程设计(苯—甲苯分离板式精馏塔).

课程设计任务书2009～2010学年第二学期学生姓名：_石华端专业班级：_07级应用化学_指导老师：_______ 工作部门：_______一．课程设计题目设计一台苯—甲苯分离板式精馏塔二．设计要求1、设计一座苯-甲苯连续精馏塔，具体工艺参数如下：原料苯含量(m/m)：（25+0.5）%原料处理量：2万t/a产品要求（m/m）：x D = 0.98，x W=0.022、操作条件塔顶压力：常压进料热状况：泡点进料回流比：自选单板压降：≤0.7kPa加热方式：间接蒸气加热冷凝方式：全凝器，泡点回流年操作时数：8000h3、塔板类型浮阀塔板（F1重阀）三．课程设计内容1、精馏塔的物料衡算及塔板数的确定2、精馏塔的工艺条件及有关物性数据的计3、精馏塔的塔体及塔板工艺尺寸计算4、塔板的流体力学验算5、塔板的负荷性能图的绘制6、精馏塔接管尺寸计算7、绘制带控制点的生产工艺流程图(A3 图纸)8、绘制主体设备图(A2图纸)四．进度安排1.课程设计准备阶段：收集查阅资料，并借阅相关工程设计书；2.设计分析讨论阶段：确定设计思路，正确选用设计参数，树立工程观点，小组分工协作，较好完成设计任务；3.计算设计阶段：物料衡算，热量衡算，主要设备工艺尺寸计算，塔盘工艺尺寸计算及流体力学计算;4.课程设计说明书编写阶段：整理文字资料计算数据，用简洁的文字和适当的图表表达自己的设计思想及设计成果。

1. 课程设计的目的化工原理课程设计是一个综合性和实践性较强的教学环节，也是培养学生独立工作的有益实践，更是理论联系实际的有效手段。

通过课程设计达到如下目的： 1．巩固化工原理课程学习的有关内容，并使它扩大化和系统化；2．培养学生计算技能及应用所学理论知识分析问题和解决问题的能力；3．熟悉化工工艺设计的基本步骤和方法；4．学习绘制简单的工艺流程图和主体设备工艺尺寸图；5．训练查阅参考资料及使用图表、手册的能力；6．通过对“适宜条件”的选择及对自己设计成果的评价，初步建立正确的设计思想，培养从工程技术观点出发考虑和处理工程实际问题的能力；7．学会编写设计说明书。

⒉课程设计题目描述和要求本设计的题目是苯-甲苯浮阀式连续精馏塔的设计，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，板空上安装浮阀，具体工艺参数如下：生产能力：2万吨/年(料液)原料组成： 25%苯，60%甲苯（摩尔分数，下同）产品组成：馏出液98%苯，釜液2%苯操作压力：塔顶压强为常压进料温度：泡点进料状况：泡点加热方式：间接蒸汽加热回流比：R=（1.2～2）Rmin3．课程设计报告内容3.1 流程示意图冷凝器→塔顶产品冷却器→苯的储罐→苯↑↓回流原料→原料罐→原料预热器→精馏塔↑回流↓再沸器←→塔底产品冷却器→甲苯的储罐→甲苯3.2 流程和方案的说明及论证3.2.1 流程的说明首先，苯和甲苯的原料混合物进入原料罐，在里面停留一定的时间之后，通过泵进入原料预热器，在原料预热器中加热到泡点温度，然后，原料从进料口进入到精馏塔中。

因为被加热到泡点，混合物中既有气相混合物，又有液相混合物，这时候原料混合物就分开了，气相混合物在精馏塔中上升，而液相混合物在精馏塔中下降。

气相混合物上升到塔顶上方的冷凝器中，这些气相混合物被降温到泡点，其中的液态部分进入到塔顶产品冷却器中，停留一定的时间然后进入苯的储罐，而其中的气态部分重新回到精馏塔中，这个过程就叫做回流。

