化工原理课程设计--苯—甲苯精馏塔的设计

1化工原理课程设计题目苯甲苯精馏塔的设计专业应用化工技术姓名刘亚威指导教师苏明阳河南工业职业技术学院2013年1月4日2目录前言3任务书4一理论依据4二工艺计算过程1设计方案的确定72精馏塔的物料衡73塔板数的确定84精馏塔的工艺条件及有关物性数据的计算85精馏段气液负荷计算106、塔和塔的主要工艺尺寸计算117筛板的流体力学验算158塔板负荷性能图179精馏塔的附属设备及接管尺寸21三参考文献213前言化工原理课程设计是高等学校的一门专业必修课,通过本课程学习,有利于培养学生的独立工作、独立思考和运用所学知识解决实际工程技术问题的能力,是提高学生综合素质,使大学生向工程师转化的一个重要的教学环节。蒸馏单元操作自古以来就在工业生产中用于分离液体混合物。它是利用液体混合物中各组分的挥发度不同进行组份分离的，多用于分离各种有机混合液，蒸馏有许多操作方式，按有没有液体回流，可分为有回流蒸馏与无回流蒸馏，有回流的蒸馏称为精馏。本次设计的要求是要设计苯甲苯精馏塔，用以分离苯甲苯的混合液。此次设计在盛建国老师的指导下进行，运用学过的基础知识，锻炼自己设计生产设备的能力。此次设计加深了我们对精馏操作的认识，锻炼了我们阅读化工原理文献并且搜集资料的能力，同时液培养了我们独立思考问题、分析问题、解决问题的能力，也培养了我们相互协作的能力，为今后实际工作的应用打好了基础。由于设计者的水平有限，所设计的方案之中难免有不妥之处，希望老师给予批评指正。4任务书在一连续操作的精馏塔中分离苯甲苯溶液，混合液中含苯41，饱和液体进料。已知原料液的处理量为4000KG/H要求馏出液中苯的组成不低于094（摩尔分数），釜液中苯的组成为006。单板压降不大于07KPA，操作压力4KPA（塔顶常压），回流比R2，进料热状态参数Q138理论依据（1）苯和甲苯的物理性质项目分子式分子量沸点临界温度,CT临界压强,KPACP苯AC6H67811801288568334甲苯BC6H5CH39213110631857410772苯与甲苯的液相密度LT,8090100110120苯，KG/M38158039792578037689甲苯，KG/M381080027903780377003液体表面张力T,8090100110120苯，MN/M21272006188517661649甲苯，MN/M2169205919941841173154液体粘度LT,8090100110120苯，MPAS03080279025502330215甲苯，MPAS031102860264025402285液体气化热T,8090100110120苯，KJ/KG39413869379337153632甲苯，KJ/KG379937383676361235466饱和蒸汽压P苯、甲苯的饱和蒸汽压可用方程ANTOINE求算，PA，式中TCTB物系温度；P饱和蒸汽压A、B、CANTOINE常数，其值见附表组分ABC苯602312063522024甲苯607813439421958（7）苯甲苯溶液的气液平衡数据温度T液相中苯的摩尔分数X气相中苯的摩尔分数Y11056000010991100250108793007111076150011261050510002081027915002941017520003729884250044297133000507955835005669409400061992694500667914050007139011550075588806000791876365008258652700085785475008858440800091283338500936822590009598111950098080669700988802199009968001100001007工艺计算过程1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。塔釜采用间接蒸汽加热，塔底产品经冷却后送至储罐。二精馏塔的物料衡算1原料液及塔顶、塔底产品的摩尔分率苯的摩尔质量甲苯的摩尔质量已知流量F7T/HXF024XW005XD0792）原料液及塔顶、塔底产品的平均摩尔质量MF02478067928864KG/KMOL8MD8105KG/KMOLMW9143KG/KMOL（3）物料衡算原料处理量HKMOLF/86740总物料衡算DW789苯的物料衡算789024079D005W联立解得D2218KMOLHW5672KMOLH三塔板数的确定相平衡方程XY/AA1YY/245145Y精馏段操作线方程YR/R1X/（R1）074X025D塔釜汽液回流比R80612436079QMINYX求得2218063612IN提留段操作线方程HMOL1802613KDLQF1L丿已知34,M,1MYXW，理论塔板数计算先交替使用相平衡方程与精馏段操作线方程计算如下Y1079由相平衡方程0606XDX1精馏段操作线方程006460427Y220506。029533040202154X4所以第三快板为进料板以下交替用提留段操作线方程与相平衡方程计算如下9030701604Y5X502226420F0104340134600597Y7X700651002768805XW所以总理论板数为10，精馏段理论板数为5。全塔效率UMETLG6178128TD塔顶温度41603TW塔底温度塔内平均温度为92348UMLG7T液相平均粘度30830976524241UM甲苯苯）（49、LG617ET实际塔板精馏段6层提留段8层四精馏塔的工艺条件及有关物性数据的计算以精馏段为例进行计算。（1）操作压力计算塔顶操作压力PD101341053KPA每层塔板压降P07KPA进料板压力PF10530761095KPA精馏段平均压力PM（10531095）21074KPA（2）操作温度计算依据操作压力，由泡点方程通过试差法计算出泡点温度，其中苯、甲苯的饱和蒸气压计算结果如下10塔顶温度9922TD进料板温度10018F精馏段平均温度（992210018）/2997TM精（3）平均分子量塔顶0790606DY110797811107992138105KG/KMOLVMM060678111060692138363KG/KMOLLD进料板0436024FF043678111043692138602KG/KMOLVM0247811102492138877KG/KMOLLFM则精馏段平均分子量81058602/283535KG/KMOLVM83638877/2862KG/KMOLL（4）平均密度M1液相密度L依下式为质量分数LBALM1塔顶8097KG/M3580496LDLMD进料板，由加料板液相组成046AA1809230157802157804KG/M3LMF4LMF11故精馏段液相平