苯甲苯筛板精馏塔设计

苯甲苯筛板精馏塔设计河西学院HEXIUNIVERSITY化工原理课程设计题目苯甲苯筛板式精馏塔设计学院化学化工学院专业化学工程与工艺学号姓名指导教师2014年12月6日河西学院化工原理课程设计目录化工原理课程设计任务书1概述511序言612再沸器613冷凝器62方案的选择及流程说明73塔的工艺计算731原料及塔顶塔底产品的摩尔分率832原料液及塔顶、塔底产品的平均摩尔质量833物料衡算84塔板数的确定841理论塔板数NT842最小回流比及操作回流比943精馏塔的气、液相负荷944操作线方程1045图解法求理论塔板数1046实际板层数105精馏塔的工艺条件及有关物性数据1051操作压力1052操作温度1153平军摩尔质量112河西学院化工原理课程设计54平均密度1255液体平均表面张力1356液体平均黏度136精馏塔的塔体工艺尺寸1461塔径1462空塔气速1463实际空塔气速1564精馏塔有效高度167踏板主要工艺尺寸的设计1671塔板布置1972塔板布置188筛板的流体力学验算2081塔板压降2082液面落差2183液沫夹带2184漏液2285液泛229塔板负荷性能图2391漏液线2392液沫夹带线2393液相负荷下限线2494液相负荷上限线253河西学院化工原理课程设计95液泛线2510板式塔常见附件27101进料罐线管径2811附属设备31111塔顶空间31112塔底空间31113人孔31114塔高3112设计筛板塔的主要结果汇总31参考文献33设计心得体会33成绩评定34化工原理课程设计任务书一、设计题目苯甲苯板式精馏塔设计二、设计任务及操作条件1设计任务生产能力（进料量）80000吨/年操作周期7920小时/年进料组成56（苯质量分率，下同）4河西学院化工原理课程设计塔顶产品组成985塔底产品组成152操作条件操作压力4KPA进料热状态泡点进料加热蒸汽低压蒸汽3设备型式筛板塔4厂址天津三、设计内容1设计方案的选择及流程说明2塔的工艺计算3主要设备工艺尺寸设计塔径塔高及板结构尺寸的确定塔板的流体力学校核塔板的负荷性能图总塔高总压降及接管尺寸的确定4辅助设备选型与计算5设计结果汇总6工艺流程图及精馏工艺条件图7设计评述1概述5河西学院化工原理课程设计11序言化工原理课程设计是综合运用化工原理课程和有关先修课程（物理化学，化工制图等）所学知识，完成一个单元设备设计为主的一次性实践教学，是理论联系实践的桥梁，在整个教学中起着培养学生能力的重要作用。通过课程设计，要求更加熟悉工程设计的基本内容，掌握化工单元操作设计的主要程序及方法，锻炼和提高学生综合运用理论知识和技能的能力，问题分析能力，思考问题能力，设计能力等。精馏是分离液体混合物（含可液化的气体混合物）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应用。精馏过程在能量剂驱动下（有时加质量剂），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的挥发度的不通，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。根据生产上的不同要求，精馏操作可以是连续的或间歇的，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。本设计得题目是苯甲苯连续精馏板式塔的设计，即需设计一个精馏塔用来分离一会发的苯和不易挥发的甲苯，采用连续操作方式，需设计一板式塔将其分离。12再沸器作用用以将塔底液体部分汽化后送回精馏塔，使塔内气液两相间的接触传得以进行。本设计采用立式热虹吸式再沸器，它是一垂直放置的管壳式换热器。液体在自下而上通过换热器管程时部分汽化，由在壳程内的载热体供热。13冷凝器用以将塔顶蒸气冷凝成液体，部分冷凝液作塔顶产品，其余作回流液返回塔顶，使塔内气液两相间的接触传质得以进行，最常用的冷凝器是管壳式换热器。6河西学院化工原理课程设计2方案的选择及流程说明精馏是通过多级蒸馏，使混合气液两相经多次混合接触和分离，并进行质量和热量的传递，使混合物中的组分达到高程度的分离，进而得到高纯度的产品。流程如下原料（丙稀和丙烷的混合液体）经进料管由精馏塔中的某一位置（进料板处）流入塔内，开始精馏操作；当釜中的料液建立起适当液位时，再沸器进行加热，使之部分汽化返回塔内。气相沿塔上升直至塔顶，由塔顶冷凝器将其进行全部或部分冷凝。将塔顶蒸气凝液部分作为塔顶产品取出，称为馏出物。另一部分凝液作为回流返回塔顶。回流液从塔顶沿塔流下，在下降过程中与来自塔底的上升蒸气多次逆向接触和分离。