苯—甲苯混合液筛板精馏塔设计毕业论文.doc

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1、苯甲苯混合液筛板精馏塔设计摘要：本文进行了苯甲苯混合液分离筛板精馏塔的设计。根据精馏原理可知，精馏塔实现精馏操作必须同时拥有塔底再沸器和塔顶冷凝器，有时还有配原料液、预热器、回流液泵等附属设备。本设计任务为：常压下，处理量为150Kmol/h的苯-甲苯混合液的分离，进料组成为0.51，馏出液组成为0.9，釜液组成为0.02，塔顶全凝器为泡点回流，回流比为1.5Rmin，加料状态为q=1，单板压降为0.7Kpa。根据设计任务和工艺要求，综合工艺操作方便、经济及安全等多方面因素考虑，确定出分离过程采用筛板式连续精馏操作。其次根据计算出的苯甲苯的物性数据，对苯甲苯筛板精馏塔的工艺尺寸进行了设计计算，

2、主要包括：物料衡算、热量衡算、塔板数的确定、塔体工艺尺寸的计算、塔板工艺尺寸的计算、塔板流体力学的验算。其中按照逐板计算求得理论板数为14，根据经验式算得全塔效率为53.4%。塔顶使用全凝器，部分回流。精馏段实际板数为14，提馏段实际板数为14。全塔塔径为1.8m，有效塔高为11.2m。通过板压降、漏液、液泛、液沫夹带的流体力学验算，均在安全操作范围内，并作出塔板负荷性能图，再根据塔板负荷性能图对设计出的筛板塔进行了分析，确定了操作点在操作范围内。最后对设计的过程作了评述。关键词：苯-甲苯；精馏塔；筛板塔；分离Design of Continuous Distillation Sieve Pl

3、ates For Benzene And TolueneAbstract: Benzene - toluene mixture separation sieve tray distillation column design. According to the principles of rectification to be seen, the operation of distillation must also have a bottom reboiler and overhead condenser, and sometimes with the raw material liquid

4、, preheater, recirculation pumps and other ancillary equipment. The design task: under atmospheric pressure, the processing amount 130Kmol /h benzene - toluene mixed liquid separation, feed composition was 0.51, the distillate composition was 0.99 kettle liquid composition is 0.02, the overhead cond

5、ensate bubble point reflux, the reflux ratio (1.1 - 2.0) Rmin feeding status is q = 0.97, the snowboard pressure drop 0.6KPa. According to the design task and process requirements, the process is easy to operate, economic and security factors to consider to determine the separation process using a t

6、he sieve continuous distillation operation. Second, according to the physical data of the calculated benzene - toluene, benzene - toluene sieve distillation column process dimensions the design calculations, including: material balance, heat balance, the determination of the number of trays, tower b

7、ody process dimensions calculations, the calculation of the plate process size, hydrodynamic checking. Which calculable number of theoretical plates of 14-by-board, full-tower efficiency of 53.4% is calculated on the basis of the empirical formula. The top of the tower using full condenser, partial

8、reflux. The actual number of plates of the rectifying section 14, the stripping section, the actual plate 14. Full Tata diameter of 1.8m, the the effective high tower 11.2m. Board drop, leakage, liquid pan-hydrodynamic entrainment checking are within the safe operating range, and made trays performa

9、nce diagram, and then according to the the tray load performance figure sieve column design analysis to determine the operating point in the operating range. Finally, the design process made introduced briefly reviewed.Keywords: Benzene toluene；rectification column；sieve tower；separate目 录1 前言 12 精馏塔

10、设计计算32.1 物料衡算32.1.1 原料液及塔顶、塔底产品的平均摩尔质量32.1.2 物料衡算32.2 热量衡算33.2.1 塔顶热量33.2.2 塔底热量4 2.3 塔板数的确定52.3.1 操作回流比的求取52.3.2 求精馏塔气液相负荷72.3.3 操作线方程的确定72.3.4 精馏塔理论塔板数及理论加料位置72.3.5 全塔效率的计算83 精馏塔的工艺条件及有关物性数据的计算10 3.1 操作压强 P 的计算 10 3.2操作温度10 3.3物性数据计算103.3.1 平均摩尔质量的计算103.3.2 平均密度的计算113.3.3 液体平均表面张力的计算123.4 精馏塔体和塔板主

