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苯—甲苯混合液筛板精馏塔设计


荆楚理工学院

课程设计成果

学院: 学生姓名: 设计地点(单位) : 设计题目:

班级: 学号: 教学楼 A 栋

苯——甲苯混合液筛板精馏塔设计 完成日期: 年 月 日

指导教师评语:

成绩(五级记分制): 教师签名:

目录
一 序言............................................................ 3 二 板式精馏塔设计任务书............................................ 4 三 设计计算........................................................ 7 3.1 设计方案的选定及基础数据的搜集 .............................. 7 3.2 精馏塔的物料衡算 ........................................... 10 3.3 塔板数的确定 ............................................... 10 3.4 精馏塔的工艺条件及有关物性数据的计算 ....................... 15 3.5 精馏塔的塔体工艺尺寸计算 ................................... 20 3.6 塔板主要工艺尺寸的计算 ..................................... 22 3.7 筛板的流体力学验算 ......................................... 25 3.8 塔板负荷性能图 ............................................. 30 四 设计结果一览表................................................. 38 五 板式塔的结构与附属设备......................................... 40 5.1 接管 ....................................................... 40 5.2 冷凝器 ..................................................... 42 5.3 再沸器 ..................................................... 43 5.4 板式塔结构 ................................................. 45 5.5 加料泵 ..................................... 错误!未定义书签。 5.6 高位槽 ..................................................... 46 5.7 贮槽 ....................................................... 47 六 参考书目....................................................... 48 七 设计心得体会................................................... 49 八 附录........................................................... 50 附录一 板式塔结构简图 .......................................... 50 附录二 带控制点的工艺流程图 .................................... 50



序言

化工原理课程设计是综合运用《化工原理》课程和有关先修课程( 《物理化 学》 , 《化工制图》 等) 所学知识, 完成一个单元设备设计为主的一次性实践教学, 是理论联系实际的桥梁,在整个教学中起着培养学生能力的重要作用。通过课程 设计,要求更加熟悉工程设计的基本内容,掌握化工单元操作设计的主要程序及 方法,锻炼和提高学生综合运用理论知识和技能的能力,问题分析能力,思考问 题能力,计算能力等。 精馏是分离液体混合物(含可液化的气体混合物)最常用的一种单元操作, 在化工,炼油,石油化工等工业中得到广泛应用。精馏过程在能量剂驱动下(有 时加质量剂) ,使气液两相多次直接接触和分离,利用液相混合物中各组分的挥 发度的不同,使易挥发组分由液相向气相转移,难挥发组分由气相向液相转移, 实现原料混合液中各组分的分离。根据生产上的不同要求,精馏操作可以是连续 的或间歇的,有些特殊的物系还可采用衡沸精馏或萃取精馏等特殊方法进行分 离。本设计的题目是苯——甲苯连续精馏筛板塔的设计,即需设计一个精馏塔用 来分离易挥发的苯和不易挥发的甲苯,采用连续操作方式,需设计一板式塔将其 分离。 工业上对塔设备的主要要求是: (1)生产能力大; (2)传热、传质效率高; (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,材料耗用量少; (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。 筛板是在塔板上钻有均布的筛孔,呈正三角形排列。上升气流经筛孔分散、 鼓泡通过板上液层,形成气液密切接触的泡沫层(或喷射的液滴群) 。设计良好 的筛板塔具有足够的操作弹性,对易引起堵塞的物系可采用大孔径筛板,故近年 我国对筛板的应用日益增多,所以在本设计中设计该种塔型。

