周迪苯甲苯分离过程板式精馏塔设计论文

1、课 程 设 计 说 明 书 武 汉 工 程 大 学 化工与制药学院课程设计说明书课题名称：2万吨/年苯-甲苯精馏塔设计 专业班级：10级生物技术01班 学生学号： 1006070135 学生姓名： 周迪 学生成绩： 指导教师：杜治平 课题工作时间：2012年12月31日-2012年1月14日 武汉工程大学化工与制药学院课程设计任务书专业 生物技术 班级 10生技1 学生姓名 周迪 发题时间： 2012 年 12 月 28 日一、 课题名称 2万吨苯甲苯板式精馏塔设计二、 课题条件（文献资料、仪器设备、指导力量）1. 课程设计参考书：(1) 陈敏恒，丛德兹，方图南，齐鸣斋. 化工原理(上、下册)

2、(第二版). 北京：化学工业出版社，2000(2) 化学工程手册编辑委会. 化学工程手册，第1篇化工基础数据；第13篇气液传质设备. 北京：化学工业出版社，1986(3) 柴诚敬，刘国维，李阿娜. 化工原理课程设计. 天津：天津科学技术出版社，19952. 计算用计算机及绘图化工CAD软件三、 设计任务（包括设计、计算、论述、实验、应绘图纸等，只需简明列出大项目）1. 撰写课程设计说明书一份2. 带控制点的工艺流程图一张3. 塔设备的总装图（包括部分构件）一张四、 设计所需技术参数原料： 苯、甲苯原料温度： 泡点进料94处理量： 2万吨/年原料组成： 苯的摩尔分率为0.40，甲苯的摩尔分率为0

3、.60产品要求： 塔顶苯的摩尔分率为0.93，塔底苯的摩尔分率为0.03生产时间： 300天/年冷却水进口温度：25加热剂： 0.9MPa饱和水蒸汽单板压降: 0.7kpa生产方式：连续操作，泡点回流五、 设计说明书内容(指设计说明书正文中包括的主要设计内容，根据目录列出大标题即可)1 设计方案的确定2 带控制点的工艺流程图的确定3 操作条件的选择（包括操作压强、进料状态、加热剂、冷却剂、回流比）4 塔的工艺计算(1) 全塔物料衡算(2) 最佳回流比的确定(3) 理论板及实际板的确定(4) 塔径的计算(5) 降液管及溢流堰尺寸的确定(6) 浮阀数及排列方式（筛板孔径及排列方式）的确定(7) 塔

4、板流动性能的校核（液沫夹带校核，塔板阻力校核，降液管液泛校核，液体在降液管内停留时间校核，严重漏液校核）(8) 塔板负荷性能图的绘制(9) 塔板设计结果汇总表5 辅助设备工艺计算（1）换热器的面积计算及选型（2）各种接管管径的计算及选型（3）泵的扬程计算及选型6塔设备的结构设计：（包括塔盘、裙座、进出口料管）六、 进度计划（列出完成项目设计内容、绘图等具体起始日期）2012年12月312013年01月2：查找资料，初步确定设计方案及设计容2013年01月032013年01月5：根据设计要求进行设计，确定设计说明书初稿2013年01月062013年01月08：撰写设计说明书2013年01月092

5、013年01月11： 绘制工艺流程图及总装图2013年01月122013年01月13： 答辩指导教师（签名）： 杜治平 2012 年 12 月 30 日 学科部主任（签名）： 吴广文 2012 年 12 月 31 日课程设计综合成绩评定表学生姓名学生班级设计题目指导教师评语指导教师签字：年 月 日答辩记录答辩组成员签字： 记录人：年 月 日成绩综合评定栏设计情况答辩情况项 目权重分值项 目权重分值1、计算和绘图能力351、回答问题能力202、综合运用专业知识能力102、表述能力（逻辑性、条理性）103、运用计算机能力和外语能力104、查阅资料、运用工具书的能力55、独立完成设计能力56、书写情