11、要工艺尺寸计算133.4.1 塔径计算133.4.2 精馏塔有效高度的计算143.4.3 溢流装置计算153.4.4 塔板布置153.5 筛板的流体力学的验算163.5.1 塔板压降163.5.2 液沫夹带量的验算173.5.3 漏液的验算173.5.4 液泛验算183.6 塔板负荷性能图183.6.1 漏液线183.6.2液沫夹带线193.6.3 液相负荷下限线203.6.4 液相负荷上限线203.6.5 液泛线203.7 板式塔的结构223.7.1 塔体的结构223.7.2 塔板结构224 计算结果汇总23参考文献25附录271 前言 苯和甲苯是化工生产中的重要的原材料。 苯是化工和医药工

12、业的重要基本原料。我国纯苯消费结构如下：27.25用于合成苯乙烯，聚酰胺树脂(环己烷)约占12.6 5，苯酚约占11.3 7，氯化苯约占l0.98，硝基苯约占9.8，烷基苯约占7.8 4，农用化学品约占5.56，顺酐约占4.7l，其它医药、轻工及橡胶制品业等约占9.84。 甲苯是有机化工合成的优良溶剂，还可用作生产苯和许多其他化工产品的原料。如油漆、清漆、亮漆、粘合剂及油墨制造业及天那水配方用之稀释剂，树脂溶剂，化学及制造业用之溶剂，尤以萃取及脱脂两工序最为适合。另也为化学合成用之原料，还可用作汽油的掺合组分以提高辛烷值，也是涂料、油墨和硝酸纤维素的溶剂。由甲苯生产的一系列中间体，称甲苯系中间

13、体。化工方面主要用以生产苯及二甲苯，其下游主要产品是硝基甲苯、苯甲酸、氯化苄、间甲酚、甲苯二异氰酸酯等，还可生产很多农药和医药中间体。另外，甲苯具有优异的有机物溶解性能，是一种有广泛用途的有机溶剂。甲苯容易发生氯化，生成苯氯甲烷或苯三氯甲烷，是工业上很好的溶剂；它还容易硝化，生成对硝基甲苯或邻硝基甲苯，是染料的原料；甲苯还容易磺化，生成邻甲苯磺酸或对甲苯磺酸，做染料或制糖精的原料。甲苯的蒸汽与空气混合形成爆炸性物质，因此它可以制TNT炸药。 我国苯和甲苯主要来自催化重整油、裂解汽油和焦化轻油。随着石油化工的发展，石油苯和甲苯已成为主要产品，而且苯和甲苯的重要来源是现代化的芳烃联合装置。在芳烃抽

14、提技术方面，中国石化石油化工科学研究院成功开发了具有自主知识产权的芳烃抽提蒸馏技术（SED），并已分别应用于中国石油大连分公司15万t/a工业装置和上海赛科公司55万t/a工业装置。SED技术采用环丁砜和助溶剂COS，显著增强了芳烃的溶解能力，提高了苯的收率。赛科装置的标定结果表明，在苯和甲苯的纯度不低于99.96和99.91的情况下，回收率分别大于99.3和98.7，达到了世界先进水平。在加氢脱烷基技术方面，中国石化燕山分公司和宝钢集团分别引进的10万t/aPyrotol工艺装置和5万t/aLitol工艺装置均投入运行，并且技术又得到进一步的改进。 精馏是分离液体混合物最常用的一种单元操作，

15、在化工、炼油、石油化工等工业中得到广泛应用。精馏过程在能量剂的驱动下，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。图1-1 精馏工艺流程图 精馏操作的特点有： 1）沸点升高 。精馏的溶液中含有沸点不同的溶剂，在相同的压力下溶液的蒸汽压较同温度下纯溶剂的汽化压低，使溶液的沸点高于纯溶液的沸点，这种现象称为沸点的升高。在加热汽化温度一定的情况下，汽化溶液时的传热温差必定小于加热纯溶剂的纯温差，而且溶液的浓度越高，这种影响也越显著。 2）物料的工艺特性。 精馏溶液本身具有某些特性，如某些物料

16、在加入到溶液中时可与溶液中的某一组分或几组分形成恒沸液等。如何利用物料的特性和工艺要求，选择适宜的精流流程和设备是精馏操作彼此需要知道和必须考虑的问题。 3）节约能源。精馏汽化的溶剂量较大，需要消耗较大的加热蒸汽。如何充分利用热量提高加热蒸汽的利用率是精馏操作需要考虑的另一个问题。 精馏操作对塔设备的主要要求： 1）生产能力大，即单位塔截面大的气液相流率，不会产生液泛等不正常流动； 2）效率高，气液两相在塔内保持充分的密切接触，具有较高的塔板效率或传质效率； 3）流体阻力小，流体通过塔设备时阻力降小，可以节省动力费用，在减压操作时易于达到所要求的真空度；4）有一定的操作弹性，当气液相流率有一定