当流至塔底时，被再沸器加热部分汽化，其气相返回塔内作为气相回流，而其液相则作为塔底产品采出。多为分离苯甲苯混合物。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入精馏塔内。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，取操作回流比为最小回流比的2倍。塔釜采用间接蒸汽加热塔底产品经冷却后送至储罐。图1筛板精馏塔操作流程图3塔的工艺计算7河西学院化工原理课程设计31原料及塔顶塔底产品的摩尔分率苯的摩尔质量MA7811KGKMOL1甲苯的摩尔质量MB9213KGKMOL1X056/7811F056/7811044/92130600X0985/7811D0985/78110015/92130987X0015/7811W0015/78110985/9213001832原料液及塔顶、塔底产品的平均摩尔质量MF06007811（10600）92138372KGKMOL1MD098778111098792137829KGKMOL1MW001878111001892139188KGKMOL133物料衡算原料液处理F101010112065KMOLH18372总物料衡算12065DW苯物料衡算12065060987D0018W联立解得D7246KMOLH1W481K9MOL1H4塔板数的确定41理论塔板数NT苯甲苯属理想物系，可采用图解法求理论塔板数。绘制苯甲苯物系的气液平衡数据绘制XY图，如下8河西学院化工原理课程设计表1苯甲苯物系的气液平衡数据表苯（X）00058015502560128030404530376050806590923059607200830092211甲苯（Y）0图2苯甲苯物系的气液平衡图42最小回流比及操作回流比采用作图法求最小回流比。在图42中对角线上，自点E06，06作垂线ED即为进料线（Q线），该线于平衡线的交点坐标为YQ07XQ0686故最小回流比为RMINXDYQYQXQ09870786108078606操作回流比为R2RMIN21643精馏塔的气、液相负荷9河西学院化工原理课程设计精馏段液相负荷LRD216724615651KMOLH1气相负荷V22897KMOLH1提馏段液相负荷L156511206527716KMOLH1气相负荷VV22897KMOLH144操作线方程精馏段操作线为YNRR1XR1NR1XD066XN0366提馏段操作线方程为YM1LQFLQFWXWMLQFWXW1226XM000445图解法求理论塔板数采用图解法求理论板数，如图1所示。求解结果为总理论板层数NT142包括再沸器进料板位置NF746实际板层数精馏段实际板层数N精6/06110提馏段实际板层数N提（1427）/06112所以实际板层数N实N精N提22块5精馏塔的工艺条件及有关物性数据51操作压力塔顶压力PD1053KPA每层塔板压降P07KPA塔底压力PW105322071207KPA10河西学院化工原理课程设计进料板压力PF105307101123KPA精馏段平均压力PM（10531123）/21088KPA提馏段平均压力PM12071123/21165KPA52操作温度521计算方法由内插法求塔顶温度8021806699970TD8066980970TD8089C进料板温度8652901170558763TF6560TF8882C塔底温度108791099131TD10991181TD11036C所以精馏段平均温度T/280898882MTDTF28486C提馏段平均温度TTFTW29959C53平军摩尔质量531塔顶平均摩尔质量由XDY10987，查平衡曲线（附录1），得X10971塔顶气相平均摩尔质量为MVDM098778（1109871）92137829KG1KMO塔顶液相平均摩尔质量为MLDM097178（1109711）92137760KG1KMOL进料板气相平均摩尔质量为由图知YF0769XF05MVDM076978（1107691）92138135KG1KMO进料板液相平均摩尔质量为MLDM057578（1105751）92138407KG1KMO同理得11L75LL河西学院化工原理课程设计MVWM9188KGKMOL1MLWM9202KGKMOL1532平均摩尔质量精馏段气相平均摩尔质量为（782981）/2798235KG1KMOL液相平均摩尔质量为（7760840）7/28084KGK1MOL提馏段MVM8662KGKMOL1MLM8805KGKMOL154平均密度541气相平均密度由理想气体状态方程计算，即MMVMVMP108879828314（848627315）292KGM3RTMPMMVM3VMRT326KGMM542液相平均密度液相平均密度依下式计算，即1/LMAA/LAAB/LB塔顶液相密度的计算由TD8089C,内插法得3A8140KGMB8091KG3M1098500153LDM81408091LDM8139KGM进料板液相平均密度计算12河西学院化工原理课程设计由TF8882C,附录2得A8051KG3MB8013KG3M进料板液相的质量分率A0575A057578（1105751）9213054010540LDM80580461313LDM8033KGM精馏段液相平均密度为813980LM2383086KG3M同理提馏段液相平均密度为LM7916KGM355液体平均表面张力液体平均表面张力依下式计算，即NLMXII1I551塔顶液相平均表面张力由TD8089C,附录3得A2116NM1MB2072NM1MB098721161098721N5912552进料板液相平均表面张力由TF8882C，附录3得A2021B2072LFM057520211057520N7212精馏段液相平均表面张力为211720LM242308N0M1M同理得13117MM043MM河西学院化工原理课程设计提馏段液相平均表面张力为1LM1942MNM56液体平均黏度液体平均黏度依下式计算，即NLGLMXILGII1561塔顶液相平均黏度由TD8089C，附录4得A0305MPAB0309MPALGLDM0987LG0305（10987）LG0309LDM0305MPAS36进料板液相平均黏度由TF8882C,附录4得A0285MPAB0290MPALGLDM0575LG0285（10575）LG0290LDM0287MPAS精馏段液相平均黏度为02LM03052807296MPAS6精馏塔的塔体工艺尺寸61塔径611精馏塔的气、液相体积流速分别为VVMVMS36002289779821739M3S1VM3600292LLMLMS15656808400043M3S13600LM36008086同理得提馏段V169M03S1L31SS0006M2S62空塔气速14河西学院化工原理课程设计空塔气速是指在没有塔板和液体的空塔中的流动速度，可定性反映气流在穿越塔板数及液层时的速度。在流量一定的条件下，空塔气速越大，则气流穿越塔板的速度越快，塔径越小，气液两相的接触时间越短，板效率越低，所需的塔板数越多，同时易发生过量液沫夹带等不正常操作现象；反之亦然。因此，操作空塔气速必须合理确定。由UMAXCC20L0220C蒸汽负荷因子，MS1L液相密度，KGM3V气相密度，KGM3式中C由上式计算，其中的C20由史密斯关联查图可知LH1LV280861200043360000411HV29217393600取板间距HT04M，板上液层高度HL006M，则HTHL034M621精馏塔塔径查史密斯关联图得，精馏段C200073CCL0202000732（20800220）00736U00921MAX1228MS取安全系数为075，则空塔气速为U07M5AU07512281X0921MS所以精馏塔的塔径为D91155M按标准塔径圆整为D16M63实际空塔气速塔的截面积为15河西学院化工原理课程设计AT4D22010M2实际空塔气速为UVSA17390865M1ST2010同理得U16900841MS1201064精馏塔有效高度641精馏段有效高度Z精（N精1）HT1010436M642提馏段有效高度Z提（N提1）HT1210444M在进料板上方开一入口，其高度为07M故精馏塔的有效高度为ZZ精Z提0787M7踏板主要工艺尺寸的设计71溢流装置为提高传热和传质的效果，降低液面落差，减少倾向性的可能行，液体在塔板上常采用不同的溢流方式。主要有单溢流，双溢流，阶梯溢流，U型流等几种形式。确切的选择方式见下表表2液体负荷与溢流类型表塔径/MM液体流量（M3H1）U型流单溢流双溢流阶梯溢流10007451400970200011909016030001111011020020030040001111011023023035050001111011025025040016河西学院化工原理课程设计600011110110250250450因塔径D16M，可选用单溢流弓形降液管，采用凹形受液盘。