[化学]苯-乙苯分离过程筛板精馏塔设计.doc

北方民族大学课程设计 题 目苯-乙苯分离过程筛板精馏塔设计 学 院 化学工程学院 专业班级 过控0902 姓 名 杨 伟 学 号 20091181 指导老师 柳 华 2011年 12月目录1、 任务书32、 综述53、 符号说明74、 主要物性数据85、 工艺计算91、精馏塔全塔物料恒算92、塔板数的确定103、实际塔板数的求取114、相关物性参数的计算13 5、塔和塔板的主要工艺尺寸计算186、筛板的流体力学计算247、塔板负荷性能图266、 筛板塔工艺设计计算结果汇总337、 管路设计348、 设计评述359、 参考文献35化工原理课程设计任务书学生姓名： 杨伟 专业班级： 过控0902班 指导教师： 柳华 工作单位： 化学工程学院 （一）设计题目苯-乙苯连续精馏塔的设计（二）设计任务及操作条件1) 进精馏塔的料液含乙苯40%（质量分数，下同），其余为苯；2) 塔顶的乙苯含量不得高于2%；3) 残液中乙苯含量不得低于98%；4) 生产能力为年产 3.4万 吨98%的乙苯产品；5) 操作条件a) 塔顶压力 4kPa（表压）b) 进料热状态 泡点进料c) 回流比 2倍最小回流比d) 加热蒸气压力 0.5MPa（表压）e) 单板压降 0.7kPa。（三）塔板类型筛板塔。（四）工作日每年工作日为300天，每天24小时连续运行。（五）厂址厂址为武汉地区。（六）设计内容1、设计说明书的内容1) 精馏塔的物料衡算；2) 塔板数的确定；3) 精馏塔的工艺条件及有关物性数据的计算；4) 精馏塔的塔体工艺尺寸计算；5) 塔板主要工艺尺寸的计算；6) 塔板的流体力学验算；7) 塔板负荷性能图；8) 精馏塔接管尺寸计算；9) 对设计过程的评述和有关问题的讨论。2、设计图纸要求：1) 绘制生产工艺流程图（A2号图纸）；2) 绘制精馏塔装配图（A1号图纸）。时间安排：2011年12月1日到2011年12月30日指导教室签名： 年 月 日系主任（或责任教室签名）： 年 月 日综述塔设备的化工生产中的作用和地位 塔设备是化工、石油化工和炼油等生产中最重要的设备之一。它可使气（或汽）液或液液两相进行紧密接触，达到相际传质及传热的目的。可在塔设备中完成的常见操作有：精馏、吸收、解吸和萃取等。此外，工业气体的冷却与回收、气体的湿法静制和干燥，以及兼有气液两相传质和传热的增湿、减湿等。在化工厂、石油化工厂、炼油厂等中，塔设备的性能对于整个装置的产品产量、质量、生产能力和消耗定额，以及三废处理和环境保护等各个方面，都有重大的影响。据有关资料报道，塔设备的投资费用占整个工艺设备投资费用的较大比例；它所耗用的钢材重量在各类工艺设备中也属较多。因此，塔设备的设计和研究，受到化工炼油等行业的极大重视。设计方案本设计任务为分离乙醇-水混合物。对于二元混合物的分离，应采用连续精馏。精馏过程的流程设计如下：工艺流程如图1所示。原料液由高位槽经过预热器预热后进入精馏塔内。操作时连续的从再沸器中取出部分液体作为塔底产品（釜残液）再沸器中原料液部分汽化，产生上升蒸汽，依次通过各层塔板。塔顶蒸汽进入冷凝器中全部冷凝或部分冷凝，然后进入贮槽再经过冷却器冷却。并将冷凝液借助重力作用送回塔顶作为回流液体，其余部分经过冷凝器后被送出作为塔顶产品。为了使精馏塔连续的稳定的进行，流程中还要考虑设置原料槽。产品槽和相应的泵,有时还要设置高位槽。且在适当位置设置必要的仪表（流量计、温度计和压力表）。以测量物流的各项参数。设计方案简介设计中采用泡点进料，塔顶上升蒸汽采用全冷凝器冷凝，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。具体如下：塔型的选择本设计中采用筛板塔。筛板塔的优点是结构比浮阀塔更简单，易于加工，造价约为泡罩塔的60，为浮阀塔的80左右。 处理能力大，比同塔径的泡罩塔可增加1015。塔板效率高，比泡罩塔高15左右。压降较低。缺点是塔板安装的水平度要求较高，否则气液接触不匀。加料方式和加料热状况的选择 加料方式采用直接流入塔内。