液相混合物就从塔底一部分进入到塔底产品冷却器中，一部分进入再沸器，在再沸器中被加热到泡点温度重新回到精馏塔。

塔里的混合物不断重复前面所说的过程，而进料口不断有新鲜原料的加入。

最终，完成苯与氯苯的分离。

3.2.2 方案的说明和论证浮阀塔之所以广泛应用，是由于它具有下列特点：1．生产能力大，由于塔板上浮阀安排比较紧凑，其开孔面积大于泡罩塔板，生产能力比泡罩塔板大20%～40%，与筛板塔接近。

2．操作弹性大，由于阀片可以自由升降以适应气量的变化，因此维持正常操作而允许的负荷波动范围比筛板塔，泡罩塔都大。

3．塔板效率高，由于上升气体从水平方向吹入液层，故气液接触时间较长，而雾沫夹带量小，塔板效率高。

4．气体压降及液面落差小，因气液流过浮阀塔板时阻力较小，使气体压降及液面落差比泡罩塔小。

5．塔的造价较低，浮阀塔的造价是同等生产能力的泡罩塔的 50%～80%，但是比筛板塔高 20%～30%。

浮阀塔盘的操作原理和发展:浮阀塔的塔板上，按一定中心距开阀孔，阀孔里装有可以升降的阀片，阀孔的排列方式，应使绝大部分液体内有气泡透过，并使相邻两阀容易吹开，鼓泡均匀。

为此常采用对液流方向成错排的三角形的排列方式。

蒸汽自阀孔上升，顶开阀片，穿过环形缝隙，以水平方向吹入液层，形成泡沫，浮阀能随着气速的增减在相当宽的气速范围内自由升降，以保持稳定的操作。

但是，浮阀塔的抗腐蚀性较高（防止浮阀锈死在塔板上），所以一般采用不锈钢作成，致使浮阀造价昂贵，推广受到一定限制。

随着科学技术的不断发展，各种新型填料，高效率塔板的不断被研制出来，浮阀塔的推广并不是越来越广。

近几十年来，人们对浮阀塔的研究越来越深入，生产经验越来越丰富，积累的设计数据比较完整，因此设计浮阀塔比较合适。

3.2.3设计方案的确定1.操作压力精馏操作可在常压，加压，减压下进行。

应该根据处理物料的性能和设计总原则来确定操作压力。

例如对于热敏感物料，可采用减压操作。

本次设计苯和甲苯为一般物料因此，采用常压操作。

2.进料状况进料状态有五种：过冷液，饱和液，气液混合物，饱和气，过热气。

但在实际操作中一般将物料预热到泡点或近泡点，才送入塔内。

这样塔的操作比较容易控制。

不受季节气温的影响，此外泡点进料精馏段与提馏段的塔径相同，在设计和制造上也叫方便。

本次设计采用泡点进料，即q=1。

3.加热方式精馏釜的加热方式一般采用间接加热方式，若塔底产物基本上就是水，而且在浓度极稀时溶液的相对挥发度较大。

便可以直接采用直接接加热。

直接蒸汽加热的优点是：可以利用压力较低的蒸汽加热，在釜内只需安装鼓泡管，不需安装庞大的传热面，这样，操作费用和设备费用均可节省一些，然而，直接蒸汽加热，由于蒸汽的不断涌入，对塔底溶液起了稀释作用，在塔底易挥发物损失量相同的情况下。

