图根据生产任务规定的气液负荷，可知精馏段操作点在正常的操作范围内。做出精馏段操作线 OA，由图可知，该筛板操作上限为雾沫夹带控制，下限为漏液控制。