17、波动时，两相均能维持正常的流动，而不会使效率发生较大的变化；5）结构简单，造价低，安装检修方便；6）能满足某些工艺的特性：腐蚀性，热敏性，起泡性等。 精馏过程常用的塔设备是错流板式塔，有泡罩塔板、筛孔塔板和浮阀塔板。在本设计中，我们选用筛板塔。其主要优点是：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：稳固操作范围窄，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，故近年来得到广泛应用。2 精馏塔工艺设计计算2.1 物料衡算2.1.1 塔的物料衡算 苯的摩尔质量 M

18、A=78.11kg/kmol 甲苯的摩尔质量 MB=92.13kg/kmol 则原料液及塔顶、塔底产品的平均摩尔质量：2.1.2 物料衡算 总物料衡算： 即 （1） 易挥发组分物料衡算： 即 (2） 由(1)和(2)解得 2.2 热量衡算 根据化学工程手册1109页Antoine方程常数（有机物值）得表2-1 苯-甲苯的蒸发潜热与临界温度物质沸点蒸发潜热KJ/Kg临界温度TC/K苯80.1394288.5甲苯110.63363318.572.2.1 塔顶热量 其中 时 苯： 蒸发潜热： 甲苯: 蒸发潜热： 2.2.2 塔底热量 其中 苯： 蒸发潜热： 甲苯: 蒸发潜热： 2.3 板数的确定2.

19、3.1 操作回流比的求取 （1） 相对挥发度的计算根据化学工程手册1109页Antoine方程常数（有机物值）得表2-2 苯-甲苯物性参数化合物ABC温度范围苯6.079541344.8219.4826137甲苯6.030551211.033220.790-16104由表可知t的共用区间为6t104又因为甲苯的正常沸点为110.6，苯的沸点为80.1。所以80.1t104.0。 因此取10个温度点： 81、82、85、87、89、90、92、93、95、100。 由于纯组分的饱和蒸气压与温度的关系通常可表示成如下的经验式2 当t=81时，将A、B、C分别代得： 苯： 甲苯： 由此得1） =10

20、4.1598 =40.18502） =107.3915 =41.5824 2） =117.5466 =46.01083） =124.7240 =49.1700 4） =132.2361 =52.4965 6） =136.1225 =54.2251 7） =144.1584 =57.8256 8） =148.3 =59.69539） =156.8989 =63.5770 10） =180.0495 =74.1720因为苯-甲苯属于理想物系 =/ 则 =104.1598/46.0108=2.0625同理 =2.5826 =2.5548 =2.5366 =2.5190 =2.5103 =2.4930

21、 =2.4845 =2.4679 =2.4275则 （2）求最小回流比及操作回流比 当q=1， 时, 精馏段操作线斜率为 故最小回流比为： 取操作回流比为： 2.3.2 求精馏塔气液相负荷 精馏段： 提馏段： 2.3.3 操作线方程的确定 精馏段操作线方程： 提馏段操作线方程： 2.3.4 精馏塔理论塔板数及理论加料位置 采用相平衡方程与操作线方程式利用逐板计算法3 由 知 联立精提馏段操作线方程 得 第一块塔板上升气相组成为 从第一块塔板下降的液体组成 由第二块塔板上升气相组成为 同理 因 所以第5块塔板上升气相组成由提馏段操作线方程计算 则 同理 所以需总理论板数: 12 块(包括再沸器)

22、 进料位置：第4块 精馏段板数：9块2.3.5 全塔效率的计算 （1）查苯-甲苯的气液平衡数据4， 得 得 =91.04 得 得 精馏段平均温度 提馏段平均温度 液相平均黏度的计算 当时， 当=91.04时 ， 当时， 根据液相平均黏度公式5 塔顶液相平均黏度计算 当时 进料板液相平均黏度的计算 当=91.04时 塔底液相平均黏度的计算 当时 则液相平均黏度为 （2）全塔效率的计算 精馏段实际板数 提馏段实际板数 （包括塔釜） 3 精馏塔的工艺条件及有关物性数据的计算3.1 操作压强P的计算取每层塔板压降6为 则塔顶压强 进料板压强 塔底压强 精馏段平均压强 提馏段平均压强 3.2 操作温度