虽然进料方式有多种，但是饱和液体进料时进料温度不受季节、气温变化和前段工序波动的影响，塔的操作比较容易控制；此外，饱和液体进料时精馏段和提馏段的塔径相同，无论是设计计算还是实际加工制造这样的精馏塔都比较容易，为此，本次设计中采取饱和液体进料设计的依据与技术来源本设计依据于精馏的原理（即利用液体混合物中各组分挥发度的不同并借助于多次部分汽化和部分冷凝使轻重组分分离），并在满足工艺和操作的要求，满足经济上的要求，保证生产安全的基础上，对设计任务进行分析并做出理论计算。目前，精馏塔的设计方法以严格计算为主，也有一些简化的模型，此次设计采用精确计算与软件验算相结合的方法。符号说明英文字母 Ls液体体积流量，m3/hAa塔板开孔区面积，m2 n筛孔数目Af降液管截面积，m2 P操作压力，kPaAo筛孔区面积，m2 P气体通过每层筛板的压降，kPaAT塔的截面积，m2 T理论板层数C负荷因子，无因次 t筛孔的中心距，mC20表面张力为20mN/m的 u空塔气速，m/s 负荷因子 do筛孔直径，m uomin漏液点气速，m/sD塔径，m uo液体通过降液体系的速度，m/sev液沫夹带量，kg液/kg气 Vn气体体积流量，m/sR回流比 Vs气体体积流量，m/sRmin最小回流比 Wc边缘无效区宽度，mM平均摩尔质量，kg/kmol Wd弓形降液管高度，mTm平均温度， Ws破沫区宽度，mg重力加速度，m/s2 Z板式塔有效高度，mFo筛孔气相动触因子 hl出口堰与沉降管距离，m 希腊字母hc与平板压强相当的液柱高 筛板厚度，m 度，m 液体在降液管内停留时间，shd与液体流过降液管压强降 粘度，mPas 相当的液柱高度，m 密度，kg/m3hf板上清液高度，m 表面张力，mN/mhl板上清液层高度，m 开孔率，无因次ho降液管的底隙高度，m 质量分率，无因次how堰上液层高度，m Hw出口堰高度，m 下标Hw进口堰高度，m max最大h与克服表面张力压强降相 min最小 当的液柱高度，m L液相 H板式塔高度，m V气相Hd降液管内清夜层高度，m HF进料处塔板间距，m HP人孔处塔板间距，mHT塔板间距，mK稳定系数lw堰长，mLh液体体积流量，m3/h主要物性数据1、 苯、乙苯的物理性质项目分子式分子量沸点临界温度临界压强Pa苯AC6H678.1180.1288.56833.4乙苯BC8H10106.16136.2348.574307.72、 苯、乙苯在某些温度下的表面张力t/2040608010012014028.826.2523.7421.2718.8516.4914.1729.327.1425.0122.9220.8518.8116.823、 苯、乙苯在某些温度下的粘度t/0204060801001201400.7420.6380.4850.3810.3080.2550.2150.1840.8740.6660.5250.4260.3540.3000.2590.2264、 苯、乙苯的液相密度t/20406080100120140877.4857.3836.6815.0792.5768.9744.1867.7849.8931.8913.6795.2776.2756.75、 不同塔径的板间距塔径D/m0.3-0.50.5-0.80.8-1.61.6-2.42.4-4.0板间距HT/mm200-300250-350300-450350-600400-600工艺计算1、 精馏塔的物料衡算苯的摩尔质量：乙苯的摩尔质量：原料液及塔顶，塔底产品的平均摩尔质量：分别为原料、塔顶、产品中的苯的摩尔分数则可知产物的产量代入前式可得：2、 塔板数的确定查化工手册得苯和乙苯的t-x-y关系T/xy-11840.860.974880.740.939920.6350.906960.5410.8641000.4850.8161040.40.81080.3180.7110.60.2780.6541150.2170.5711200.1560.4631250.1030.3441300.0550.2051350.010.042136.200由上图可得q线与平衡线的交点坐标（xq，yq）为（0.67，0.91）则最小回流比为取回流比则精馏塔的气液负荷：精馏段：提馏段：求取操作线方程精馏段操作线方程：提馏段操作线方程：由x-y图，画梯级可得理论板数为8（不包含塔釜），进料板为第3块板。