塔釜中易于挥发组分的浓度应较低，因而塔板数稍微有增加。

但对有些物系。

当残液中易挥发组分浓度低时，溶液的相对挥发度大，容易分离故所增加的塔板数并不多，此时采用间接蒸汽加热是合适的。

4.冷却方式塔顶的冷却方式通常水冷却，应尽量使用循环水。

如果要求的冷却温度较低。

可考虑使用冷却盐水来冷却。

5.热能利用精馏过程的特性是重复进行气化和冷凝。

因此，热效率很低，可采用一些改进措施来提高热效率。

因此，根据上叙设计方案的讨论及设计任务书的要求，本设计采用常压操作，泡点进料，间接蒸汽加热以及水冷的冷却方式，适当考虑热能利用。

4.精馏塔的工艺计算4.1精馏塔的物料衡算4.1.1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：ol 78.11kg/km =A M ；甲苯的摩尔质量：ol 92.14kg/km =B M25.0=F X ；98.0=D X ；02.0W =X .（2）原料液及塔顶、塔底产品的平均摩尔质量原料液的平均摩尔质量：kg/kmol 63.88)25.01(14.9225.011.78=-⋅+⋅=F Mkg/kmol 39.78)98.01(14.9298.011.78=-⋅+⋅=D Mkg/kmol 86.91)02.01(14.9202.011.78=-⋅+⋅=W M（3）物料衡算原料处理量：172.2863.888000102F -⋅=⋅⋅=h kmol 总物料衡算：2.28=+W D苯的物料衡算28.2×0.25＝0.98D ＋0.02W 联立解得：176.6-⋅=h kmol D ；144.21-⋅=h kmol W4.1.2 相对挥发度的计算：气液相平衡数据t /℃80.18590 95 100 105 110.6 a A kp p / 101.33 116.9 135.5 155.7 179.2 204.2 240.0 a B kp p /40.046.0 54.0 63.3 74.3 86.0 101.33 x/摩尔分数 1.000 0.780 0.581 0.412 0.258 0.130 0 y/摩尔分数 1.0000.9000.7770.6330.4560.262因此有：塔顶用t=80.10℃时，a 101.33kp =A p ，a kp 0.04=B p .54.2==BAD p p α. 塔底用t=101.63℃时，a kp 0.402=A p ，a kp 33.101=B p .37.2==BAD p p α 平均相对挥发度46.2=⋅=W D ααα4.2塔板数的确定4.2.1理论板层数的求算 4.2.1.1逐板法求塔板数 (1)平衡线方程的求算 汽液相平衡方程式：yyyyyyx 46.146.2)1()1(-=--=--=αααα.(2)q 线方程进料状态由五种，即过冷液体进料（q>1),饱和液体进料（q ＝1），气液混合进料(0<q<1)和过热蒸汽进料(q<0)，本设计选用的为泡点进料，故q=1。