各项设计如下711堰长LW是维持板上液位，保证两相接触时间的装置，一般有平堰与齿堰两种，多采平堰取LW075D0751612M712溢流装置高度由HWHLHW选用平直堰，堰上液层高度HOW由下式计算，即HLH2/5OW2841000ELW近似取E1,则H284OW10001（0004336002/312）0017M同理得HOW0023M取板上清液层高度HL006M60MM故HW00600170043M同理得HWHLHOW0037M713弓形降液管宽度WD和截面积AF17河西学院化工原理课程设计图3弓形降液管的宽度与截面积由LWD075查图手册可知AFA0124WDTD0171故AF0124AT00963M2WD0171D1601710165M依下式计算液体在降液管中的停留时间，即3600AFHT0096304L3600H00433600896S5S62S1S5故降液管设计合理。若不满足，则需通过加大板间距及他竟的方法解决。714降液管底隙高度H0HH0L3600LUW0取U0070M/S则H36000000433600120200018M18河西学院化工原理课程设计HWH00043001800250006M同理得HO0025MHWHO003700250012M006M故降液管底隙高度设计合理。选用凹形受溢盘，深度HW50MM。72塔板布置721塔板的分块因1400MMD1600MM，故塔板采用分块式。查表74得，塔板分为4块。分块式塔板即降液管区以外的部分是由若干块钢板组装而成，装焊与塔体内壁的塔板支撑上，塔身为焊制整体圆筒，不分节。表3踏板分块参考表塔径/MM塔板分块数722边缘区的宽度开孔区面积WSWS91MM，WC005M50MM723开孔区面积开孔区面积AA按下式计算，即AA80012001400160018002000220024003456R2XSIN1180RD16WDWD01650910544M22D1600500M750RWC22其中X故AA202314075010550IN180075021474M724筛孔计算及排列苯甲苯物系无腐蚀性，可选用3MM碳钢板，取筛孔直径D05MM。筛孔按正三角形排列，取孔中心距T为19河西学院化工原理课程设计T3D015MM筛孔数目N为N1155A011551474T2001527576个开孔率为A01000907D05A209072101AT0015气体通过筛孔的气速为U0VSA1739011417146M8S10018筛板的流体力学验算81塔板压降811干板阻力HC干板阻力HC由下式计算，即HUC005C0V0L由D0/5/31667，查手册可知，C00772故HC005129280861168077200424M液柱HC0048M1液柱812液体通过液层的阻力H1气体通过液层的阻力H1由下式计算，即H1HLUAVSA17390909M1STAF201000963F0998KG11/2571/120USM查手册，得056。20河西学院化工原理课程设计故H1HLHWH0W0560043001700336M液柱同理得21/21UA0883MS1F015KG91/SM（液柱）054H10032M4813液体表面张力的阻力H液体表面张力所产生的阻力按下式计算，即4L42080310H液柱000M21LGD080869810005气体通过每层塔板的液柱高度HP可按下式计算，即HPHCH1H008M1液柱气体通过每层塔板的压降为PPHPG008180869810KPA643（设计允许值）H液柱HP008M3液柱0002M0P0645KPA07KPA（设计允许）82液面落差对于筛板塔，液面落差小，切本来的塔径和液流量不大，可忽略液面落差的影响。83液沫夹带液沫夹带量由下式计算，即65710EVLUA23HTHFHF25HL57106090932故EV320801004250067G液001K/气KGK0液G1气/K故在本设计中液沫夹带量EV在允许范围内。21河西学院化工原理课程设计同理得EV0016KG液/KG气01KG液/KG气84漏液对筛板塔，漏液点气速U0,MIN可由下式计算，即U0,MIN4444060021600M9S1实际孔速U01168MS16009MS1稳定系数为KU0U1168194150,MIN6009U1U0,MIN4327MS0116M8S143M27S1K269故在本设计中无明显漏液。85液泛为防止塔内发生液泛，降液管内液层高度应服从下述关系，即HDHTHW苯甲苯物系属一般无系，取05，则HTHW050400043液柱HTHW0504000370182M液柱而HDHPHLHD采用凹形液盘，一般不设进口堰，HD可由下式计算，即H01532D0U0152302M0006HD00810060006M液柱0HDHTHW5221河西学院化工原理课程设计液柱H000M6H0083DD0006182000600M95液柱0故本设计中不会发生漏液现象。