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板式精馏塔设计任务书

设计题目:苯——甲苯混合液筛板精馏塔设计 学生姓名 课程名称 地 点 化工原理课程设计 专业班级 起止时间

一、设计任务 完成精馏塔工艺设计,精馏设备设计,有关附属设备的设计和选用,绘制带控制 点工艺流程图,塔板结构简图和塔板负荷性能图,编制设计说明书。 二、设计内容 1.工艺设计 (1)选择工艺流程和工艺条件 a.加料方式 b.加料状态 c.塔顶蒸汽冷凝方式

d.塔釜加热方式

e.塔顶塔底产品的出料状态

塔顶产品由塔顶产品冷却器冷却至常温。 设 计 内 容 及 要 求 (2)精馏工艺计算: a.物料衡算确定各物料流量和组成。 b.经济核算确定适宜的回流比 根据生产经常费和设备投资费综合核算最经济原则,确定适宜回流比。 c.精馏塔实际塔板数 确定全塔理论塔板数以及精馏段和提馏段各自的理论塔板数。然后根据全塔效率 ET,求得全塔、精馏段、提馏段的实际塔板数,确定加料板位置。 2.精馏塔设备设计 (1)选择塔型和板型 采用板式塔,板型为筛板塔。 (2)塔板结构设计和流体力学计算 (3)绘制塔板负荷性能图 画出精馏段或提馏段某块的负荷性能图。 (4)有关具体机械结构和塔体附件的选定

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*接管规格: 根据流量和流体的性质,选取经验流速,选择标准管道。 *全塔高度: 包括上、下封头,裙座高度。 3.附属设备设计和选用 (1)加料泵选型,加料管规格选型 加料泵以每天工作 3 小时计(每班打 1 小时) 。 大致估计一下加料管路上的管件和阀门。 (2)高位槽、贮槽容量和位置 高位槽以一次加满再加一定裕量来确定其容积。 贮槽容积按加满一次可生产 10 天计算确定。 (3)换热器选型 对原料预热器,塔底再沸器,塔顶产品冷却器等进行选型。 (4)塔顶冷凝器设计选型 根据换热量,回流管内流速,冷凝器高度,对塔顶冷凝器进行选型设计。 4.编写设计说明书 设计说明书应根据设计指导思想阐明设计特点,列出设计主要技术数据,对有关 工艺流程和设备选型作出技术上和经济上的论证和评价。应按设计程序列出计算 公式和计算结果;对所选用的物性数据和使用的经验公式图表应注明来历。 设计说明书应附有带控制点工艺流程图,塔板结构简图。 5.注意事项: 写出详细计算步骤,并注明选用数据的来源; 每项设计结束后,列出计算结果明细表; 设计说明书要求字迹工整,装订成册上交。 原始数据: 年处理量:70000 吨 设 计 料液初温:35℃ 参 料液浓度:50%(苯质量分率) 数 塔顶产品浓度:98%(苯质量分率)

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塔底釜液含甲苯量不低于 98%(以质量计) 每年实际生产天数:330 天(一年中有一个月检修) 精馏塔塔顶压强:4 kpa(表压) 冷却水温度:30℃ 饱和水蒸汽压力:2.5kgf/cm2(表压) 设备型式:筛板塔 第一天:根据课程设计任务书查阅相关资料。 第二天:根据设计任务和工艺要求,确定设计方案。 第三天:确定塔径、塔高等工艺尺寸。 第四天:进行塔板设计。 进 度 第五天:进行流体力学验算 要 第六天:绘制负荷性能图,编写工艺计算结果。 求 第七天:进行塔附件设计 第八天:进行附属设备设计及选型 第九天:绘制带控制点工艺流程图,整理设计说明书 第十天:答辩 参 [1]马江权等.化工原理课程设计[M].北京:中国石化出版社,2009 考 [2]陈英南.常用化工单元设备的设计[M].上海:华东理工大学出版社,1993 资 [3]谭天恩.化工原理(第二版)下册.北京:化学工业出版社,1998 料

其 它

本表应在每次实施前一周由负责教师填写二份,教研室审批后交学院院备案, 说 一份由负责教师留用。 明 若填写内容较多可另纸附后。 一题多名学生共用的,在设计内容、参数、要求等方面应有所区别。 教研室主任: 指导教师: 2013 年 11 月 18 日
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设计计算

