苯—甲苯混合液精馏分离筛板精馏塔课程设计

苯甲苯混合液精馏分离筛板精馏塔课程设计目录一、二、三、四、五、六、七、1设计方案的简介错误未定义书签。工艺流程草图及说明错误未定义书签。工艺计算错误未定义书签。辅助设备的计算及选型错误未定义书签。设计结果概要23参考文献错误未定义书签。主要符号说明错误未定义书签。八、附图苯甲苯混合液精馏分离筛板精馏塔课程设计任务书一设计参数年处理量45000T；料液初温35；料液组成45质量分数；塔顶产品组成98质量分数；塔底釜液组成2质量分数；年实际生产天数330D；精馏塔塔顶压力常压1013KPA；冷却水进口温度25；饱和水蒸气压力025MPA表压；厂址无锡地区。设计内容设计方案的确定及工艺流程的组织与说明；精馏过程的工艺计算；塔和塔板主要工艺结构参数的设计计算；塔内流体力学性能的计算与校核；塔板结构简图和塔板负荷性能图的绘制；塔的工艺计算结果汇总一览表；辅助设备的设计或选型计算；带控制点的生产工艺流程图及精馏塔设计工艺条件图的绘制；对本设计的评述或对有关问题的分析与讨论；编制课程设计说明书。设计方案的确定本设计任务为分离苯一甲苯混合物。对于二元混合物的分离，应采用连续精馏流程。设计中采用泡点进料，将原料液通过预热器加热至泡点后送人精馏塔内。塔顶上升蒸气采用全凝器冷凝，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。该物系属易分离物系，最小回流比较小，故操作回流比取最小回流比的2倍并进行圆整。塔釜采用间接蒸汽加热，塔底产品经冷却后送至储罐。2二工艺流程草图如下图1三设计计算1精馏塔的物料衡算1原料液及塔顶、塔底产品的摩尔分率苯的摩尔质量MA7811KG/KMOL甲苯的摩尔质量MB9213KG/KMOL3XF045/78110491045/7811055/921378110983781192130027811XW0024781109892132原料液及塔顶、塔底产品的平均摩尔质量MF04917811050992138525KGKMOLXDMD09837811001792137835KGKMOLMW00247811097692139179KGKMOL3物料衡算45000103原料处理量F6383KMOLH330248902总物料衡算6383DW苯物料衡算638304910983D0024W联立解得D3108KMOLHW3275KMOLH2塔板数的确定1理论板层数NT的求取苯一甲苯属理想物系，可采用逐板法结合ORIGIN软件求理论板层数。由手册查得苯甲苯物系的气液平衡数据，绘出XY图，见图31求最小回流比及操作回流比。在图31中对角线上，自点E0491，0491作垂线EF即为进料线Q线，该线与平衡线的交点0709，XQ0491坐标为YQ故最小回流比为RMINXDYQYQXQ0983070912607090491取操作回流比为R2RMIN252，圆整取25。求精馏塔的气、液相负荷LRD2531087770KMOLHVR1D35310810878KMOLHLLQF77701638314153KMOL/HVV10878KMOL/H求操作线方程精馏段操作线方程为YN1XRXND0714XN0281R1R1提馏段操作线方程为Y求理论板层数M1LWXMXW1301XM0007VV4表1求解结果为135包括再沸器总理论板层数NT7进料板位置NF5图2图解法求理论板层数2实际板层数的求取全塔效率801C塔顶温度TD1093C塔底温度TW8011093全塔平均温度TMC2TM下苯、甲苯黏度A024MPASB025MPASMAXFB1XF0240491025104910245MPASET0170616LGM0170616LG0245055109111精馏段实际板层数N精6/055提馏段实际板层数N提65/0551182123精馏塔的工艺条件及有关物性数据的计算6以精馏段为例进行计算。1操作压力计算塔顶操作压力PD1013KPA2操作温度计算801C塔顶温度TD914C进料板温度TF801914精馏段平均温度TM858C23平均摩尔质量计算塔顶平均摩尔质量计算由XDY10983,查平衡曲线见图31得X10967MLDM098378111098392137835KGKMOLMVDM096778111096792137857KGKMOL进料板平均摩尔质量计算0671由图解理论板见图31，得YF0450查平衡曲线见图31，得XFMVFM067178111067192138272KGKMOLMLFM045078111045092138582KGKMOL精馏段平均摩尔质量MV,M78358272KGKMOL8054KGKMOL278578582KGKMOL8220KGKMOL2ML,M4平均密度计算气相平均密度计算7由理想气体状态方程计