6、况（文字能力、整洁度）5综合成绩指导教师签名： 学科部主任签名： 年 月 日 年 月 日摘 要精馏是分离液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的应用。本设计的题目是苯甲苯二元物系板式精馏塔的设计。在确定的工艺要求下，确定设计方案，设计内容包括精馏塔工艺设计计算，塔辅助设备设计计算，精馏工艺过程流程图，精馏塔设备结构图，设计说明书。关键词：板式塔；苯-甲苯；工艺计算；结构图AbstractDistillation separation is the most commonly used liquid mixture of a unit operation in che

7、mical, petrochemical and other industries refining, widely applied. This design is the subject of benzene morpholine-toluene binary system -a type of distillation process of design, in determining the request, design scheme. Design content includes distillation, distillation process flowcharts , dis

8、tillation equipment structure and design specification.Keyword:Series-platetower; Benzene-methylbenzene; Distillation process；distillation equipment structure目 录第一章 文献综述1第二章 设计方案的确定32.1 操作条件的确定32.2 确定设计方案的原则4第三章 塔体计算53.1 设计方案的确定53.2 精馏塔的物料衡算5第四章 塔板计算74.1 塔板数的确定74.2 精馏段的计算104.3提留段的计算23第五章 塔附件设计375.1附

9、件的计算375.2 附属设备设计40设计小结43附录44第一章 文献综述塔设备是炼油、化工、石油化工等生产中广泛应用的气液传质设备。根据塔内气液接触部件的结构型式，可分为板式塔和填料塔。板式塔内设置一定数目的塔板，气体以鼓泡或喷射形式穿过板上液层进行质热传递，气液相组成呈阶梯变化，属逐级接触逆流操作过程。填料塔内装有一定高度的填料层，液体自塔顶沿填料表面下流，气体逆流向上（也有并流向下者）与液相接触进行质热传递，气液相组成沿塔高连续变化，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）

10、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。板式塔大致可分为两类：（1）有降液管的塔板，如泡罩、浮阀、筛板、导向筛板、新型垂直筛板、蛇形、S型、多降液管塔板；（2）无降液管的塔板，如穿流式筛板（栅板）、穿流式波纹板等。工业应用较多的是有降液管的塔板，如浮阀、筛板、泡罩塔板等。苯的沸点为80.1，熔点为5.5，在常温下是一种无色、味甜、有芳香气味的透明液体，易挥发。苯比水密度低，密度为0.88g/ml，但其分子质量比水重。苯难溶于水，1升水中最多溶解1.7g苯；但苯是一种良好的有机溶剂，溶解有机分子和一些非极性的无机分子的能力很强。甲苯是最简单，最重

11、要的芳烃化合物之一。在空气中，甲苯只能不完全燃烧，火焰呈黄色。甲苯的熔点为-95 ，沸点为111 。甲苯带有一种特殊的芳香味（与苯的气味类似），在常温常压下是一种无色透明，清澈如水的液体，密度为0866克厘米3，对光有很强的折射作用（折射率：1,4961）。甲苯几乎不溶于水(0,52 g/l)，但可以和二硫化碳，酒精，乙醚以任意比例混溶，在氯仿，丙酮和大多数其他常用有机溶剂中也有很好的溶解性。甲苯的粘性为0,6 mPa s，也就是说它的粘稠性弱于水。甲苯的热值为40.940 kJ/kg，闪点为4 ，燃点为535 。分离苯和甲苯，可以利用二者沸点的不同，采用塔式设备改变其温度，使其分离并分别进行

12、回收和储存。板式精馏塔、浮法塔都是常用的塔类型，可以根据不同塔各自特点选择所需要的塔。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）。筛板塔是1932年提出的，当时主要用于酿造，其优点是结构简单，制造维修方便，造价低，气体压降小，板上液面落差较小，相同条件下生产能力高于浮阀塔，塔板效率接近浮阀塔。其缺点是稳定操作范围窄，小孔径筛板易堵塞，不适宜处理粘性大的、脏的和带固体粒子的料液。但设计良好的筛板塔仍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。

