苯甲苯精馏塔设计课程设计.doc

西北师范大学化工原理课程设计学院: 化学化工学院 专业: 化学工程与工艺 年级:2011 题目: 苯甲苯精馏塔设计 学生姓名: 卢东升学号: 201173020228 2014年1月3日 前 言课程设计是化工原理课程的一个重要的实践教学内容，是在学习过基础课程和化工原理理论与实践后，进一步学习化工设计的基础知识、培养化工设计能力的重要环节。通过该设计可初步掌握化工单元操作设计的基本程序和方法、得到化工设计能力的基本锻炼，更能从实践中培养工程意识、健全合理的知识结构。此次化工原理设计是精馏塔的设计。精馏塔是化工生产中十分重要的设备，它是利用两组分挥发度的差异实现连续的高纯度分离。在精馏塔中，料液自塔的中部某适当位置连续的加入塔内，塔顶设有冷凝器将塔顶蒸汽冷凝为液体。冷凝液的一部分（称回流液）回入塔顶，其余作为塔顶产品（称馏出液）连续排出。塔釜产生的蒸汽沿塔板上升，来自塔顶冷凝器的回流液从塔顶逐渐下降，气液两相在塔内实现多次接触，进行传质传热过程，使混合物达到一定程度的分离。精馏塔的分离程度不仅与精馏塔的塔板数及其设备的结构形式有关，还与物料的性质、操作条件、气液流动情况等有关。该过程是同时进行传热、传质的过程。为实现精馏过程，必须为该过程提供物流的贮存、输送、传热、分离、控制等的设备、仪表。由这些设备、仪表等构成精馏过程的生产系统，即本次所设计的精馏装置。课程设计是让同学们理论联系实践的重要教学环节，是对我们进行的一次综合性设计训练。通过课程设计能使我们进一步巩固和加强所学的专业理论知识，还能培养我们独立分析和解决实际问题的能力。更能培养我们的创新意识、严谨认真的学习态度。当代大学生应具有较高的综合能力，特别是作为一名工科学生，还应当具备解决实际生产问题的能力。课程设计是一次让我们接触实际生产的良好机会，我们应充分利用这样的时机认真去对待每一项任务，为毕业论文等奠定基础。更为将来打下一个稳固的基础。虽然为此付出了很多，但在平常的化工原理课程学习中总是只针对局部进行计算，而对参数之间的相互关联缺乏认识，所以难免有不妥之处，望垂阅者提出意见，在此表示深切的谢意。 作 者 2013年12月目 录前言.2第1章 绪论.4 1.1 设计条件.4 1.2 设计内容及要求.4 1.3 苯和甲苯简介.5 1.4 精馏流程设计方案的确定.5第2章 工艺设计计算.7 2.1 物料衡算.7 2.2 理论塔板数.7 2.3 实际塔板数.9 2.4 塔板的选择.11 2.5 平均密度计算.14 2.6 液体平均表面张力计算.16 2.7 塔径的计算与板间距的确定.17 2.8 堰及降液管的设计.20 2.9 板式精馏塔的结构设计.25 2.10 流体力学的计算.27 2.11塔板负荷性能图.32 2.12塔的辅助设备及附件的计算与选型.40 2.13 热量衡算及设备选型.43 2.14 筛板塔主要设计参数工艺参数汇总.46第3章 结论.49 3.1 设计感想.49 3.2 参考资料.49 第一章 绪论1.1设计条件:处理量项目 90028吨/年进料组成（质量分数）%C6H6C7H8总计备注2575100分离要求 塔顶C6H6含量=97% 塔底C6H6含量2.4塔板间距 200300300500350400450600600800800可知用假设的塔板间距符合计算得到的塔径所对应的塔板间距的取值范围，即假设成立。则精馏段的塔径为。（2）提馏段最大汽速由 ,式中C由计算，其中的由史密斯关联图查取，图的横坐标为 取板间距，板上液层高度，则查斯密斯关联图得设计汽速取安全系数为0.7，则空塔气速为 塔径 按标准塔径圆整后为。圆整后=，故塔径为1.6m。查塔径与合理的塔板间距的关系,可知用假设的塔板间距符合计算得到的塔径所对应的塔板间距的取值范围，即假设成立。2.7.4塔截面积： 2.8堰及降液管的设计:2.8.1溢流装置设计:（1）降液管类型与溢流方式降液管的类型降液管是塔板间液体流动的通道也是溢流液中夹带的气体得以分离的场所。降液管有圆形与弓形两类。弓形降液管的堰于壁之间的全部界面区域均为降液空间，塔板面积利用率最高。因此，本设计使用弓形降液管。溢流方式液体在塔板上的流动形式分为单溢流，双溢流和多溢流。当塔径小于2m时，通常采用单溢流，塔径在24m时采用双溢流，塔径大于4m时，一般应考虑采用多溢流。