算，即VMPMMVM10138054273KGM3RTM831427315858液相平均密度计算液相平均密度依下式计算，即1LMAALAABLB塔顶液相平均密度的计算801C，查手册得由TDA8149KGM3,B8107KGM3L,DM002L,DM8148KGKMOL进料板液相平均密度的计算914C，查手册得由TFA8022KGM3,B7988KGM3进料板液相的质量分率A045781104104578110559213L,FM055/7988,L,FM8003KGKMOL精馏段液相平均密度为LM（81488003）/28076KG/M35液体平均表面张力计算液相平均表面张力依下式计算，即LMXIII1N塔顶液相平均表面张力的计算8由TD801C，查手册得A2132MN/MB2149MN/MLDM098321321098321492132MN/M进料板液相平均表面张力的计算914C，查手册得由TFA199MN/MB205MN/MLFM045199010452052023MN/M精馏段液相平均表面张力为LM（21322023）/22078MN/M6液体平均粘度计算液相平均粘度依下式计算，即LGLMXILGI塔顶液相平均粘度的计算801C，查手册得由TDA0310MPASB0338MPASLGLDM0983LG031010983LG0338解出LDM0310MPAS进料板液相平均粘度的计算914C，查手册得由TFA0278MPASB0284MPASLGLFM045LG02781045LG0284解出LFM0281MPAS精馏段液相平均粘度为LM03100281/20296MPAS94精馏塔的塔体工艺尺寸计算1塔径的计算精馏段的气、液相体积流率为VSVMVM1087880540891M3/S3600VM3600273LMLM7770822000022M3/S3600LM36008076LS由MAX式中C由化工原理课程设计式35计算，其中的C20由图32查取，图的横坐标为LSLM000228076004250891273VSVM1212取板间距HT040M，板上液层高度HL006M，则HTHL040006034M查图32得C200077CC2020MAXL0220780077200200776007761332M/S取安全系数为07，则空塔气速为07MAX0713320932M/SD1104M按标准塔径圆整后为D12M塔截面积为10AT0785D207851221130M2UVS/AT0891/11300788M/S2精馏塔有效高度的计算精馏段有效高度为Z精N精1HT111044M提馏段有效高度为Z提N提1HT1210444M在进料板上方开一人孔，其高度为08M故精馏塔的有效高度为ZZ精Z提084440892M5塔板主要工艺尺寸的计算1溢流装置计算因塔径D12M，可选用单溢流弓形降液管，采用凹形受液盘。各项计算如下堰长LW取LW066D066100792M溢流堰高度HW由HWHLHOW选用平直堰，堰上液层高度HOW由式37计算，即284LHE1000LW284LH284000173600E10011M1000LW10000792232323HOW近似取E1,则HOWHL60MM取板上清液层高度故HW00600110049M弓形降液管宽度WD和截面积AF11由LW/D066，查图310，得AF/AT00722WD/D0124AF00722AT00722113000816M2WD012D4012412M01依式313验算液体在降液管中停留时间，即AFHT008160401484S5SLS00022故降液管设计合理。降液管底隙高度HO008M/S，则取降液管底隙的流速OLS00022HO0035MLWO0792008HWH0004900350014M0006M故降液管底隙高度设计合理。选用凹形受液盘，深度HW50MM。2塔板布置塔板的分块因D800MM，故塔板采用分块式。查表37得，塔极分为3块。边缘区宽度确定取WSWS0065M,WC0035M开孔区面积计算开孔区面积AA按式316计算，即2R1XAA2SIN180RD12WDWS014900650386M22D12RWC00350565M220386205652SIN10799M故AA203861800565筛孔计算及其排列本例所处理的物系无腐蚀性，可选用3MM碳钢板，取筛孔直径D05MM。其中X筛孔按正三角形排列，取孔中心距T为T3D035150MM筛孔数目N为1155AA11550799N4102个22T0015开孔率为A09070101AA2012则每层板上的开孔面积A0AA0101079900807M2气体通过筛孔的气速为V08911104M/S筛孔气速UOSA0008076筛板的流体力学验算1塔板压降干板阻力HC计算干板阻力HC由式327计算，即1V0HC2GLC020772由D0/5/3167，查图314得，C02731104故HC005100353M807607722气体通过液层的阻力HL计算气体通过液层的阻力HL由式331计算，即HLHLUAVS08910850M/SATAF1130008161/21/2FOU0850140KG/SM查图315，得060。