23、塔顶温度： =80.4 进料温度： =91.04 塔底温度： 精馏段平均温度： 提馏段平均温度： 3.3 物性数据计算3.3.1 平均摩尔质量计算 （1）塔顶： （2）进料板: （3）塔底: （4）精馏段平均摩尔质量：气相： 液相： （5）提馏段平均分子量： 气相： 液相： 3.3.2 平均密度的计算 （1）气相平均密度7的计算 精馏段平均密度: 提馏段平均密度: （2）液相平均密度7的计算 由式 求相应的液相密度。 塔顶平均密度的计算： 当=80.4时,由內差法8得 进料板： =91.04时得 塔底： 时得 （3）精馏段平均液相密度: 提馏段平均液相密度: 3.3.3 液体平均表面张力计算

24、依式9计算 当时 当 当时 （1） 对于塔顶： （2） 对于进料板： （3） 对于塔底： （4）精馏段平均表面张力： 提馏段平均表面张力： 3.4 精馏塔体和塔板主要工艺尺寸计算3.4.1 塔径的计算（1）精馏段的气液体积流率为 （由式 ） 由史密斯关联图10查取，图的横坐标为 取板间距11 板上液层高度 查得史密斯关联图到 取安全系数12为0.7，则空塔速度为塔径 按标准塔径13圆整为 （2）提馏段气液相体积流率计算 取板间距 板上液层高度 查史密斯关联图得到 取安全系数为0.7，则空塔速度为 塔径 按标准塔径圆整为 根据上述精馏段和提留段塔径的计算，可知全塔塔径为 截面积 实际空塔气速 3

25、.4.2 精馏塔有效高度的计算 精馏段有效高度为 提馏段有效高度为 在进料板上方开一孔14，取其高度为0.8m故精馏塔的有效高度为 3.4.3 溢流装置计算 因，可采用单溢流弓型降液管15，凹形受液盘，不设进口堰，计算如下：（1）溢流堰长 （2）溢流堰高度 选平直堰，堰上液高度为，近似取E=1， 取板上清液层高度 故 （3）弓形降液管的宽度与降液管的面积 由 查弓型降液管图得 Wd/D=0.148，Af/AT=0.085 故 计算液体在降液管中停留时间 故降液管设计合理。 （4）降液管16底隙高度取液体通过降液管底隙的流速 依下式计算降液管底隙高度h0 故降液管底隙高度设计合理。 选用凹形受液

26、盘，深度。3.4.4塔板布置（1）塔板的分块因，故塔板采用分块式17，塔板分为5块。（2） 边缘区宽度确定: 取（3）开孔区面积计算 其中： 故 （4）筛孔数 n 与开孔率 本设计所处理的物系无腐蚀性，可选用碳钢板18，取筛孔直径筛孔按正三角形排列，取孔中心距为 取筛孔的孔径 塔板上筛孔数目为 个 塔板开孔区的开孔率 开孔率在5-15%范围内，符合要求。 气体通过筛孔的气速 3.5 筛板的流体力学验算3.5.1 塔板压降（1）干板阻力计算： 干板阻力，由查文献19得 液柱（2）气流穿过板上液层的阻力计算 查得 故 液柱（3）液体表面张力的阻力计算 液体表面张力所产生的阻力 液柱气体通过每层塔板

27、的液柱高度 气体通过每层塔板的压降为 （设计允许值）（4）液面落差 对于筛板塔液面落差很小，但本例的塔径和液流量均不大，故可忽略。3.5.2 液沫夹带量的验算 塔板上鼓泡层的高度 kg液/kg气0.1 kg液/kg气 所以，在本设计中在允许范围内，精馏段在设计负荷下不会发生过量液沫夹带。3.5.3 漏液的验算 对筛板塔，漏液点气速为 实际孔速 筛板的稳定性系数 该值大于1.5，符合设计要求。故本设计中精馏段在设计负荷下无明显漏液。3.5.4 液泛验算 为防止降液管液泛的发生，应使降液管中清液层高度 苯-甲苯属一般物系20，取，则 而 板上不设进口堰，则 液柱 0.198m 故在本设计中不会发生

28、液泛现象。3.6 塔板负荷性能图3.6.1 漏液线 由 得 则 在操作范围内，任取几个Ls值，依上式计算出Vs的值，计算结果见下表 表3-1 气液体积流率0.00060.00150.00300.00451.01701.04051.07001.1010 由上表数据可做出漏液线1。3.6.2 液沫夹带线 取雾沫夹带极限值,依式 式中 即 故 则 在操作范围内，任取几个Ls值，依上式计算出Vs的值，计算结果见表： 表3-2 气液体积流率0.00060.00150.00300.00454.13434.00593.84103.7026 由上表数据即可做出液沫夹带线2。3.6.3 液相负荷下限线 对于平直