均密度8097780479505KG/M3LM212气相密度MV280KG/M3MV12739314805RTPM5液体表面张力MINI1顶部079207102121182081MN/MM进料02151894078519991976MN/M则精馏段平均表面张力为21811976/220285MN/MM（6）液体粘度LMINI1顶部079029402102990295MPAS顶L进料02050257078502660264MPAS进则精馏段平均液体粘度LM02950264/20279MPAS五、精馏段气液负荷计算VR1D3612122188233KMOL/H068M3/SSV8023650VMMLRD3612221880114KMOL/HLS00024M3/S057936140LM864M3/HH12六、塔和塔板主要工艺尺寸计算（一）塔径D参考下表，初选板间距040M,取板上液层高度006M,故板间距THLH与塔径的关系塔径,MTD03050508081616242440板间距,MH200300250350300450350600400600040006034MTLH1305987960242121VLS查图58得C200072,依下式校正到物系表面张力为204N/M时的C,即C020072203/20020072220M/S1458025790MAXVLU取安全系数为070，则U07007012150851M/SMAXU故D1018M8510436VS按标准，塔径圆整为12M,则空塔气速为079M/S（二）溢流装置采用单溢流、弓形降液管、平形受液盘及平形溢流堰，不设进口堰。各项计算如下。1溢流堰长WL取堰长066D,即0661018067ML2出口堰高WHLO由/D066/1018066,235MWL525267043WHL知E为105，依下式0013MOWH3232603510841084WHL故00600130047M143降液管的宽度与面积DWFA由/D066，得/D0124,/AT00722WLF故0124D012410180126MD00722D20072207851018200587M2FA4由下式计算液体在降液管中停留时间以检验降液管面积，即9785S符合要求024587STFLH4降液管底隙高度取液体通过降液管底隙的流速为008M/S,依式计算降液管底隙高OU度0045MOWSOULH086724（三）塔板布署（1）取边缘区宽度WC0035M、安定区宽度WS0065M2依式计算开孔区面积2122215430465038SIN7803718SINMRRAA其中012600650318MD21SDWRC00350474M208（四）筛孔数N与开孔率取筛孔的孔径D0为5MM,正三角形排列，一般碳钢的板厚为3MM,取T/D030,故孔中心T3050150MM。15依式计算塔板上的筛孔数N，即N孔2738501810582323AAT依式计算塔板上开孔区的开孔率,即101在515范围内03970220DTAAO每层塔板上的开孔面积A0为A0010105430055M2A气体通过筛孔的气速U0M/S361258OSV五塔有效高度（精馏段）Z61042M（六）塔高计算M274081THNZ实七、筛板的流体力学验算（一）气体通过筛板压降相当的液柱高度PH依式PHHLC1干板压降相当的液柱高度CH依167，查图813，C0084,于是有35OD0051CHMULVO0389579284361522气流穿过板上液层压降相当的液柱高度LH0901M/S,F0587136FTSAAVU518290VAU由图814查取板上液层充气系数62016依式MHHWLL03667003克服液体表面张力压降相当的液柱高度H依式MH02858190573240GDL故003890036600020800MP单板压降G00787950596160836PA1587640OWU故在设计负荷下不会发生过量漏夜。（四）液泛验算为防止降液管液泛的发生，应使降液管中清夜高度。WTDHH依式计算，即DLPDHH17依式计算，即DHDHMHLLOWS0974567021531530200780060000970139MDH取05，则MHT23405故在设计中负荷下不会发生液泛。根据以上塔板的各项流体力学验算，可认为精馏段塔径及各工艺尺寸是合适的。八、塔板负荷性能图（一）雾沫夹带线（1）依式H236075FTAVHHUL式中ASSFTSAVAU615871332304252WSWOWFLLEHH近似取10,0047M,067MEL故B3232317806710842075SSFLLH取雾沫夹带极限值为01KG液/KG气,已知2041103N/M,04M,并VETH将A、（B）式代入式H，得下式,2336178042612075SL整理得。32SSV在操作范围内，任取几个值，依式算出相应的值列于附表1中。SV18附表1，M3/SSL06104151033010345103，M3/SV132131129113396依表中数据在图中雾沫夹带线（1），如图3所示。SVL（二）液泛线（2）有XDOWPWTHHH近似取10,0046M,067MEL由式COWH323601842WSLL323670184SL3281S222208357908405159SSOSLVOCVACU由式PHHLC及式323249080871046SSOWLLL000208M已算出，得H00883VS20028204903000208P32SL0030300883VS204903D又因为（E）DH2231680456715301530SSOWSLHLLE将HT04M,0047M,05及C、D、E式代入式X式得05040047190030300883VS2049030871200471683整理得下式32SL32SLS2VS216615421906LS223S在操作范围内取若干LS值，依（2）式计算VS值，列于附表2，依表中数据作出泛液线（2），如图3中线（2）所示。附表2LS,M3/S06104151033010345103VS,M3/S164162159157（三）液相负荷上限线（3）取液体在降压管中停留时间为4秒，有下式M3/S3058740MAX,FTSAHL液相负荷上限线（3）在VSLS坐标图上为与气体流量无关的垂直线，如图3线（3）所示。（四）漏夜线（气相负荷下限线）（4）由004708712,代入漏夜点气速式LHOW32SLOSWAVUMIN,VLCOWHCU1305646205798082504783MIN,SOSAV把00537M2代入上式并整理，得MIN,SV3215097083SL此即气相负荷下限关系式，在操作范围内取若干LS值，依（4）式计算VS值，列于附表3，依表中数据作出气相负荷下限线（4），