13、第二章 设计方案的确定2.1 操作条件的确定确定设计方案是指确定整个精馏装置的流程、各种设备的结构型式和某些操作指标。例如组分的分离顺序、塔设备的型式、操作压力、进料热状态、塔顶蒸汽的冷凝方式等。下面结合课程设计的需要，对某些问题作些阐述。操作压力蒸馏操作通常可在常压、加压和减压下进行。确定操作压力时，必须根据所处理物料的性质，兼顾技术上的可行性和经济上的合理性进行考虑。例如，采用减压操作有利于分离相对挥发度较大组分及热敏性的物料，但压力降低将导致塔径增加，同时还需要使用抽真空的设备。对于沸点低、在常压下为气态的物料，则应在加压下进行蒸馏。当物性无特殊要求时，一般是在稍高于大气压下操作。但在塔

14、径相同的情况下，适当地提高操作压力可以提高塔的处理能力。有时应用加压蒸馏的原因，则在于提高平衡温度后，便于利用蒸汽冷凝时的热量，或可用较低品位的冷却剂使蒸汽冷凝，从而减少蒸馏的能量消耗。进料状态 进料状态与塔板数、塔径、回流量及塔的热负荷都有密切的联系。在实际的生产中进料状态有多种，但一般都将料液预热到泡点或接近泡点才送入塔中，这主要是由于此时塔的操作比较容易控制，不致受季节气温的影响。此外，在泡点进料时，精馏段与提馏段的塔径相同，为设计和制造上提供了方便。加热方式蒸馏釜的加热方式通常采用间接蒸汽加热，设置再沸器。有时也可采用直接蒸汽加热。然而，直接蒸汽加热，由于蒸汽的不断通入，对塔底溶液起了

15、稀释作用，在塔底易挥发物损失量相同的情况下，塔底残液中易挥发组分的浓度应较低，因而塔板数稍有增加。采用直接蒸汽加热时，加热蒸汽的压力要高于釜中的压力，以便克服蒸汽喷出小孔的阻力及釜中液柱静压力。对于苯-甲苯溶液，一般采用1.12.0KPa（表压）。2.2 确定设计方案的原则确定设计方案总的原则是在可能的条件下，尽量采用科学技术上的最新成就，使生产达到技术上最先进、经济上最合理的要求，符合优质、高产、安全、低消耗的原则。为此，必须具体考虑如下几点：满足工艺和操作的要求所设计出来的流程和设备，首先必须保证产品达到任务规定的要求，而且质量要稳定，这就要求各流体流量和压头稳定，入塔料液的温度和状态稳定

16、，从而需要采取相应的措施。其次所定的设计方案需要有一定的操作弹性，各处流量应能在一定范围内进行调节，必要时传热量也可进行调整。因此，在必要的位置上要装置调节阀门，在管路中安装备用支线。计算传热面积和选取操作指标时，也应考虑到生产上的可能波动。再其次，要考虑必需装置的仪表(如温度计、压强计，流量计等)及其装置的位置，以便能通过这些仪表来观测生产过程是否正常，从而帮助找出不正常的原因，以便采取相应措施。满足经济上的要求要节省热能和电能的消耗，减少设备及基建费用。如前所述在蒸馏过程中如能适当地利用塔顶、塔底的废热，就能节约很多生蒸汽和冷却水，也能减少电能消耗。又如冷却水出口温度的高低，一方面影响到冷

17、却水用量，另方面也影响到所需传热面积的大小，即对操作费和设备费都有影响。同样，回流比的大小对操作费和设备费也有很大影响。保证安全生产例如苯属有毒物料，不能让其蒸汽弥漫车间。又如，塔是指定在常压下操作的，塔内压力过大或塔骤冷而产生真空，都会使塔受到破坏，因而需要安全装置。以上三项原则在生产中都是同样重要的。但在化工原理课程设计中，对第一个原则应作较多的考虑，对第二个原则只作定性的考虑，而对第三个原则只要求作一般的考虑。第三章 塔体计算3.1 设计方案的确定本设计采用连续精馏流程，饱和液体进料。塔顶上升蒸汽采用全凝器冷凝，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