3、 实际塔板数的求取塔板效率是气、液两相的传质速率、混合和流动状况，以及板间反混（液沫夹带、气泡夹带和漏液所致）的综合结果。板效率为设计的重要数据。板效率与塔板结构、操作条件、物质的物理性质及流体力学性质有关，它反映了实际塔板上传质过程进行的程度。OConnell对几十个工业塔及实验塔板效率进行综合归纳，认为蒸馏塔可用相对挥发度与液相黏度的乘积作为参数来关联全塔效率，其经验式为：式中相对挥发度；液相黏度，mPas。上式中、的数据均取塔顶、塔底平均温度下的值。此经验式的图解见右图用于多元系统时，取关键组分间的相对挥发度；取液相的平均黏度。可按下式计算式中进料中各组分的摩尔分数； i组分的液态黏度，mPas。由t-x-y曲线可知：全塔平均温度查手册得平均温度下的液相中各组分的黏度组分苯A乙苯B黏度（mPas）0.230.29则有同理、平均黏度查手册得，在106.25下，相对挥发度则全塔效率计算实际塔板数精馏段提馏段故全塔实际所需塔板数块加料板位置在第7块4、 相关物性参数的计算操作压强塔顶压强进料板压强塔釜压强精馏段平均操作压强提馏段平均操作压强全塔平均操作压强平均温度由前精馏段平均温度:提馏段平均温度:全塔平均温度:平均摩尔质量由苯乙苯图解理论板及t-x-y图查知xy(图解理论板)x（平衡曲线）xD=0.985yD=0.985xD=0.93xf=0.67yF=0.865xf=0.557xw=0.027yW=0.027xw=0.00539进料板平均摩尔质量气相液相塔顶平均摩尔质量气相液相塔底平均摩尔质量气相液相则精馏段平均摩尔质量气相液相提馏段平均摩尔质量气相液相全塔平均摩尔质量气相液相平均密度气相密度精馏段提馏段全塔液相密度式中为质量分率查的在下苯乙苯的密度为温度（）83809.79810.2390.5801.47803.31129.5758.24767.31塔顶平均密度 进料板平均密度 塔釜平均密度 精馏段平均密度提馏段平均密度全塔液相平均密度液体平均黏度查的在温度下各组成的黏度 黏度 温度83129.590.5苯(mPas)0.3010.2810.201乙苯(mPas)0.3500.3270.242由公式计算平均黏度进料板塔顶塔釜精馏段平均黏度提馏段平均黏度全塔平均黏度液体平均表面张力由公式进行计算查资料得温度下苯乙苯的表面张力 表面张力 温度8390.5129.5苯(mN/m)2120.0815.33乙苯(mN/m)22.6721.8917.83进料板表面张力塔顶表面张力塔底表面张力精馏段液体平均表面张力提馏段液体平均表面张力全塔液体平均表面张力气液相负荷精馏段提馏段塔的工艺条件及物性数据统计汇总如下项目符号单位计算数据平均压强精馏段kPa107.75提馏段114.05全塔111.6平均温度精馏段86.75提馏段110全塔98.4液相平均摩尔质量精馏段kg/kmol85.31提馏段98.28全塔91.8气相平均摩尔质量精馏段kg/kmol80.22提馏段93.65全塔86.94液相平均密度精馏段Kg/m3806提馏段784.7全塔795.4气相平均密度精馏段Kg/m32.91提馏段3.37全塔3.14液体平均黏度精馏段mPas0.299提馏段0.269全塔0.284液体平均表面张力精馏段mN/m20.86提馏段19.22全塔20.04气相负荷精馏段m3/s1.135提馏段1.1436液相负荷精馏段m3/h6.001提馏段26.1665、 塔和塔板的主要工艺尺寸计算塔径塔径的计算按照下式计算： 式中 D 塔径m；Vs 塔内气体流量m3/s；u 空塔气速m/s。空塔气速u的计算方法是，先求得最大空塔气速umax，然后根据设计经验，乘以一定的安全系数，即 因此，需先计算出最大允许气速。