3.1 设计方案的选定及基础数据的搜集
本设计任务为分离苯一甲苯混合物。由于对物料没有特殊的要求,可以在常 压下操作。 对于二元混合物的分离, 应采用连续精馏流程。 设计中采用泡点进料, 将原料液通过预热器加热至泡点后送人精馏塔内。塔顶上升蒸气采用全凝器冷 凝, 冷凝液在泡点下一部分回流至塔内, 其余部分经产品冷却器冷却后送至储罐。 该物系属易分离物系,最小回流比较小,故操作回流比取最小回流比的 2 倍。塔底设置再沸器采用间接蒸汽加热,塔底产品经冷却后送至储罐。其中由于 蒸馏过程的原理是多次进行部分汽化和冷凝,热效率比较低,但塔顶冷凝器放出 的热量很多,但其能量品位较低,不能直接用于塔釜的热源,在本次设计中设计 把其热量作为低温热源产生低压蒸汽作为原料预热器的热源之一, 充分利用了能 量。 塔板的类型为筛板塔精馏,筛板塔塔板上开有许多均布的筛孔,孔径一般为 3~8mm,筛孔在塔板上作正三角形排列。筛板塔也是传质过程常用的塔设备,它 的主要优点有: (1) 结构比浮阀塔更简单,易于加工,造价约为泡罩塔的 60%,为浮阀塔 的 80%左右。 (2) 处理能力大,比同塔径的泡罩塔可增加 10~15%。 (3) 塔板效率高,比泡罩塔高 15%左右。 (4) 压降较低,每板压力比泡罩塔约低 30%左右。 筛板塔的缺点是: (1) 塔板安装的水平度要求较高,否则气液接触不匀。 (2) 操作弹性较小(约 2~3)。 (3) 小孔筛板容易堵塞。

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数据搜集:
表1 项目 苯A 甲苯 B 分子式 C6H6 C6H5—CH3 分子量 M 78.11 92.13 表2 温度(℃) 80.1 101.33 40.0 85 116.9 46.0 表3 温度(℃) 苯,kg/ m 3 甲苯,kg/ m 3 80 815 810 苯和甲苯的物理性质 沸点(℃) 80.1 110.6 苯和甲苯的饱和蒸汽压 90 135.5 54.0 95 155.7 63.3 100 179.2 74.3 105 204.2 240.0 86.0 苯和甲苯的液相密度 90 803.9 800.2 表4 温度 苯,mN/m 甲苯,mN/m 80 21.27 21.69 90 20.06 20.59 表5 温度(℃) 苯(mPa·s) 80 0.308 90 0.279 0.286 100 792.5 790.3 液体表面张力 100 18.85 19.94 液体粘度 ? L 100 0.255 0.264 110 0.233 0.254 120 0.215 0.228 110 17.66 18.41 120 16.49 17.31 110 780.3 780.3 120 768.9 770.0 110.6 临界温度 t(℃) C 288.5 318.57 临界压强 PC (kPa) 6833.4 4107.7

PA ,kPa PB ,kPa
0

0

甲苯(mPa·s) 0.311 表6 t/℃ x y 80.1 1 1 84 0.816 0.919

苯—甲苯物系在总压 101.3kPa 下的 t ? x( y) 关系 88 0.651 0.825 92 0.504 0.717 96 0.373 0.594 100 0.256 0.455 104 0.152 0.300 108 0.057 0.125 110.6 0 0

表7

常压下苯——甲苯的气液平衡数据

温度 t ℃ 110.56

液相中苯的摩尔分率 x 0.00

气相中苯的摩尔分率 y 0.00

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109.91 108.79 107.61 105.05 102.79 100.75 98.84 97.13 95.58 94.09 92.69 91.40 90.11 80.80 87.63 86.52 85.44 84.40 83.33 82.25 81.11 80.66 80.21 80.01

1.00 3.00 5.00 10.0 15.0 20.0 25.0 30.0 35.0 40.0 45.0 50.0 55.0 60.0 65.0 70.0 75.0 80.0 85.0 90.0 95.0 97.0 99.0 100.0