单溢流方式中液体自受液盘横向流过塔径至溢流堰。液体流径较长，踏板效率较高，塔板结构简单，加工方便。在直径小于2.2m的塔中被广泛使用。因此，本设计也是用单溢流的方式。（2） 精馏段溢流装置的设计计算 各量间的相对关系示意图堰长 对于单溢流，溢流长度通常为（0.60.8）D，对于双溢流（或多溢流）两侧的降液管，堰长取塔径D的0.50.7倍。中间降液管的堰长通常为0.9D左右，塔板上的总堰长为该板上各堰的长度之和。取 溢流堰高度 堰高与板上清液层高度及堰上液层高度的关系为 选用平直堰，堰上液层高度用弗兰西斯公式计算，即 图2-8-1 液流收缩系数计算图查图2-8-1得：对于平直堰板上液层高度一般在50100mm，由以上假定这里取，故 。在工业塔中堰高一般为0.030.05m，即假设的板上液层高度符合要求.弓形降液管宽度和截面积由于，查图2-8-2得：，故 降液管的截面积应保证液体在降液管内有足够的停留时间，使溢流液体中夹带的气泡能来的及分离，为此液体在降液管内的停留时间不应小于35s，对于高压下操作的塔极易起泡沫的系统，停留时间应更长些。 因此，在求得降液管截面积Af后，应按下式验算降液管内液体的停留时间 依式验算液体在降液管中停留时间，即5s故降液管设计合理。 图2-8-2弓形降液管的参数降液管底隙高度降液管底隙高度h0即为降液管底缘与塔板的距离。确定降液管底隙高度h0的原则是：保证液体流经此处时的局部阻力不太大，以防止沉淀物在此堆积而堵塞降液管，同时又要有良好的液封，防止气体通过降液管造成短路。降液管底隙高度一般不宜小于2025mm，否则易于堵塞，或因安装偏差而使液流不畅，造成液泛。由公式 1 计算。 式中为液体通过降液管底隙时的流速，根据经验，一般取=0.070.25m/s。 为简便起见，有时用下式确定h0，即 h0=hw-0.006 2 此式表明，使降液管底隙高度比堰流液高度低6mm，以保证降液管底部的液封； 以下计算用1式计算，2式验算；设计中取，则 0.006m故降液管底隙高度设计合理。受液盘凹形受液盘可在深度低液量时形成良好的液封，又有改变流体流向的缓冲作用，并便于液体从侧线抽出。对于塔径600mm以上的塔，多采用凹形受液盘。本设计中的塔径为1.60m，且流体中无悬浮固体，故可采用凹形受液盘，深度。（3） 提馏段溢流装置的设计计算堰长取 溢流堰高度堰高与板上清液层高度及堰上液层高度的关系为 选用平直堰，堰上液层高度用弗兰西斯公式计算，即查图2-8-1得：对于平直堰板上液层高度一般在50100mm，这里取,，故 弓形降液管宽度和截面积由 ,查图2-8-2得：,故 依式子验算液体在降液管中停留时间，即5s故降液管设计合理。降液管底隙高度 降液管底隙高度应低于出口堰高度，才能保证降液管底端有良好的液封，由公式 取,则 0.006m故降液管底隙高度设计合理。受液盘同精馏段采用凹形受液盘，深度。2.9 板式精馏塔的结构设计由于筛板塔的结构简单易于加工、气体压降小、塔板效率高，且本设计中处理的物料粘性不大且清洁性较好，从生产需要和经济合理的角度出发故使用筛板塔。2.9.1塔板布置塔板的分块 塔板有整块式与分块式两种，直径在800mm以内的小塔采用整块式塔板，直径在900mm以上的大塔，通常都采用分块式塔板，以便通过人孔装拆塔板。因D=1600mm，故塔板采用整分块式。安定区开孔区与溢流区之间的不开孔区称安定区，也称破沫区。此区域内不装浮阀，在液体进入降液管之前，设置这段不鼓泡的安全地带，以免液体大量夹带泡沫进入降液管。其宽度为Ws。可按下述范围选取，即： 当D1.5m时，Ws=80110mm; 直径小于1m的塔，Ws可适当减小。这里取。无效区在靠近塔壁的一圈边缘区域供支撑塔板的边梁之用，也称边缘区。小塔一般为3050mm，大塔可达5075mm。这里取。开孔区面积计算开孔区是布置筛孔的有效传质区，也称鼓泡区，其面积按式计算，其中故 2.9.2筛孔计算及其排列筛孔直径 筛孔直径的大小对塔板压降及塔板效率无显著影响；但随着孔径的增大，操作弹性减小（在开孔率，空塔气速及液流强度一定的情况下，若孔径增大，则漏液量和液沫夹带量都随之增大，因此，孔径增大，操作下限上升，操作上限下降，导致操作弹性减少）。此外，孔径大，不易堵塞，且孔径大，制造费用低。 工业生产中一般用310mm的孔径。推荐用45mm的孔径。 本设计中物系的表面张力为正，可采用为45mm的小孔径塔板。