9塔板负荷性能图为保证设计出的筛板塔具有可操作性，这就要求有一定的可调节范围。即在保证不发生异常现象的前提下，要允许流量在一定范围内波动。将允许的最高气量与最低气量的比值称操作弹性。显然，操作弹性越大，则塔的课调节范围越宽，可操作性越强。工程上规定，一设计合理的筛板塔，其操作弹性应介于34之间。91漏液线精馏段由U0,MIN44CU0,MINVS,MINA0HLHWHOWHOWL284EH2/3VS,MIN44C0A1000LW44077201011474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，计算结果列于表表4。表4精馏段漏液线数据表LS,M3S100020876000308910004090500050917VS,M3S1由上表数据即可做出漏液线1。提馏段VS,0MIN737723河西学院化工原理课程设计表5提馏段漏液线数据表LS,M3S10002000300040005V3S,MS10773078808010813由上表数据即可做出漏液线1。92液沫夹带线精馏段以EV01KG液/KG气为限，求VSLS关系如下由E106V57UAH32LTHFHW0043H28410001（S12）2/3059L2M/3OW3600LSHF25HL25WHOWH故HF010815L2/3SH040108L2/3THFS1502L92/S315E571060523VSV2080103029315L2/33201S整理得VS3541812L2/3S在操作范围内，任取几个值，依上式计算出处值，计算结果列于下表表6精馏段液沫夹带数据表LS,M3S10002000300040005VS,M3S13254316330833010由上表数据即可作出液沫夹带线5。提馏段V2/3S36317LS7424河西学院化工原理课程设计表7提馏段液沫夹带数据表LS,M3S10002000300040005V3S,MS13348326131833111由上表数据即可作出液沫夹带线2。93液相负荷下限线对于平直堰，取堰上液层高度HOW0006M作为最小液负荷标准得H2841（3600LS2/3OW12）059L2/31000S0006取E1,则故L00061000S,MIN2842/309633600000103M3S1据此可作出与气体流量无关的垂直液相负荷下限线3。94液相负荷上限线以5S作为液体在降液管中停留时间的下限，由式可得AFHTL5S故LFHT040S,MINAL009635000770M3S1S据此可作出与气体流量无关的垂直液相负荷上限线4。95液泛线精馏段令HDHTHW由HDHPHLHDHPHCH1HH1HLHLHWHOW联立得HT1HW1HOWHCHHD忽略HC，将HOWLS与，HD与LS，HC与VS的关系代入上式，整理得AV22SBCSLDSL225河西学院化工原理课程设计式中A0051AC2V00LBHT1HWC0051L2WH0D284103E136002/3LW将有关数据代入，得A00510101147420277292080081369B0504005056100430154C0153120022912634D2841031056136002/3120923故00206V22/3S015412634L2S0923LS或V2S11449089L22/3S6640LS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8精馏段液泛线数据表L31S,MS0002000300040005V3SMS13217315731023045由上表数据即可作出液泛线5。提馏段V29106L2S101S925L72S23表9提馏段液泛线数据表L1S,M3S0002000300040005V3SMS1304029842929287226河西学院化工原理课程设计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4所示。