化工原理课程设计

题    目     苯—甲苯精馏

学    院     食品与生物工程学院                                 

专业班级     食工145

学生姓名     鲁  聿

指导教师     佟 白

成    绩 

                       2016 年 11  月  23   日

摘  要

    本次课程设计是利用板式精馏塔分离苯-甲苯，采取连续精馏已得到纯度较高的馏出物，根据已给出的设计条件，我们操作条件选取了泡点进料，操作压力选为4Kpa，具体设备选取筛板塔，筛板塔具有结构简单，造价低，效率高等优点，但易堵塞，不宜处理粘性大、脏的和带固体粒子的料液。设计过程中根据要求对精馏塔的结构尺寸进行了准确计算和相关流体力学校核，以及接管尺寸的计算，绘制出了装配图。

    工业上对塔设备的主要要求: (１) 气(汽)、液处理量大，即生产能力大时，仍不致发生大量的雾沫夹带、拦液或液泛等破坏操作的现象。(２) 操作稳定，弹性大，即当塔设备的气(汽)、液负荷有较大范围的变动时，仍能在较高的传质效率下进行稳定的操作并应保证长期连续操作所必须具有的可靠性。(３) 流体流动的阻力小，即流体流经塔设备的压力降小，这将大大节省动力消耗，从而降低操作费用。对于减压精馏操作，过大的压力降还将使整个系统无法维持必要的真空度，最终破坏物系的操作。(４) 结构简单，材料耗用量小，制造和安装容易。(５) 耐腐蚀和不易堵塞，方便操作、调节和检修。(６) 塔内的滞留量要小。

    实际上,任何塔设备都难以满足上述要求,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。

关键词：苯 甲苯 分离过程：精馏塔

Abstract

This course is designed for separation of benzene and methylbenzene by distillation column, taking distillate continuous distillation has high purity, according to the design conditions have been given, we select the operating conditions of bubble point feed operation pressure is 4Kpa, the specific equipment selection of sieve plate tower, plate tower has the advantages of simple structure, low cost, efficiency the advantages, but not easy to be blocked, the viscous, dirty and solid particles of liquid. According to the requirements of the design process, the structure size of the distillation column was calculated and correlated with the fluid mechanics and the calculation of the nozzle size.The main requirements of tower equipment industry: (1) gas (steam), liquid processing capacity, production capacity is large, still without entrainment, a liquid blocking or flooding damage operation phenomenon. (2) the operation stability, flexibility, i.e. when the tower equipment gas (steam), liquid loading of a wide range of changes, still can stabilize the operation in the mass transfer efficiency under the conditions of high reliability and should ensure long-term continuous operation must have the.(3) the fluid flow resistance is small, the fluid flow through the device of the small pressure drop, which will greatly reduce the power consumption, thereby reducing operating costs. For vacuum distillation operation, too much pressure drop will make the entire system can not maintain the necessary vacuum degree, the ultimate failure of the operation of the system. (4) the structure is simple, the material consumption is small, and the manufacture and installation are easy. (5) corrosion resistance and not easy to plug, convenient operation, adjustment and maintenance. (6) retention tower to be small.

2.3筛板塔的主要优缺点：    3

2.4主要参数表    4

第1章  绪论

1.1  概述

  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，石油化工等工业得到广泛应用。它通过气，液两相多次直接接触和分离，利用各组分挥发度的不同，使挥发组分由液相向气相传递，难挥发组分由气相向液相传递，是汽液相之间的传质传热的过程。