则xF=xq (3)最小回流比25.0==F p x x ；ppp y y x 46.146.2-=由以上两式可得：451.0=p y ；632.2min =--=pp p D x y y x R由于3)0.2~1.1(R min ==R (4)精馏段操作线方程精馏段液相质量流量：120.28L R D kmol h -=⨯=⋅ 精馏段气相质量流量：V=127.04V L D kmol h -=+=⋅ 精馏段操作方程：0.750.24y x =+提馏段液相质量流程：120.2828.248.48L L q F kmol h -'=+⨯=+=⋅ 提段气相质量流程：1(1)27.04V V q F kmol h -'=+-=⋅27.04 1.2621.44V R W ''=== 提馏段操作线方程：11.790.01W x R y x x R R '+=+=-''. 由以上精馏段操作方程和提馏段操作线方程可得：两操作线交点的横坐标为0.24f x =(5)理论塔板数的确定先交替使用相平衡方程和精馏段操作线方程计算如下：110.980.9522D y x x ==−−−→=相平衡；220.95410.8943y x =−−→=； 330.91090.8057y x =−−→=； 440.84430.6879y x =−−→=； 550.75590.5573y x =−−→=； 660.65800.4388y x =−−→=； 770.56910.3493y x =−−→=； 880.50200.2907y x =−−→=； 990.45800.2557y x =−−→=； 10100.44180.2434y x =−−→=；11110.42250.22930.24f y x x =−−→=<=.以下交替使用提馏线操作线方程语相平衡方程得：12120.40040.2135y x =−−→=； 13130.37210.1942y x =−−→=； 14140.33750.1716y x =−−→=； 15150.29710.1466y x =−−→=；16160.25250.1207y x =−−→=； 17170.20610.0955y x =−−→=； 18180.16090.0723y x =−−→=； 19190.11940.0522y x =−−→=； 20200.08350.0367y x =−−→=；21210.05390.01980.02W y x x =−−→=<=.故理论板为21块，精馏板为10块，第11块为进料板. 4.2.1.2逐板法求塔板数由此算得于逐板法得一致. 4.2.2 精馏塔塔效率的计算在t=95.4℃时，此时查得苯和甲苯黏度：0.268μ=苯，0.295μ=甲苯 则：0.2680.250.2950.750.2875L μ=⨯+⨯=(80.1110.6)/295.4T =+=℃时,此时的相对挥发度为：158.66 2.6464.37A B p p α=== 则：0.2875 2.640.759L αμ=⨯=查奥康内尔精馏塔全塔板效率图得：00.525E =.4.3 塔的工艺条件及物性数据计算4.3.1 混合液的平均摩尔质量计算 进料板苯的摩尔分数在塔板数计算中得进料板的苯的摩尔分数为（94℃）： y=0.649 x=0.428VFm M =0.649*78+(1-0.649)*92=82.914kg/kmol LFm M =0.428*78+(1-0.428)*92=86.008kg/mol塔底摩尔分数（110.63℃）： x=0.024 y=0.024Kmol kg M VWm /664.9192*)024.01(78*024.0=-+= kmol kg M LWm /664.9192*)024.01(78*024.0=-+= 平均摩尔质量：Vm M =(82.914+91.664)/2=87.289kg/kmolLm M =(86.008+91.664)/2=88.836kg/kmol4.3.2平均密度计算 进料板平均密度：t=94℃时，ρ苯=7893kg/m 3, ρ甲苯=7893kg/m , ω苯=0.39 参考《化工原理》P 361某些有机液体的相对密度图（下同）LFm ρ=79861.079839.01+=7983kg/m塔底平均密度：t=110.63℃, ρ苯=7803kg/m ,ρ甲苯=7753kg/m , ω苯=0.023/1.77577598.078002.01m Kmol mmLW LW=+=ρρ故Lm ρ=(775.1+798)/2=786.55kg/m 3mE =102.315_ρvm =m Vm m RT M P *=)15.273315.102(*314.8287.87*33.101+=2.83kg/m 34.3.3 液体的平均张力t=110.63℃时, 苯σ=17.21mN m -⋅,甲苯σ=17.81mN m -⋅t=94℃时，苯σ=19.8甲苯σ，甲苯σ =19.91mN m -⋅ ，由《化工原理》第三版P 379查得t=101.63℃时，Lw σ=0.024*17.2+（1-0.024）*17.8=17.78591mN m -⋅ t=94℃时，LF σ=0.428*19.8+（1-0.428）*19.9=19.85721mN m -⋅ 提馏段平均张力：_σ=27856.178572.19+=18.821mN m -⋅4.3.4 提馏段气液相的体积流量 L h =LmLmM L