这里取筛孔直径。筛板厚度 通常使用的碳钢塔板的板厚为34mm。而筛孔加工一般使用冲压法，在这里考虑加工的可能性应使小于孔径。这里取。孔中心距相邻两筛孔中间的距离称为孔中心距，设计推荐值为。这里取，即。筛孔的排列与筛孔数筛孔按正三角形排列，筛孔的数目n可按下式计算开孔率开孔率为 2.10 流体力学的计算：2.10.1精馏段筛板的流体力学验算（1）阀孔气速气体通过阀孔的气速为精馏段 提馏段：（2）塔板压降平板阻力计算在筛板的开孔率时，干板阻力可由式计算。且时，流量系数可由下图直接查出。由，得。故 图2-10-1干筛孔的流量系数气体通过液层的阻力计算气体通过液层的阻力常由下式估算其中为充气系数，可由下图查得。 图2-10-2充气系数关联图其中为气相动能因子，定义式为其中则查图2-10-2得。故 液体表面张力的阻力计算液体表面张力的阻力由式计算。其中则塔板压降 气体通过每层塔板的液柱高度由式计算，即气体通过每层塔板的压降为7kPa（设计允许值）（3）液面落差对于本设计中的筛板塔，由于远小于1600mm，故液面落差很小，且塔径和液流量均不大，可忽略液面落差的影响。（4） 液沫夹带液沫夹带量由式计算。由于故 故在本设计中液沫夹带量在允许范围内。（5）漏液对筛板塔，漏液点气速可由式计算，即实际孔速，则稳定系数为1.5故在本设计中无明显漏液。（6）液泛为防止塔内发生液泛，降液管内液层高应服从公式的关系，取，则且，板上不设进口堰，可由式计算，即由于，故在本设计中不发生液泛现象。2.10.2提馏段筛板的流体力学验算（1）塔板压降平板阻力计算干板阻力由式计算，由，查图2-10-1得：，故气体通过液层的阻力计算气体通过液层的阻力由式计算查图2-10-2得，故 液体表面张力的阻力计算液体表面张力的阻力由式计算，即气体通过每层塔板的液柱高度由式计算，即气体通过每层塔板的压降为7kPa（设计允许值）液面落差对于本设计中的筛板塔，由于远小于1600mm，故液面落差很小，且塔径和液流量均不大，可忽略液面落差的影响。液沫夹带液沫夹带量由式计算，根据设计经验故 故在本设计中液沫夹带量在允许范围内。漏液对筛板塔，漏液点气速可由式计算，即实际孔速稳定系数为1.5故在本设计中无明显漏液。液泛为防止塔内发生液泛，降液管内液层高应服从公式的关系取，则且，板上不设进口堰，可由式计算，即由于，故在本设计中不发生液泛现象。根据以上塔板的各项液体力学验算，可认为精馏段塔径及各项工艺尺寸是适合的。2.11塔板负荷性能图 2.11.1精馏段塔板负荷性计算（1）漏液线 由 得 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。0.00060.00150.00300.00450.73070.73160.80660.8291由上表数据即可作出漏液线1。 （2）液沫夹带线 以为限，求关系如下：由 故 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。0.00060.00150.00300.00453.2673.1553.012.888由上表数据即可作出液沫夹带线2。 （3）液相负荷下限线 对于平直堰，取堰上液层高度作为最小液体负荷标准。由公式得取,则 整理得 ,据此可作出与气体流量无关的垂直液相负荷下限线3。（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，由 得 据此可作出与气体流量元关的垂直液相负荷上限线4。 （5）液泛线令 由 联立得 忽略，将与，与，与的关系式代人上式，并整理得 式中 将有关的数据代入，得 故 或 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。 0.00060.00150.00300.00453.0863.0142.9052.7916由上表数据即可作出液泛线5。根据以上各线方程，可作出精馏段筛Vs板塔的负荷性能图，如图所示。 精馏段筛板负荷性能图2.11.2提馏段塔板负荷性计算：（1）漏液线 由 得 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。 0.00060.00150.00300.00450.76470.78660.81400.8363 由上表数据即可作出漏液线1。 （2）液沫夹带线 以为限，求关系如下：由 故 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。0.00060.00150.00300.00452.96162.83572.67362.5374由上表数据即可作出液沫夹带线2。 （3）液相负荷下限线 对于平直堰，取堰上液层高度作为最小液体负荷标准。由公式得取,则 整理得 ,据此可作出与气体流量无关的垂直液相负荷下限线3。（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，由 得 据此可作出与气体流量元关的垂直液相负荷上限线4。 （5）液泛线令 由 联立得 忽略，将与，与，与的关系式代人上式，并整理得 式中 将有关的数据代入，得 故 或 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。 0.00060.00150.00300.00459.4309.078.628.23由上表数据即可作出液泛线5。 根据以上各线方程，可作出提馏段筛板塔的负荷性能图，如图所示。 提馏段筛板负荷性能图2.12塔的辅助设备及附件的计算与选型 2.12.1各管路管径： (1) 进料管计算为维检修方便进料管应采用带外套管的可拆结构。料液质量流速 体积流速 取管内流速为所以，进料管管径为由上述数据，查标准化参数可得，原料进口管管径选取为（DN=65mm）的无缝钢管。法兰选取公称压力为，公称直径为的带颈平焊钢制管法兰。（2）塔顶回流管管径计算同上，取管内流速为回流液质量流速 体积流速所以，回流管管径由上，塔顶回流管选的无缝钢管。法兰选取公称压力为，公称直径为的带颈平焊钢制管法兰。 （3）塔顶蒸气出口管径计算蒸气出口管的允许气速应不产生过大的压降，其值可下表表2.12 蒸气出口管中允许气速参照表操作压力（绝压）常压14006000Pa6000Pa蒸汽速度，122030505070因，故取出口气速故 由上，塔顶蒸气出口管选的无缝钢管。法兰选取公称压力为，公称直径为的带颈平焊钢制管法兰。（4）塔釜出料管径计算取，则出料液质量流速体积流速所以，塔釜出料管管径由上，塔釜出料管选的无缝钢管。法兰选取公称压力为，公称直径为的带颈平焊钢制管法兰。2.12.2塔顶空间塔顶空间指塔内最上层塔板与塔顶的间距，取。2.12.3塔底空间塔底空间指塔内最下层踏板与塔底的间距，其值由如下因素确定：（1）塔底液面到最下层塔板间要有12m的间距，本设计为1.5m。（2）塔底贮液空间依贮存液停留时间而定，停留时间一般为35min。本设计取塔底贮液停留时间为4s；则贮液高度Z为 ： 则 2.12.4裙座取。 2.12.5 确定塔高：为便于安装，检修，直径800mm以上的塔都应设人孔。人孔处的塔板间距不应小于600mm。根据以上叙述，计算塔高： H=0.6+39*0.4+0.6+1.15+3=20.95m2.13热量衡算及设备选型题目给的条件：进料热状态泡点进料。冷凝器的热量衡算：在露点温度下（CAD作图求知）冷凝为液体，温度为80.5，冷却介质为冷却水，设计进口温度20，选定出口温度为40。表2.14 冷凝器物料衡算表进料V出料DL组分kmol/hkg/hwt%kmol/hkg/hwt%kmol/hkg/hwt%苯198154449939.63088.8991.0279.561甲苯218410.436.81101.989382.1699总量20015628100403125.61001029461.72100 = 15628 kg/h2.13.1各组分热力学参数见下表查化学化工物性数据手册得：表2.14.1 各组分的汽化潜热（kJ/kg）组分80100120苯394.1379.3363.2甲苯379.4367.1354.2由内差法得：r苯=393.73 kJ/kg ， r甲苯=379.09 kJ/kg2.13.2计算放热量Q放=15444393.73+184379.09=6150518.68kJ/h2.13.3 冷却介质量冷凝水的平均温度：Tm=30查化工原理附录六（水的物理性质）：30时，Cp=4.17kJ/(kg*)取Q吸=3%Q，则Q吸=97%Q放=0.976150518.68= 5966003.12kJ/h由Q吸=Cp水