18、于易分离物系，最小回流比比较小，故操作回流比取最小回流比的2倍。塔釜采用饱和蒸汽间接加热，塔底产品冷却后送至储罐。3.2 精馏塔的物料衡算原料液级塔顶、塔底产品的摩尔分率苯的摩尔质量 甲苯的摩尔质量 3.2.2 原料液及塔顶、塔底产品的平均摩尔质量物料衡算原料处理量 总物料衡算 苯物料衡算 联立解得 第四章 塔板计算4.1 塔板数的确定理论板数的求取(1)相对挥发度的求取苯的沸点为80.1，甲苯额沸点为110.631 当温度为80.1时解得，2 当温度为110.63时解得，则有(2)最小回流比的求取由于是饱和液体进料，有q=1，q线为一垂直线，故，根据相平衡方程有最小回流比为回流比为最小回流比

19、的2倍，即(3)精馏塔的气、液相负荷(4)操作线方程精馏段操作线方程 提馏段操作线方程 两操作线交点横坐标为 （泡点进料）理论板计算过程如下：总理论板数为16（包括蒸馏釜），精馏段理论板数为5，第6块板为进料板。4.2 精馏段的计算4.2.1精馏塔的工艺条件及有关物性数据的计算(1)操作温度的计算依据操作压力，由泡点方程通过试差法计算出泡点温度，其中苯、甲苯的饱和蒸汽有安托尼方程计算，计算结果如下：塔顶温度 进料板温度 精馏段平均温度 (2)平均摩尔质量计算塔顶平均摩尔质量的计算由理论板的计算过程可知，进料板平均摩尔质量的计算由理论板的计算过程可知，精馏段的平均摩尔质量为(3)平均密度计算 气

20、相平均密度计算由理想气体状态方程式计算，即 液相平均密度计算液相平均密度计算依下式计算，即：塔顶液相平均密度的计算。由，查液体在不同温度下的密度表得：进料板液相平均密度的计算。由，查液体在不同温度下的密度表得：精馏段的平均密度为：(4)液体平均表面张力的计算液相平均表面张力依下式计算，即：塔顶液相平均表面张力的计算。由，查液体表面张力共线图得：进料板液相平均表面张力的计算。由，查液体表面张力共线图得：精馏段平均表面张力为：(5)液体平均黏度计算液相平均黏度依下式计算，即：塔顶液相平均黏度的计算：由，查气体黏度共线图得：精馏段液相平均黏度的计算：由，查气体黏度共线图得：精馏段液相平均黏度为：4.

21、3提溜段的计算4.3.1 精馏塔的提馏段工艺条件(1)操作温度的计算 依据操作压力，由泡点方程通过试差法计算出泡点温度，其中苯、甲苯的饱和蒸汽有安托尼方程计算，计算结果如下：塔釜温度 进料板温度 提馏段平均温度 (2)平均摩尔质量计算塔釜平均摩尔质量的计算由理论板的计算过程可知，由理论板的计算过程可知，提馏段的平均摩尔质量为：(3)平均密度计算 气相平均密度计算由理想气体状态方程式计算，即 液相平均密度计算液相平均密度计算依下式计算，即：塔釜液相平均密度的计算。由，查液体在不同温度下的密度表得：进料板液相平均密度的计算。由，查液体在不同温度下的密度表得：提馏段的平均密度为：(4)液体平均表面张

22、力的计算液相平均表面张力依下式计算，即：塔釜液相平均表面张力的计算。由，查液体表面张力共线图得：进料板液相平均表面张力的计算。由，查液体表面张力共线图得：提馏段平均表面张力为：(5)液体平均黏度计算液相平均黏度依下式计算，即：塔釜液相平均黏度的计算：由，查气体黏度共线图得：提馏段液相平均黏度的计算：由，查气体黏度共线图得：提馏段液相平均黏度为：4.3.2精馏塔的塔体工艺尺寸计算(1) 实际塔板数计算同理算得全塔平均相对挥发度全塔液体平均摩尔黏度查奥康奈尔关联图得实际板数 （2）塔径的计算精馏段的气、液相体积流率为：由，式中C由求取，其中由筛板塔汽液负荷因子曲线图查取，图横坐标为取板间距，板上液