  根据生产上的不同要求，精馏操作可以是连续或间歇的;有些特殊的物系，还可以采用恒沸精馏或萃取精馏等特殊方法进行分离。

精馏过程其核心为精馏塔，板式塔类型：气－液传质设备主要分为板式塔和填料塔两大类。精馏操作既可采用板式塔，也可采用填料塔，板式塔为逐级接触型气－液传质设备，其种类繁多，根据塔板上气－液接触元件的不同，可分为泡罩塔、浮阀塔、筛板塔、穿流多孔板塔、舌形塔、浮动舌形塔和浮动喷射塔等多种。板式塔在工业上最早使用的是泡罩塔(1813年)、筛板塔(1832年)，其后，特别是在本世纪五十年代以后，随着石油、化学工业生产的迅速发展，相继出现了大批新型塔板，如S型板、浮阀塔板、多降液管筛板、舌形塔板、穿流式波纹塔板、浮动喷射塔板及角钢塔板等。目前从国内外实际使用情况看，主要的塔板类型为浮阀塔、筛板塔及泡罩塔，而前两者使用尤为广泛。精馏操作既可采用板式塔，也可采用填料塔，板式塔为逐级接触型气－液传质设备，其种类繁多，根据塔板上气－液接触元件的不同，可分为泡罩塔、浮阀塔、筛板塔、穿流多孔板塔、舌形塔等。目前从国内外实际使用情况看，主要的塔板类型为浮阀塔、筛板塔及泡罩塔。

   塔设备是最常采用的精馏装置，无论是填料塔还是板式塔都在化工生产过程中得到了广泛的应用，在此我们作板式塔的设计以熟悉单元操作设备的设计流程和应注意的事项是非常必要的。 塔设备一般分为阶跃接触式和连续接触式两大类。前者的代表是板式塔，后者的代表则为填料塔。 

1.2  设计依据

  本设计采用筛板精馏塔，进行苯-甲苯二元物系的分离，精馏塔，原料预热器，蒸馏釜，再沸器及泵等附属设备。 

  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。

第二章设计内容

2.1  设计内容

 1.设计方案的确定及流程说明。

 2.塔的工艺计算。

 3.塔和塔板主要工艺尺寸的设计。

（1）塔高塔径及塔板结构尺寸的确定。

（2）塔板的流体力学验算。

（3）塔板的负荷性能图

2.2.2  精馏塔的设计内容

  ①根据分离任务和有关要求确定设计方案

  ②初步确定精馏塔的结构尺寸

  ③核算流体力学

  ④确定塔的工艺结构。

  ⑤绘制塔板的负荷性能图。

2.2.3  筛板塔的主要优缺点：

  筛板塔的主要优点：

   （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。

　筛板塔的主要缺点是：

   （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。

主要物性参数表

   1．苯和甲苯的物理性质

苯甲苯的饱和蒸气压可用方程求算，即

式中 t________物系温度，℃         P＊________饱和蒸气压，Kpa

     ABC________Antoine常数，其值见附表：

3.1  精馏塔的物料衡算

甲苯摩尔质量：92

苯摩尔质量：78

进料口甲苯摩尔分数：

塔顶产品中苯的摩尔分数：

＝0.450×78.11+（1-0.450）×92.13＝85.82Kg/Kmol

＝0.966×78.11+（1-0.966）×92.13＝78.59Kg/Kmol

＝0.012×78.11+（1-0.012）×92.13＝91.96Kg/Kmol

物料衡算

原料处理量 F＝（65000/7200）×1000÷82.821=105.19Kmol/h

总物料恒算 F=D+W  得105.19＝D＋W

 苯物料恒算   105.19×0.450＝0.966D+0.012W 

联立解得    D＝48.30Kmol/h    W＝56.Kmol/h

3.2  塔板数的确定

1.理论板层数NT的求取

苯－甲苯理想物系，可采取图解求理论板层数

1由手册（表2）查苯－甲苯物系的气液平衡数据绘出X-Y图,见下图。

苯－甲苯物系的气液平衡图

② 求最小回流比及操作回流比

采用图解法求最小回流比。在上图中对角线线上，自点e（0.45，0.45）作垂线ef即为进料线（q线）,该线与平衡线交点坐标为

yq =0.667  xq =0.450

故最小回流比为:

Rmin＝

可取操作回流比为R=2 Rmin =2×1.38=2.76

③ 求精馏的气、液相负荷

L=RD＝2.76×48.3＝133.31Kmol/h

V=(R+1)D＝(2.76+1)×48.3＝181.61Kmol/h

L´＝L+F＝133.31+105.19=238.50Kmol/h

V´＝V＝181.61Kmol/h

④ 求操作线方程

精馏段操作线方程

提馏段操作线方程

⑤ 图解法求理论塔板层数

采用图解法求理论板层数，如上图所示。求解结果为

总理论板层数NT＝12.5(包括再沸器)

进料板位置NF＝6

2.全塔效率ET的求取

     ET=1.17-0.616lgµ甲苯

根据塔顶塔底液相组成查图，得塔平均温度为95.15℃，该温度下进液相平均粘度为：

µm =0.450µ苯+(1-0.450) µ甲苯

         =0.450×0.267+(1-0.450)×0.275

=0.271mPa·s

  故 ET=1.17-0.616×lg0.271=0.519≈52﹪

3.实际板层数的求取

精馏段实际板层数  N精＝5/0.52＝9.6≈10

提馏段实际板层数  N=7.5/0.52-1=14.42-1≈14

3.3  精馏段的平均温度计算

 精馏塔的工艺条件及有关物性数据计算

以精馏段为例进行计算

1.操作压力计算（每块塔板压降△P＝0.7Kpa）

塔顶操作压力PD=101.3+4=105.3KPa

进料板压力PF=105.3+0.7×10=112.3KPa

总压降为△P总=24△P=24×0.7=16.8 KPa

精馏段平均压力KPa

2.操作温度计算（试差法）

泡点方程： 

安托尼方程： 

1求塔顶温度tD

其中P=105.3KPa

由xD=y1=0.966查平衡曲线得x1=0.916

设tD=82.1℃，ɑ=2.58

lgPA＊=   PA＊=110.154KPa   

lgPB＊=    PB＊=41.976KPa     

∴

两x值近似相等，故可认为塔顶温度tD为82.1℃

2求进料板温度tF

其中P=112.3KPa

查平衡曲线得xF=0.388

设tF=99.5℃

lgPA＊=   PA＊=181.5KPa   

lgPB＊=    PB＊=72.5271KPa     

∴

   再设tF=99℃

lgPA＊=   PA＊=179.6755KPa   

lgPB＊=    PB＊=72.3549KPa     

∴

  再设tF=98.6℃

lgPA＊=   PA＊=176.9KPa   

lgPB＊=    PB＊=71.4KPa     

∴等于xF

   即进料板温度tF为98.6℃

  ∴精馏段平均温度t=(82.4+98.6)/2=90.5℃

3.平均摩尔质量计算

 塔顶平均摩尔质量计算

由xD=y1=0.966，查平衡曲线，得x1=0.916

MVDm＝0.966×78.11+(1-0.966)×92.13＝78.59Kg/Kmol

MLDm＝0.916×78.11+(1-0.916)×92.13＝79.29Kg/Kmol

进料板平均摩尔质量计算

由图解理论板，得yF=0.604

查平衡曲线，得xF=0.388

MVFm=0.604×78.11+（1-0.604）92.13=83.66 Kg/Kmol（0.604为yF天津大学）

MLFm=0.388×78.11+(1-0.388)92.13=86.69 Kg/Kmol

精馏段平均摩尔质量

MVm=(78.59+83.66)/2=81.13Kg/Kmol

MLm=(79.29+86.69)/2=82.99Kg/Kmol

3.4  密度的计算

   ① 气相平均密度计算

由理想气体状态方程计算,即

ρvm=PmMvm/RTm=(108.8×81.13)/［8.314×(90.8+273.15)］=2.92Kg/m3

② 液相平均密度计算

液相平均密度计算依下式计算，即

1/ρLm=∑ai/ρi

1〉塔顶液相平均密度计算

由tD=82.4℃查得ρA=812.7Kg/m3  ρB=807.9 Kg/m3  

ρLDM=1/ (0.96/812.7+0.04/807.9)=802.5 Kg/m3

2〉进料板液相平均密度计算

由tF=98.6℃查得ρA=794.1Kg/m3  ρB=791.7Kg/m3                  

进料板液相的质量分率

αA =(0.388×78.11)/ (0.388×78.11+0.612×92.13)=0.350       

ρLFM=1/ (0.35/794.1+0.65/791.7)=792.5Kg/m3

 ∴精馏段液相平均密度为

ρLm =(812.5+792.5)/2=802.5 Kg/m3

   3.5  液体平均表面张力计算：

液相平均表面张力依下式计算，即

σLm=∑xiσi

1塔顶液相平均表面张力的计算： 

由tD=82.4℃, 查表5得：

σA =21.24 mN/m      σB=21.42 mN/m

σLDm=0.966×21.24+0.034×21.42=21.25 mN/m

2进料板液相平均表面张力的计算：

由tF=98.6℃  ,查表5得：

σA =19.02 mN/m             σB=20.03 mN/m

σLFm= 0.388×19.02+0.612×20.03=19. mN/m

精馏段液相平均表面张力为

σLm=(21.25+19.)/2=20.45 mN/m

3.6液体平均黏度计算 液相平均粘度依下式计算，即

lgμLm=∑xilgμi

1塔顶液相平均粘度的计算

由tD=82.4℃，查表6得：

μA =0.302 mPa.s  μB=0.306 mPa.s

lgμLDm=0.966lg(0.302)+0.034lg(0.306)  

  解得：μLDm=0.302 mPa.s

2进料板液相平均粘度的计算

 由tF=98.6℃  查表6得：

μA  =0.258mPa.s          μB=0.267 mPa.s

lgμLFm=0.338lg(0.258)+0.612lg(0.267) 