2.50 7.11 11.2 20.8 29.4 37.2 44.2 50.7 56.6 61.9 66.7 71.3 75.5 79.1 82.5 85.7 88.5 91.2 93.6 95.9 98.0 98.8 99.61 100.0

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3.2 精馏塔的物料衡算
(1) 原料液及塔顶、塔底产品的摩尔分率 苯的摩尔质量

M A ? 78.11kg ? kmol?1

甲苯的摩尔质量 M B ? 92.13kg ? kmol?1
0.5 / 78.11 ? 0.541 0.5 / 78.11 ? 0.5 / 92.13 0.98 / 78.11 xD ? ? 0.983 0.98 / 78.11 ? 0.02 / 92.13 0.02 / 78.11 xW ? ? 0.0235 0.02 / 78.11 ? 0.98 / 92.13 xF ?

(2) 原料液及塔顶、塔底产品的平均摩尔质量

M F ? 0.5 ? 78.11 ? 0.5 ? 92.13 ? 85.12kg ? kmol?1 M D ? 0.98 ? 78.11 ? (1 ? 0.98) ? 92.13 ? 78.39kg ? kmol?1

MW ? ( 1 - 0.98 )? 78.11 ? 0.98 ? 92.13 ? 91.85kg ? kmol?1
(3) 物料衡算 原料处理量 总物料衡算 苯物料衡算 联立解得
F ? 70000000 ? 103 .83kmol ? h ? 1 85.12 ? 330 ? 24

D ?W ? 103.83
0.983 D ? 0.0235W ? 103 .83 ? 0.541

D ? 56.00km ol ? h ?1
W ? 47.83km ol ? h ?1

3.3 塔板数的确定
(1) 理论板层数 N T 的求取 苯一甲苯属理想物系,可采逐板计算求理论板层数
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① 求最小回流比及操作回流比 查得苯—甲苯物系的气、液平衡数据(表 6) ,绘出 t ? x( y) 图,

采用作图法求最小回流比。泡点进料 q ? 1 ,在 t ? x( y) 图中对角线上,自点
f (0.541,0.541) 作垂线 fe 即为进料线 ( q 线 ) ,该线于平衡线的交点坐标为:

e (0.541,0.7442),
故最小回流比为: Rmin ?
xD ? ye 0.983 ? 0.7442 ? ? 1.175 ye ? xe 0.7442 ? 0.541

故操作回流比为: R ? 2Rmin ? 2 ? 1.175 ? 2.35 ② 求精馏塔的气、液相负荷
L ? R ? D ? 2.35 ? 56.00 ? 131.60kmol ? h?1

V ? ( R ? 1) D ? (2.35 ? 1) ? 56.00 ? 187.60kmol ? h?1 L? ? L ? qF ? 131.60 ? 103.83 ? 235.43kmol ? h?1 V ? ? V ? (q ? 1) F ? 187.60kmol ? h?1
③ 求操作线方程 精馏段操作线方程为: yn ? 1 ?
R xD xn ? ? 0.701 xn ? 0.293 R ? 1 R ? 1

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提馏段操作线方程为: ym ? 1 ?

WxW L? xm ? V? V?

? 1.255 xm ? 0.00599

④ 逐板计算法求理论板层数 又根据 (Rm i) nq ? 1 ? 相平衡方程 y ?

? xD 1 ? (1 ? xD ) ? ? ? ? , 可解得 ? ? 2.469 ? ? 1 ? xF 1 ? xF ?

2.469x ?x ,即 y ? , 1 ? 1.469x 1 ? (? ? 1) x

变形得 x ?

y , 2.469 ? 1.469y

精馏段用精馏段操作线方程和相平衡方程进行逐板计算,
y1 ? xD ? 0.983 ,

x1 ?

y1 ? 0.959 , 2.469 ? 1.469y1 y2 ? 0.918, 2.469 ? 1.469y2 y3 ? 0.857 , 2.469 ? 1.469y3 y4 ? 0.773, 2.469 ? 1.469y4 y5 ? 0.672 , 2.469 ? 1.469y5 y6 ? 0.568, 2.469 ? 1.469y6 y7 ? 0.475, 2.469 ? 1.469y7

y2 ? 0.701x1 ? 0.293 ? 0.965 , x2 ?

y3 ? 0.701x2 ? 0.293 ? 0.937 , x3 ? y4 ? 0.701x3 ? 0.293 ? 0.894 , x4 ? y5 ? 0.701x4 ? 0.293 ? 0.835, x5 ? y6 ? 0.701x5 ? 0.293 ? 0.764 , x6 ? y7 ? 0.701x6 ? 0.293 ? 0.691, x7 ?