图4精馏段负荷性能查该图得VS,MAX2910M3S1VS,MIN0834M3S1故操作弹性为VS,MIN29V103489S,MAX083427河西学院化工原理课程设计图5提馏段负荷性能图查该图得VS,MA62M03S1X2VS,MI076M93S1N故操作弹性为VS,MINV341S,MAX10板式塔常见附件101进料罐线管径选择原料液流速U08MS1管直径DF00745M查表取764MM1011回流管28河西学院化工原理课程设计采用直管回流管，取16MS1，DR0058M查表取764MM1012釜液出料管体积流率LWWM4819918878125566M3H1M取管内流速为UW08MS1，直径为DW08000M5查表取5735MM1013塔顶蒸汽出料管体积流量VS1739M3S1取管内流速U15MS1，则D9503M8查表取45612MM1014加热管体积流量V1S172M3S取管内流速为U13MS1D04M13查表取45612MM1015冷凝器则T1TDT2TDT28089305089C29河西学院化工原理课程设计TT1T2MLNT105574C1/T2LN6089/5089由TD8089C得1苯39342KJKG又气体流量VS1739M3S1塔顶被冷凝量QVVGS1冷凝的热量QQ苯507739342199739KGS1联传热系数K600W（M2K）1则传热面积AQ19973910355745972M2KTM600冷凝水流量WQCT1997394135KGS1P1T2483101016再沸器塔底温度TW11036C用T0135C的蒸汽，釜液出口温度T1112C则T1T0TW135110362464CT1T0T11351122C3TT1T2246423MLNT2381C1/T2LN2464/23由TW11036C查液体比热汽化共线图得苯37025KJKG1又气体流量V3S172MS1塔顶被冷凝量QVSVM172325504KGS1冷凝的热量QQ苯5504370252037856KGS1取传热系数K600W（M2C）1AQ2037856103则传热面积T14264M2KM600238130河西学院化工原理课程设计加热蒸汽量W11附属设备Q20378561834KGS1CPT0T148323板式塔内装有塔板降液管各物流的进出口管及人孔（手孔）基座除沫器附属装置。除一般塔板按设计板间距安装外，其他处根据需要决定其间距。111塔顶空间塔顶空间指塔内最上层板与塔顶的间距。为利于出塔气体夹带的液滴沉降，此段远高于板间距（甚至高出一倍以上），本塔塔顶空间取HD0M8112塔底空间塔底空间指塔内最下层塔底间距。其值有以下两个因素决定。塔底驻液空间依贮存液量停留35MIN或更长时间而定。塔底页面至最下层塔板之间有12M的间距，大塔可大于此值。本塔取TLS60VS56000085172HB1212161MAT201113人孔一般每隔68层塔板设计一人孔。设孔处的板间距等于或大于600MM，人孔直径一般为450500MM，其伸出塔体的筒体长为200250MM，人孔中心距操作平台约8001200MM。本塔每7块塔板设一人孔，共三个，即NP3114塔高H1HTN309103MHH封H顶H1HBH裙161151030441465M12设计筛板塔的主要结果汇总序号1项目平均温度TM/C数值848631河西学院化工原理课程设计2平均压力PM/KPA3气相流量VS/M3S14液相流量L3S/MS15实际塔板数块6塔的有效高度Z/M7塔径M8板间距M9溢流形式10降液管形式11堰长M12堰高M13板上液层高度M14堰上液层高度M15降液管底隙高度M16安定区宽度M17边缘区宽度M18开孔区面积M219筛孔数目（个）20孔中心距M21开孔率22空塔气速MS123筛孔气速MS124稳定系数25单板压强KPA26负荷上限27负荷下限28液沫夹带EVKG液/KG气29气相负荷上限M3S130气相负荷下限M3S131弓形降液管WD/M32弓形降液管截面积A2FM33精馏段操作弹性108817390004322871604单溢流弓形管1200430060017002900910050147475670015101086511681940643液泛控制漏液控制00172910834016500963348932河西学院化工原理课程设计34参考文献提馏段操作弹性34101夏清，贾绍义化工原理第二版（上册和下册）M天津大学出版社，20122马江权，冷一欣化工原理课程设计第二版M中国石油出版社，20113潘红良过程设备与机械基础华东理工出版社，20064刘光启，马连湘，刘杰化学化工物性手册（有机卷）化学工业出版社，2002设计评价本次课程设计通过给定的生产操作工艺条件自行设计一套苯甲苯物系的分离的筛板式连续精馏塔设备。通过近两周的团队努力，反经过复杂的计算和优化，我们三人组终于设计出一套较为完善的筛板式连续精馏塔设备