解得：μLFm=0.2mPa.s

精馏段液相平均粘度为

μLFm=（0.2+0.302）=0.283 mPa.s

第四章 塔体和塔板主要工艺尺寸计算

4.1  塔径

1.塔径的计算

    精馏塔的气、液相体积流率为：

 VS=VMVm/3600ρVm=(181.61×81.13)/(3600×2.92)=1.402 m3/s

LS=LMLm/3600ρLm=(133.31×82.99)/(3600×802.5)=0.00383m3/s

由可知

式中C= C20(σL/20)0.2计算，其中的C20由图中所查取

其中横坐标为： 

取板间距HT=0.45m , 板上液层高度hL=0.06m,则

HT－hL=0.45－0.06=0.39m

史密斯关联图

由上图可查得：C20=0.084     

∴C=C20(σL/20)0.2= 0.084(20.45/20)0.2=0.0844

umax=0.0844×[(802.5－2.92)/2.92]1/2=1.397m/s

取安全系数为0.7，则空塔气速为

u=0.7umax=0.7×1.397=0.978 m/s

D=(4Vs/∏u)1/2=[(4×1.402)/(3.14×0.978)]1/2=1.336 m

按标准塔径圆整后为：  D=1.4m  

塔截面积为：AT=(3.14/4)D2=（3.14/4）×1.42=1.539m2    

实际空塔气速为：u= Vs/AT =1.402/1.539=0.911m/s

2.精馏塔有效高度的计算

精馏段的有效高度为：Z精=（N精－1）HT=(10－1)×0.45=4.05m 

提馏段得有效高度为：Z提=（N提－1）HT=（14－1）×0.45=5.85m

在进料板上方开一人孔，其高度是0.8 m, 

精馏塔的有效高度为：Z= Z精+ Z提+0.8=4.05+5.85+0.8=10.7m

4.2  溢流装置1．溢流装置的计算

因为塔径D=1.4m，可以选用单溢流弓形降液管，采用凹形受液盘。各项计算如下：

1）堰长lw    

取   lw=0.66D=0.66×1.4=0.924 m

2)溢流堰高度hw 

由   hw=hL－how 

选用平直堰，堰上液层高度how由公式：

液流收缩系数图

近似取  E=1，则

how=(2.84/1000)E(Lh/lw)2/3

=0.00284×1×[(0.00383×3600)/1.06] 2/3=0.017m

取板上清液层高度：hL=60 mm，则

hw=0.06－0.017=0.043m

3)弓形降液管宽度Wd和截面积Af

由  lw/D=0.66 , 查图可得：Af/AT=0.08,  Wd/D=0.15 

      故   Af=0.08 AT=0.08×2.01=0.1608㎡

 Wd=0.15D=0.15×1.6=0.2442 m

    验算液体在降液管中停留的时间，即

=3600 Af HT/Lh=(3600×0.1608×0.45)/(0.00383×3600)=16.79s>5 s

故降液管设计合理。

4)降液管底隙高度h0

       h0=Lh/（3600 lw×u0′ ）      取 u0′=0.15 m/s  

则 h0=(0.00383×3600)/(3600×1.06×0.15)=0.024 m

hw－h0=0.043-0.0241=0.0187>0.006 m