提馏段用提馏段操作线方程和相平衡方程进行逐板计算,

y8 ? 1.255x7 ? 0.00599 ? 0.591, x8 ?

y8 ? 0.369, 2.469 ? 1.469y8

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y9 ? 1.255x8 ? 0.00599 ? 0.457, x9 ? y10 ? 1.255x9 ? 0.00599 ? 0.313, x10 ? y11 ? 1.255x10 ? 0.00599 ? 0.189, x11 ?
y12 ? 1.255x11 ? 0.00599 ? 0.103, x12 ?

y9 ? 0.254 , 2.469 ? 1.469y9 y10 ? 0.156 , 2.469 ? 1.469y10 y11 ? 0.086 , 2.469 ? 1.469y11 y12 ? 0.044 , 2.469 ? 1.469y12 y13 ? 0.021, 2.469 ? 1.469y13

y13 ? 1.255x12 ? 0.00599 ? 0.050, x13 ?

因此,理论板数为 NT ? 13 (包括再沸器) ,进料板位置为第七层板, (2) 实际板层数的求取 板效率可用奥康奈尔公式 ET ? 0.49(??L ) ?0.245 计算, 式中

? ——塔顶与塔底平均温度下的相对挥发度;
? L ——塔顶与塔底平均温度下的液相粘度 mPa ? s ,

① 平均温度 利用表 7 中数据和 xF , xD , xW ,由拉格朗日插值可求得 t F 、 t D 、 tW ,

tF :

91.4 ? 90.11 t ? 91.4 ? F , 50.0 ? 55.0 54.1 ? 50 80.66 ? 80.21 t ? 80.66 ? D , 97.0 ? 99.0 98.3 ? 97

t F ? 90.34℃

tD :

t D ? 80.37℃

t ? 109 .91 109 .91 ? 108 .79 ? W , tW ? 109.15℃ 1 ? 3 2.35 ? 1 90.34 ? 80.37 ? 85.36℃ 精馏段平均温度: t1 ? 2 90.34 ? 109 .15 ? 99.74℃ 提馏段平均温度: t 2 ? 2

tW :

② 组成

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精馏段: 液相组成 x1 :
85.44 ? 85.36 x1 ? 75.0 ? , x1 ? 0.7538 85.44 ? 84.40 80.0 ? 75.0 85.44 ? 85.36 y1 ? 88.5 ? , y1 ? 0.8871 85.44 ? 84.40 91.2 ? 88.5 100 .75 ? 99.74 x ? 20 ? 2 , 100 .75 ? 98.84 25 ? 20

气相组成 y1 : 提馏段: 液相组成 x2 :

x2 ? 0.2 2 6 4

气相组成 y2 :

100 .75 ? 99.74 y2 ? 37.2 ? , y2 ? 0.4090 100 .75 ? 98.84 44.2 ? 37.2

③ 相对挥发度 精馏段挥发度: 由 x A ? 0.7538,y A ? 0.8871得 xB ? 0.2462,yB ? 0.1129 所以

? ?

y A xB 0.8871 ? 0.2462 ? ? 2.566, yB x A 0.1129 ? 0.7538

? ? ? 0.7736,y? ? 0.5910 提馏段挥发度: 由 x? A ? 0.2264,y A ? 0.4090得 xB B

所以 ④ 粘度

?? ?