式中 umax允许空塔气速，m/s；V，L分别为气相和液相的密度，kg/m3 ； C气体负荷系数，m/s，对于气体负荷系数C可用下图确定；而下图是按液体的表面张力为=0.02N/m时绘制的，故气体负荷系数C应按下式校正： 精馏段塔径的计算由以上的计算结果可以知道：精馏段的气，液相体积流率为： 精馏段的汽，液相平均密度为： 板间距与塔径的关系 塔径D/mm300500500800800160016002400板间距HT/mm200300250350300450350600那么分离空间，初选板间距，取板上液层高度。查上图smith关联图，得，依式校正到物系表面张力为20.86mN/m时的C取安全系数为0.7，则调整塔径为1.4m;提馏段塔径的计算提馏段的汽，液相平均密度为：查上图smith关联图，得，依式校正到物系表面张力为19.22mN/m时的C调整塔径为1.4m，综上，则取塔径为1.4m，空塔气速为0.75m/s溢流装置采用单溢流，弓形降液管，平行受液盘及平行溢流堰，不设进口堰。溢流堰长lw取堰长为0.6D，则出口堰高hw由,选用平直堰,堰上液层高度式中 how堰上液流高度，m； ls塔内平均液流量，m3/h； lw 堰长，m； E 液流收缩系数。如右图一般情况下可取E=1，对计算结果影响不大。近似取E=1,则精馏段提馏段弓形降液管宽度Wd和截面Af由 查右图得：、则有计算液体在降液管中停留时间，以检验降液管面积故符合要求。降液管底隙高度 式中 降液管底隙处液体流速，m/s；(根据经验一般)取降液管底隙处液体流速为0.08m/s，则塔板布置边缘区宽度确定取（安定区宽度） （无效区宽度）开孔区（鼓泡区）面积计算开孔区面积按计算故筛孔计算及其排列选用碳钢板,取筛孔直径,筛孔按正三角形排列,取孔中心距计算塔板上的筛孔数，即计算塔板上开孔区开孔率气体通过筛孔的气速塔有效高度精馏段提馏段总的有效高度为6、 筛板的流体力学计算气体通过塔板的压力降直接影响到塔低的操作压力，故此压力降数据是决定蒸馏塔塔底温度的主要依据。气体通过每层塔板的压降为上式中液柱高度可按下式计算式中-塔板本身的干板阻力PC -板上充气液层的静压力PL -液体的表面张力P干板阻力hc计算干板阻力由如下公式计算： 由查干筛孔的流量系数图得 气体通过液层的阻力计算根据右图查的为0.62查的为0.58液体表面张力的阻力计算由公式计算气体通过每层塔板的压降用公式计算单板压强降符合设计要求。液面落差对于筛板塔液面落差很小,塔径和液流量均不大，故可忽略液面落差的影响。液沫夹带是指板上液体被上升气流带入上一层塔板的现象。液沫夹带由下式计算,即式中故在本设计中液沫夹带量在允许范围内，设计合理。漏液对于筛板塔，漏液点气速 可由式计算筛板稳定系数故在本设计中无明显漏夜。液泛汽液量相中之一的流量增大到某一数值，上、下两层板间的压力降便会增大到使降液管内的液体不能畅顺地下流。当降液管内的液体满到上一层塔板溢流堰顶之后，便漫但上层塔板上去，这种现象，称为液泛（淹塔）如气速过大，便有大量液滴从泡沫层中喷出，被气体带到上一层塔板，或有大量泡沫生成。如当液体流量过大时，降液管的截面便不足以使液体及时通过，于是管内液面即行升高。为防止塔内发生液泛，降液管内液层高Hd应服从式而由于板上不设进口堰，可由式 计算即因故在本设计中不发生液泛现象7、 塔板负荷性能图塔板结构参数确定后，该塔板在不同的气液负荷内有一稳定的操作范围。越出稳定区，塔的效率显著下降，甚至不能正常操作。将出现各种不正常的流体力学的界限用曲线表示出来，便为操作负荷性能图。它由气相负荷下限线（又称漏液线）、过量雾沫夹带线、液相负荷下限线、液相负荷上限线和液泛线五条线组成。精馏段漏液线漏液线，又称气相负荷下限线。气相负荷低于此线将发生严重的漏液现象，气、液不能充分接触，使塔板效率下降。由 得整理得在操作范围内，任取几个值，依上试计算出值，计算结果列于下表Ls0.00030.0010.0030.0060.009Vs0.5830.5980.62690.65780.6826雾沫夹带线当气相负荷超过此线时，雾沫夹带量过大，使塔板效率大为降低。对于精馏，一般控制eV0.1kg液/kg气。