29、堰，取堰上层高度作为最小液体负荷标准。 取 得 据此可作出与气体流量无关的垂直液相负荷下限线33.6.4 液相负荷上限线 取作为液体在降液管中的停留时间的下限 则 据此可作出与气体流量无关的垂直线，液相负荷上限线4。3.6.5 液泛线 令 由 故 即 在操作范围内，任取几个Ls值，依上式计算出Vs的值，计算结果见下表表3-3 气液体积流率0.00060.00150.0030.00453.93773.85453.73443.6165由上表数据即可作出液泛线5。 根据以上方程可作出筛板塔的负荷性能图 图3-1 筛板精馏塔精馏段负荷性能图 1) 在负荷性能图上，作出操作点，与原点连接，即为操作线。2

30、) 从塔板负荷性能图中可看出，按生产任务规定的气相和液相流量所得到的操作点 P在适宜操作区的适中位置，说明塔板设计合理。3) 因为液泛线在液沫夹带线的上方，所以塔板的气相负荷上限由液沫夹带控制，操作下限由漏液线控制。4) 按固定的液气比，从负荷性能图中可查得气相负荷上限Vsmax=3.35 m3/s,气相负荷下限Vsmin=1.10 m3/s，所以可得操作弹性为 塔板的这一操作弹性在合理的范围(35)之内，由此也可表明塔板设计是合理的。3.7 板式塔的结构3.7.1 塔体结构板式塔内部装有塔板、降液管、各物流的进出口及人孔（手孔）、基坐、除沫器等附属装置。除一般塔板按设计间距安装外，其它处根据

31、需要决定其间距。1）塔顶空间塔顶空间指塔内最上层塔板与塔顶的间距。为利于出塔气体夹带的液滴沉降，此段远高于板间距5，取1.0m。2）塔底空间塔底储液空间依储液量停留35min或更长时间而定。塔底液面至下层塔板之间要有1.5m的间距。3）人孔对于的板式塔，为安装、检修的要求，每隔8层塔板设一人孔，本塔共开3个人孔。提馏段开2个人孔，精馏段开1个。人孔处板间距为800mm，直径为500mm，其伸出塔体的筒长为200mm。4）塔高 H =11.2+1.0+1.5=14.7m3.7.2 塔板结构塔径为1.8m，超过800mm，故采用整块式；由于钢度、安装、检修21等要求，多将塔板分成数块送入塔内。为了

32、检修方便，取一块板作为通道板，通道板的宽度取400mm。4 计算结果汇总表4-1 苯-甲苯混合液筛板精馏塔设计结果汇总符号单位计算数据精馏段提馏段各段平均温度85.72100.31各段平均压强105.5113.9平均流量气相1.83561.7393液相0.00480.0092实际塔板数N块1414板间距0.400.40塔的有效高度Z11.2-塔径D1.81.8空塔气速u0.72170.6838塔板液流型式单溢流单溢流溢流装置溢流管型式弓形弓形堰长1.224-堰高0.04340.0344溢流堰宽度0.2664-管底与受液盘距离0.02450.0297板上清液层高度0.06-孔径0.005-孔间距

33、t0.015-孔数n9183-开孔面积1.7888-筛孔气速m/s10.169.63塔板压降5564.80558.43堰上液层高度0.01660.0344雾沫夹带kg/kg0.1-负荷上限液沫夹带控制-负荷下限漏液控制-气相最大负荷3.35-气相最小负荷1.10-操作弹性3.05-1）回流比的选择回流是保证精馏塔连续稳定操作的必要条件之一，且回流比是影响精馏操作费用和投资费用的重要因素。总费用中最低所对应的回流比即为适宜回流比。在精馏设计中，一般并不进行详细的经济衡算，而是根据经验选取。通常，操作回流比可取最小回流比的1.12倍。我计算的回流比为1.28，我取的回流比R=2Rmin=2.56。2）塔径和塔高影响塔板效率的因素有很多，概括起来有物性性质塔板结构及操作条件三个方面。物性性质主要是指黏度密度表面张力扩散系数及相对挥发度等。塔板的结构主要包括塔板类型板间距堰高及开孔率等。操作条件是指温度压强气体上升速度及气