降液管底隙高度设计合理

选用凹形受液盘，深度 hw′=50 mm

4.3  塔板布置

塔板上的筛孔数n，即

1）塔板得分块：因塔径D≥1400mm，故塔板采用分块式。查表8可知，塔板分为4块

2）边缘区宽度确定：

取WS=WS′=0.065 m  , Wc=0.035 m

3）开孔区面积计算：

     开孔区面积Aa由下式计算，即

Aa=2{x(r2－x2)1/2+[3.14r2/180×sin-1(x/r)]}

其中，x=D/2－(Wd+WS)=1.4/2－(0.2442+0.065)=0.3908m

r=D/2－Wc=1.4/2－0.035=0.665 m

     将上面得有关数据带入公式中,得Aa=0.962 m2

4.4  筛孔率与开口率

筛孔计算及其排列

本次所处理的物系无腐蚀性，可以采用δ=3mm碳钢板，取筛孔直径d0=10mm.筛孔按正三角行排列，取孔中心距t为：

t=3×d0=3×10=30 mm

    筛孔数目n为：n=1.155Aa/t2=1.155×0.962/(0.030)2=1235个

开孔率为：Φ=0.907（d0/t）2=0.907(0.010/0.030)2=10.1﹪

每层塔板上的开孔面积：A0=ΦAa=0.101×0.962=0.0972m2

气体通过阀孔的气速为：u0=VS/A0=1.402/0.0972=14.43 m/s

第五章 塔板的流体力学验算

5.1  精馏段气体通过筛板压强降相当的液柱高度

  塔板压降

 干板阻力hc计算     

由公式：hc=0.051（u0/c0）2(ρV/ρL)  

由d0/δ=10/3=3.33 ，查图可知：C0=0.72， 因d0=10mm≥10mm,查C0得后再乘以1.15的校正系数 ，故 C0=0.72×1.15=0.828

∴hc=0.051×（14.43/0.828）2(2.92/802.5)= 0.03 m液柱

5.2  气流穿过板的液层压降相当的液柱高度

 气体通过液层的阻力的 h1计算     

气体通过的阻力h1由公式：h1=βhL                        

ua=VS/(AT－Af)=1.402/(2.01-0.1608)=0.758m/s  

F0= ua(ρV)1/2 =0.758×(2.92)1/2=1.30kg1/2/ (s.m1/2)

查图得：β=0.63   

故  h1=βhL=β（hw+how）=0.63×(0.0373+0.0227)=0.0378m 液柱

5.3  克服液体表面张力压降相当于的液体高度

故

所以，单板压降

5.4  精馏段雾沫夹带量的计算

液沫夹带量由下式计算，即

eV=(5.7×10-6/σL)( ua/HT－hf)3.2

hf=2.5hL=2.5×0.06=0.15 m   

eV=(5.7×10-6/20.45×10-3)[ 0.758/(0.45－0.15)]3.2

=0.00541 kg液/kg气<0.1kg液/kg气

故在本设计中液沫夹带量eV在允许的范围内。

 5.5   精馏段漏液

对筛板塔，漏液点气速u0,min可由下式计算，即

u0,min=4.4C0[(0.0056+0.13hL－hσ)ρL/ρV]1/2

         =4.4×0.72 [(0.0056+0.13×0.06

－0.0011)802.5/2.92]1/2下载本文