故HLHL0600060036M液体表面张力的阻力H计算液体表面张力所产生的阻力H由式334计算，即442078103H00021M液柱LGD08076981000513气体通过每层塔板的液柱高度HP可按下式计算，即HP0035300360002100734M液柱气体通过每层塔板的压降为PPHPLG007348076981582PA07KPA设计允许值2液面落差对于筛板塔，液面落差很小，且本例的塔径和液流量均不大，故可忽略液面落差的影响。3液沫夹带液沫夹带量由式336计算，即5710AEVHHFT632571060850207810304025006320014KG液/KG气01KG液/KG气故在本设计中液沫夹带量EV在允许范围内。4漏液对筛板塔，漏液点气速U0,MIN可由式338计算，U0,MIN44C4407726210M/S1104M/SU0,MIN实际孔速U0稳定系数为KU0U0,MIN1104178156210故在本设计中无明显漏液。5液泛为防止塔内发生液泛，降液管内液层高HD应服从式346的关系，即HDHTHW苯甲苯物系属一般物系，取05，则HTHW0504000490225M14而HDHPHLHD板上不设进口堰，HD可由式344计算，即2HD0153U0015300820001M液柱HD00734006000101344M液柱HDHTHW,故在本设计中不会发生液泛现象。7塔板负荷性能图1漏液线284LHE得1000LW23由U0,MINVS,MIN44C，HOWVS,MIN44C0A44077200807整理得VS,MIN在操作范围内，任取几个LS值，依上式计算出VS值，计算结果列于表32表32由上表数据即可作出漏液线L。2液沫夹带线以EV01KG液/KG气为限，求VSLS关系如下155710UA由EVHHLFT6322843600LSHOW1100007922/3078LS2/3HF25HL25HWHOW250049078LS2/30123195LS2/3HTHF0277195L2/3S571060954VSEV20781030277195L2/3S整理得VS1831292LS2/33201在操作范围内，任取几个LS值，依上式计算出VS值，计算结果列于表33表33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HOW0006M作为最小液体负荷标准。由式321得HOW2843600LSE1000LW2/32843600LS1100007922/3078LS2/30006LS,MIN000067M3/S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4S作为液体在降液管中停留时间的下限AHFT4LS0081604LS,MAX000816M3S4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HDHTHW16由HDHPHLH；DHPHCH1H；H1HL；HLHWHOW联立得HT1HW1HOWHCHDH忽略H，将HOW与LS，HD与LS，HC与VS的关系式代人上式，并整理得2/3C2D2LAVSBSLS0051V式中A2A0C0L0051273004442008070772807601532/3BHT1HW0504050601004901460153WL/H2C0079200352199122/333600D284103E1LW3600284101106007921247将有关的数据代入整理，得VS23294485LS22809LS2/3在操作范围内，任取几个LS值，依上式计算出VS值，计算结果列于表34表34由上表数据即可作出液泛线5。根据以上各线方程，可作出筛板塔的负荷性能图，如图3示。17图3在负荷性能图上，作出操作点A，连接OA，即作出操作线。由图可看出，该筛板的操作上限为液沫夹带控制，下限为漏液控制。由图32查得VS,MAX1611M3/SVS,MIN0507M3/S故操作弹性为VS,MAX/VS,MIN3178四辅助设备的设计1塔附件设计11塔主要连接管直径的确定1进料管采用直管进料管。