23、层高度，则查筛板塔汽液负荷因子曲线图得取安全系数为0.7，则空塔气速为：按标准塔径圆整后为。塔截面积为：4.3.3提馏塔的塔体工艺尺寸计算(1)塔径的计算提馏段的气、液相体积流率为：由，式中C由求取，其中由筛板塔汽液负荷因子曲线图查取，图横坐标为取板间距，板上液层高度，则查筛板塔汽液负荷因子曲线图得取安全系数为0.7，则空塔气速为：按标准塔径圆整后为。塔截面积为：4.3.4塔板主要工艺尺寸的计算(1)溢流装置计算因塔径，可选用单溢流弓形降液管，采用平直形受液盘。各项计算如下：1 堰长取 2 溢流堰高度由，选用平直堰，堰上液层高度由下式计算，即：近似取E=1，则取板上清液层高度故(2)塔板布置

24、边缘区宽度确定：取，降液管截面积： 开孔区面积计算。开孔区面积计算为：其中 故 阀孔计算及其排列。采用F1型重阀，重量为33g，孔径为39mm，即。取动能因子F=10，则气体通过阀孔的气速为阀孔数目N为：个由于采用分块式塔板,故采用等腰三角形叉排。若同中心距t=80mm那么相邻两排间的阀孔中心距为:取时画出的阀孔数目只有40 个开孔率为：气体通过筛孔的气速为：4.3.5.筛板的流体力学验算(1)塔板压降干板阻力计算 浮阀全开时的临界气速:塔板上含气液层静压头降气体通过每层塔板的液柱高度按下式计算：气体通过每层塔板的压降为：(2) 降液管及清液层高度 ，液面落差很小忽略不计，不设入口堰为了防止液

25、泛，按式：，取校正系数=0.5，选定板间距, 故，符合防止液泛的要求(3) 液沫夹带液沫夹带按下式计算：故在本设计中液沫夹带量在允许的范围内。(4) 漏液验算取动能因数，相应气相最小负荷故在本设计中无明显漏液。4.3.6.精馏段塔板负荷性能图(1)漏液线(2)液沫夹带线根据前面雾沫夹带校核可知，本测采用如下公式，对于大塔，取泛点率F=0.8 整理得雾沫夹带为直线，由两点即可确定当时，当 时 。(3)液相负荷下限线对于平直堰，取堰上液层高度=0.006作为最小液体负荷标准:据此可作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故据此可作出与气体流量无关

26、的垂直液相负荷上限线。(5)液泛线令由联立解得忽略，将与，与，与的关系式代入上式，并整理得：式中将有关的数据代入整理，得在操作范围内，任取几个值，依上式计算出值，计算结果列于下表表1液泛线计算表 0.0002 0.0006 0.001 0.0014 0.7744 0.7568 0. 7422 0.7229由上表即可作出液泛线根据以上各线方程，可作出浮阀塔的负荷性能图，如下图图2 负荷性能图在负荷性能图上，作出操作点A，连接OA，即作出操作线。由上图可看出，该筛板的操作上限为液泛控制，下限为漏液控制。由图查得： = 0.1445 = 0.5617故操作弹性为：/=3.876 第五章 塔附件设计5

27、.1附件的计算接管(1)进料管进料管的结构类型很多，有直管进料管、弯管进料管、T形进料管。本设计采用直管进料管。F=2777.76Kg/h , =792.70Kg/ 取管内流速则管径取进料管规格33.53.25 则管内径d=27mm进料管实际流速(2)回流管采用直管回流管，回流管的回流量塔顶液相平均摩尔质量,平均密度则液体流量取管内流速则回流管直径可取回流管规格21.32.75 则管内直径d=15.8mm回流管内实际流速(3)塔顶蒸汽接管塔顶蒸汽密度塔顶汽相平均摩尔质量则整齐体积流量：取管内蒸汽流速则可取回流管规格1404.5mm 则实际管径d=131mm塔顶蒸汽接管实际流速(4)釜液排出管塔