ρ'=55.786886.88*382.230=26.02m 3/hV h =VmVmM V ρ'=83.2289.87*548.163=5044.5m 3/h4.4 塔体工艺尺寸计算4.4.1 精馏段塔径计算由F LV 及（H T -h l ）查Smith 图（《化工单元过程及课程设计》P 161） 气流动参数 F LV =V L VV VL Hh q q ρρ=83.255.7865.504402.26=0.086 取塔盘清夜层高度 h L =0.07m H T =0.45m 液滴沉降高度 H T -h L =0.45m-0.07m=0.38m 当σ=18.82时的负荷因子C 20等于0.028 由工艺条件得：C=C 20（20σ)0.2=0.081液乏气速 u f =cVVL ρρρ-=0.081*83.283.255.786-=1.35m/s取泛点率为0.75，故空塔气速u=0.75f u =0.75*1.35=1.013m/s 气相通过的塔截面积 A=013.1*36005.5044=u q s VV =1.38m 2取7.0/=D l wπ/])(1)([sin 21D lDl D l A A w w w T d --=-=0.0877由TdA A 计算D ： 2513.10877.0138.11m A AA A Td T =-=-=D=m A T388.14=π故取 D=1.4m2254.14m D A T ==π2405.1)1(m A AA A T d T =-=s m A q u s VV 997.0405.1*36005.5044/===设计点的泛点率=739.035.1997.0==f u u4.4.2 精馏塔高度计算(1)精馏段有效高度计算：Z 精=(N 精-1)*HT=10*0.35=3.5m (2)提馏段有效高度计算：Z 提=(N 提-1)*HT=(17-1)*0.45=7.2m 如进料板上面开一人孔，其高度为0.6m (3)精馏塔的有效高度为：Z 有=Z 精+Z 提+0.8=3.5+7.2+0.6=11.3m .(4) 精馏塔的实际高度为：塔两端空间，上封头留1.5m. 下封头留1.5m. Z 实= Z 有+1.5*2=11.3+3=14.3m 4.4.3 溢流装置的计算由《化工单元过程及设备课程设计》P 166流液收缩图： 降管液的尺寸：2135.0405.154.1m A A A T d =-=-= 降液管宽度： m D l D bd w 2001.02/)](1[=-= 选取h b =0.04m溢流堰尺寸： m Dl D l ww 98.07.0*4.1)(===堰上液头高how, 取E=1m l qE how w VLh 025.032)(10*84.23==-堰高： m how h h l w 045.0025.007.0=-=-=溢流强度：)]*/([55.2698.002.263h m m l qu wVLh L ===降液管底隙流体速度：s m h l q u b w VLs b /184.004.0*98.0*360002.26===4.5 塔板负荷性能4.5.1 浮阀计算及其排列（1）浮阀数 选取F 1型浮阀，阀孔直径d 0=0.039m 根据表5—4选择单流型初取F 0=11 , 则 s m V F u /54.683.211/00===ρ浮阀数： 18054.6*039.0*36004*5.504442020===ππu d q n VVs （2）排列方式 取塔板上液体进，出口安定区宽度m bs bs 075.0'== 取边缘区宽度bc=0.05mm bd bs D x 425.0)2001.0075.0(24.1)(2=+-=+-= m bc Dr 65.005.02/4.12=-=-=2122202.1)](sin [2m rxr x r X A a =+-=-2002200)(907.060sin 4td t d nA A a ==πm d A At a0809.0*)/(907.000==根据估算提供孔心距进行布孔，按t=75mm 进行布孔，实排阀数n=163阀孔气速 s m d n qu VVs/2.7)4(200==π 动能因子 11.1283.2*2.70==F 塔板开孔率 126.054.1/4*163/200===d A A T πψ4.6 塔板的流体性能的校核4.6.1泡沫夹带量校核为控制液沫夹带量e V 过大，应使泛点F 1≤0.8~0.82 浮阀塔板泛点率计算如下：bF LVLs VV WsA KC Z q L q F 36.11+-=ρρρ由塔板上气相密度3/83.2m kg V =ρ及板间距H T =0.45m 查图5—26（泛点荷因数）得系数G F =0.128,根据表5—11（物性系数）所提供的数据，取k=1 塔板液流道长Z L =D-2bd=1.4-2*2*0.2=1.0(m) 液流面积 )(27.1135.0*254.122m A A A d T b =-=-=故得：8.0578.027.1*128.00.1*360002.26*36.183.255.78683.2)3600/5.5044(_<=+-=H 故不会产生过量的液沫夹带 4.6.2塔板阻力计算由《化工单元过程及设备课程设计》P 171泛点负荷因数图： （1）干板阻力0h 临界孔速 20.795.5)73(0825.110=<==u u Vc ρ阀孔0u 大于其临界孔阀气速0c u ,故应在浮阀全开状态计算干板阻力。