管径计算如下4VS3D取UF16M/S,LF8003KG/M,UF18VSFLF45000000000197M3/S3302436008003D0040M40MM查标准系列，选取45MM25MM2回流管采用直管回流管，管径计算如下取UR16M/S，LD8148KG/M3,LMDVSLD77707835000208M3/S36008148DR0041M41MM查标准系列，选取50MM3MM3塔釜出料管采用直管出料管。管径计算如下取UW16M/S,LW7809KG/M，MW9179KG/MOL,3VSLMWLW14153917900046M3/S36007809D0061M61MM查标准系列，选取68MM3MM4塔顶蒸汽出料管采用直管出气管。管径计算如下取UD20M/S,LDPDMD10137835270KG/M3RTD831480127315VMD108787835VS0867M3/SV3600273D0235M235MM查标准系列，选取273MM7MM5塔底进气管径采用直管出气管。管径计算如下PWMW10139179292KG/M3,取UD24M/S，WLRTW8314109327315VMW108789179VS1016M3/SLW3600273D0232M232MM19查标准系列，选取245MM65MM12筒体与封头1筒体1056120002356MM壁厚选4MM所用材质为A321250092封头封头采用椭圆形封头，由公称直径DN1200MM，查GB/T251982010得总深度275MM，内表面积A11625M2，容积V01505M3，名义厚度N6MM，质量538KG。13除沫器本设计采用丝网除沫器，设计气速选取UKK0107184M/S079M除沫器直径DU0107选取不锈钢除沫器类型标准型，规格40100，材料不锈钢丝1GR18NI9，丝网尺寸圆丝023。14裙座由于裙座内径800MM，故裙座壁厚取16MM基础环内径DBI1200216300932MM基础环外径DBO12002163001532MM圆整DBI1000MM,DBO1600MM基础环厚度，考虑到腐蚀余量取18MM考虑到再沸器，裙座高度取3M，地角螺栓直径取M3015吊柱本设计中塔高度大，因此设吊柱。设计塔径D1200MM，可选用吊柱500KG。S1000MM，L3400MM，H1000MM。材料为A316人孔进料板处、塔顶、塔底各设一个人孔，直径均为450MM。2塔总体高度的设计21塔的顶部空间高度取除沫器到第一块板的距离为600MM，塔的顶部空间高度为1200MM。22塔的底部空间高度釜液停留时间取5MIN。917914153462103M3/S36007809HBTLS60RV/AT0507LS5462103600142/11300617M23塔体高度20HH裙HBZH顶H封3179212027515375M3附属设备设计31冷凝器的选择取传热系数K600W/MK，出料液温度801饱和气801饱和液冷却水温度2535逆流操作T1T2451551T4993CT1451CT2551CMT1451LNLN551T2801C，查液体汽化热共线图得R苯由TD23940KJ/KG,R甲苯3798KJ/KG第一种RXDR苯1XDR甲苯3938KJ/KG，VS0891M3/SQVSV089127324KG/S冷凝的热量QQR243938945KW塔顶被冷凝量9451032AQ/KT32M则传热面积M6004993第二种RXDR苯MA1XDR甲苯MB30847KJ/KMOL10878V00302M3/S3600QVR0030230847931KW931103AQ/KTM311M600499332再沸器的选择选用025MPA表压饱和水蒸气加热，温度为1388，传热系数K600W/MK1093C，查液体汽化热共线图得R苯由TW23720KJ/KG,R甲苯3616KJ/KGRXWR苯MA1XWR甲苯MB33212KJ/KMOL14153V00393M3/S3600QVR00393332121305KWTMTT1305103AQ/KTM737M260029533预热器的选择35C加热到选用025MPA表压饱和水蒸气加热，温度为T1388C，将原料液从T121T2914CT1T235914T632C22CPA145105J/KMOLGK,CPB166105J/KMOLGKCPXFCPA1XFCPB156105J/KMOLGKV638300177KMOL/S3600QVCPTTW00177156105138891413105WT1474C,T21038CTMT1T2LNT5647195C1474TLN21038传热系数K600W/M2KQ/KT13105AM600719530M22筛板塔设计计算结果23六参考文献1夏清,陈常贵化工原理天津天津大学出版社,20072马江权，冷一欣化工原理课程设计北京中国石化出版社，20113柴诚敬，刘国维等化工原理课程设计天津天津大学科学技术出版社，19944贾绍义，柴诚敬等化工原理课程设计天津