28、底w=20.09kmol/h 平均密度平均摩尔质量取管内流速则可取回流管规格26.82.75 则实际管径d=21.3mm塔顶蒸汽接管实际流速(5)塔釜进气管V=35.68mol/h 相平均摩尔质量塔釜蒸汽密度取管内蒸汽流速则可取回流管规格1404.5 则实际管径d=131mm塔顶蒸汽接管实际流速(6)塔总体高度的设计塔径为0.7m，每隔8块板设一手孔，塔顶、塔底各设一人孔，以利于维修。人孔直径为150mm，全塔总人孔数S=2，手孔数3个板式塔有效高度塔顶空间取塔底空间取裙座高度取全塔高度5.2 附属设备设计5.2.1 泵的计算及选型进料温度tq=94 已知进料量F=0.773kg/s 取管内流

29、速则故可采用GB3091-93 33.5*3.25mm的管道则内径d=27mm 代入得取绝对粗糙度为则相对粗糙度为查表得摩擦系数 =0.038 进料口位置高度h=扬程可选择泵为IS65-50-160 流量为3.75 扬程为13.1m 转速1450r/min5.2.2冷凝器塔顶温度tD=80.49 冷凝水t1=20 t2=30 则由tD=80.49 查液体比汽化热共线图得又气体流量Vh=35.68kmol/h冷凝的热量查表取传热系数K=600W/m2k，则传热面积冷凝水流量根据以上数据选取浮头式换热器各参数 公称直径为660mm 管程数为4 管长L=4.5m 面积=64.8 管数308 外径为1

30、9mm 目为单壳程5.2.3 再沸器塔底温度tw=108.89 用t0=135的蒸汽，釜液出口温度t1=112则由tw=108.89 查液体比汽化热共线图得又气体流量Vh=35.68kmol/h 取传热系数K=600W/m2k，则传热面积加热蒸汽的质量流量选取浮头式换热器，各参数为 公称直径为500mm 管程数为4 管径管长为3m,有效面积为33.2管根数192 管外径19mm设计结果汇总表精馏段塔板数块10提馏段塔板数块19板间距m0.4塔径Dm0.7空塔流速m/s0.762塔板液流形式 单流形溢流管形式 弓形堰长m0.462堰高m 0.0516管低与受液盘高度m 0.035板上清夜高度m0

31、.05孔径domm 39 孔间距tmm 80浮阀数N个 40设计小结经过两个星期的课程设计，终于完成了苯-甲苯分离过程板式精馏塔的课程设计。虽然这次设计的内容很复杂，计算量很大，但只要细心地计算，一步一步的把思路缕清晰，就能够完成课程设计的任务。虽然在计算的过程中仍会遇到一些小小的困难，但是通过与同学和组员之间的讨论，问题也很快就解决了。我们小组分工合作，一部分一部分的完成，经过反复得修改，终于完成了初稿。经过老师的审阅和指正，我们最终完成了本次课程设计的电子说明书部分。接下来就只剩下画图部分了。因为本次课程设计的任务要求是需要画一张Auto CAD的工艺流程图和工艺流程图。经过本次课程设计最大的感受就是我们在遇到困难的时候，一定不要逃避！因为我们在学习和生活中可能会遇到很多繁琐和令人困惑的事情，当遇到这些问题时，逃避和抱怨是没有用的；我们要做的就是静下心来，理清思路找到解决问题的办法，而不是破罐子破甩，什么都不在乎。最后还要感谢老师在课程设计中的指导与批评。参考文献1 王志魁、刘丽英、刘伟等.化工原理.第四版 化学工业出版社；2 张建伟 主编化工单元操作实验与设计 天津大学出版社； 3 周大军、揭嘉、张亚涛化工工艺制图第二版 化学工业出版社。