? y? 0.4 0 9 0 ? 0.7 7 3 6 A xB , ? ? 2.3 6 5 ? y? x 0 . 5 9 1 0 ? 0 . 2 2 6 4 B A

精馏段, t1 ? 85.36℃,查手册得,
mPa ? s 苯: ? A ? 0.3033 mPa ? s 甲苯: ? B ? 0.3058



?1 ? ? A xA ? ?B xB ? 0.3033 ? 0.7538 ? 0.3058 ? 0.2462 ? 0.3039 mPa ? s
提馏段, t2 ? 99.74℃ ,查手册得,
? ? 0.2683 ?? mPa ? s , ? B mPa ? s A ? 0.2633



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? ? ? ?2 ? ? ? mPa ? s A x A ? ? B xB ? 0.2633 ? 0.2264 ? 0.2683 ? 0.7736 ? 0.2672

⑤ 板效率 精馏段, ET ? 0.49(??1 )?0.245 ? 0.49 ? (2.566 ? 0.3039 )?0.245 ? 0.52 , 提馏段, ET ? 0.49(? ??2 )?0.245 ? 0.49 ? (2.365 ? 0.2672 )?0.245 ? 0.55, ⑥ 实际板层数 精馏段实际板层数 N 精 ? 6 提馏段实际板层数 N 提 ? 6
0.52 0.55 ? 11.54 ? 12 , ? 10.91 ? 11 ,

故全塔所需实际塔板数: NP ? N精 ? N提 ? 12 ? 11 ? 23 , 全塔效率: ET ?
NT 13 ? 1 ? ? 0.52 , NP 23

加料板位置为第 13 块板。

3.4 精馏塔的工艺条件及有关物性数据的计算
(1) 操作压力计算 塔顶操作压力 每层塔板压降 进料板压力 塔底操作压力

pD ? 101.3 ? 4 ? 105.3k P a
?p ? 0.7k P a

pF ? 105.3 ? 0.7 ? 12 ? 1 1 .3 7k P a

pW ? 105.3 ? 0.7 ? 23 ? 1 2 .1 4k P a

精馏段平均压力 pm ? (105.3 ? 113.7) 2 ? 109.5kPa

? ? (113.7 ? 121.4) 2 ? 117.55kPa 提馏段平均压力 pm
(2) 平均摩尔质量计算
① 塔顶平均摩尔质量计算:

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由 x1 ? 0.959 , y1 ? 0.983 可得

M L, Dm ? 0.959 ? 78.11 ? (1 ? 0.959) ? 92.13 ? 78.68kg ? kmol?1 MV , Dm ? 0.983 ? 78.11 ? (1 ? 0.983 ) ? 92.13 ? 78.35kg ? kmol?1
② 进料板平均摩尔质量计算 : 由理论板计算,得 xF ? 0.475 , y F ? 0.691,

M L, Fm ? 0.475 ? 78.11 ? (1 ? 0.475) ? 92.13 ? 83.63kg ? kmol?1 MV , Fm ? 0.691 ? 78.11 ? (1 ? 0.691 ) ? 92.13 ? 82.44kg ? kmol?1
③ 塔釜平均摩尔质量计算: 由理论板计算,得 xW ? 0.021, yW ? 0.050 ,

M L, Wm ? 0.021 ? 78.11 ? (1 ? 0.021 ) ? 92.13 ? 91.84kg ? kmol?1 MV , Wm ? 0.050 ? 78.11 ? (1 ? 0.050) ? 92.13 ? 91.43kg ? kmol?1

④ 精馏段平均摩尔质量

M Lm ? M Vm

78.68 ? 83.63 ? 81.16 kg ? kmol ? 1 2 78.35 ? 82.44 ? ? 80.40 kg ? kmol ? 1 2

⑤ 提馏段平均摩尔质量

?m ? ML ?m MV

83.63 ? 91.84 ? 87.74 kg ? kmol ? 1 2 82.44 ? 91.43 ? ? 86.94 kg ? kmol ? 1 2

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(3) 平均密度计算
① 气相平均密度计算

由理想气体状态方程计算,

精馏段 ?Vm ?

pm MVm RTm ? MV ?m pm ? RTm