以ev=0.1kg液/kg气为限,求Vs-Ls关系如下:故 整理得Ls0.00030.0010.0030.0060.009Vs2.41832.3252.142461.935971.76278液相负荷下限线液相负荷低于此线，就不能保证塔板上液流的均匀分布，将导致塔板效率下降。对于平直堰,取上液层高度作为最小液体负荷标准由下式得取E=1,则据此可作出与气体流量无关的垂直负荷下限线。液相负荷上限线该线又称降液管超负荷线。液体流量超过此线，表明液体流量过大，液体在降液管内停留时间过短，进入降液管的气泡来不及与液相分离而被带入下层塔板，造成气相返混，降低塔板效率。以t=5s作为液体在降液管中停留时间的下限,由式5-9得故据此可作出与气体流量无关的垂直负荷上限线。液泛线若操作的气液负荷超过此线时，塔内将发生液泛现象，使塔不能正常操作。液泛可分为降液管液泛和液沫夹带液泛两种情况，在浮阀塔板的流体力学验算中通常对降液管液泛进行验算。为使液体能由上层塔板顺利地流入下层塔板，降液管内须维持一定的液层高度Hd。 令将代入得：Ls0.00030.0010.0030.0060.009Vs2.154992.09761.95101.67341.2407提馏段漏液线由 、 得整理得Ls0.00030.0010.0030.0060.009Vs0.487590.50300.53180.56270.5874雾沫夹带线当气相负荷超过此线时，雾沫夹带量过大，使塔板效率大为降低。对于精馏，一般控制eV0.1kg液/kg气。以ev=0.1kg液/kg气为限,求Vs-Ls关系如下:故 整理得Ls0.00030.0010.0030.0060.009Vs2.71602.6252.44672.24522.0761液相负荷下限线取上液层高度作为最小液体负荷标准由下式得取E=1,则据此可作出与气体流量无关的垂直负荷下限线。液相负荷上限线以t=5s作为液体在降液管中停留时间的下限,得故据此可作出与气体流量无关的垂直负荷上限线。液泛线将代入得：Ls0.00030.0010.0030.0060.009Vs2.10352.05751.96271.84491.7337筛板塔工艺设计计算结果汇总序号项目符号单位计算数据(精馏段/提馏段）1平均温度tm98.42平均压力PmkPm111.63气相流量Vsm3 /s1.374液相流量Lsm3 /h16.055实际塔板数Nt-186有效高度Zm6.87塔径Dm1.48板间距HTm0.49溢流形式（降液管）-单溢流弓形10堰长lwm0.8411堰高hwm0.0495/0.033312板上液层高度hlm0.0372/0.034813堰上液层高度howm0.0105/0.026714底隙高度hom0.0198/0.079915安定区高度Wdm0.06516边缘区高度Wcm0.03517开孔区面积Aom20.102218筛孔直径dom0.00519筛孔数目N-520920孔中心距tm0.01521开孔率-10.122空塔气速Um3 /s0.7523筛孔气速Uom3 /s11.1/11.224稳定系数K-2.2/2.425每层降液高度PmPa611.5/637.126停留时间S26.7/6.6227负荷上限-m3 /s液泛夹带28负荷下限-m3 /s漏液控制29液沫夹带evKg液/kg气0.006/0.00630气相负荷上限Vs(max)m3 /s1.95/1.9331气相负荷下限Vs(min)m3 /s0.62/0.532操作弹性j-3.15/3.86精馏塔接管与计算塔顶蒸汽出口管的直径D1因为塔顶压力不大，蒸汽导管中常用流速为1220m/s而、Vs=1.134m3/s、取u=20m/s代入得D1=0.292m根据GB663-87选用3257.5mm规格的管子。回流管直径D2由于本设计为回流液靠重力流入塔内，故u可取0.5m/s则D2=0.071m根据国标GB163-87，选用833.5mm规格的管子进料管直径D3设计为泵输入，取u为1.6m/s则D3计算得0.063m根据GB163-87选用703mm规格的管子塔底出料管直径D4U一般