课程设计--甲苯-乙苯精馏塔设计.doc

食品工程原理课程设计设计题目甲苯-乙苯精馏塔设计学生姓名黄晓擎学生学号200911211107专业班级食品1091班指导教师叶盛权设计时间2011年12月29号 目录1、概述41.1设计题目41.2 设计目的41.3设计条件及主要物性参数表41.4设计内容41.5设计方案选定52、 精馏塔的物料衡算52.1 原料液及塔顶、塔底产品的摩尔分率52.2物料衡算63、塔板数的确定63.1.理论板层数NT 的求取63.2图解法求理论板层数83.3实际塔板数Np的求取84、精馏塔的工艺条件及有关物性数据的计算941 操作压力计算94.2操作温度计算94.3平均摩尔质量的计算94.4 平均密度计算94.5 液体平均表面张力的计算115、精馏塔的塔体工艺尺寸计算125.1 塔径的计算125.2 精馏塔有效高度的计算136、塔板主要工艺尺寸的计算136.1 精馏段溢流装置的计算：136.2塔板布置147.塔板流动性能的校核147.1液沫夹带的校核147.2塔板压降157.3 降液管液泛校核158、塔板负荷性能图168.1精馏段塔板负荷性能图169、板式塔的结构与附属设备的计算和选型199.1塔体的空间199.2精馏塔的附属设备1910、所设计筛板与塔结构的主要结果汇总于下表1911、主要接管尺寸的选取2011.1进料管2011.2回流管2011.3釜液出口管2111.4塔顶蒸汽管2111.5加热蒸汽管2112、设计中的符号说明2113、参考文献2414、结束语241、概述1.1设计题目甲苯乙苯精馏装置设计1.2 设计目的1.2.1 通过甲苯-乙苯精馏装置设计，熟悉蒸馏装置的原理1.2.2加强对“食品科学与工程”及其化工原理知识的综合应用能力。1.2.2提高自己分析与解决工程的实际问题的能力。1.2.3培养查阅资料，选用公式和收集数值数据的能力，正确地选择设计参数。掌握化工设计的基本程序和方法。1.2.4加强对“食品科学与工程”及其化工原理知识的综合应用能力。1.2.5树立正确的设计思想和实事求是，严谨，负责的工作作风。1.3设计条件及主要物性参数表在一常压操作的连续精馏塔内分离甲苯乙苯混合物。1、处理量： 27000 （吨/年）。 2、操作周期：300天/年 3、进料组成：甲苯、乙苯的混合溶液，含甲苯的质量分数为30%。 4、进料状态： 泡点进料 5、料液初温 ： 35 6、冷却水的温度： 30 7、饱和蒸汽压强：2.5Kgf/cm2(1Kgf/cm2=98.066)KPa 8、精馏塔塔顶压强: 4 KPa(表压) 9、单板压降不大于 0.7 kPa 10、总塔效率为 0.6 11、分离要求：塔顶的甲苯含量不小于99%(质量分数),塔底的 甲苯含量不大于1%(质量分数)。 12、设备型式：筛板1.4设计内容1.4.1 精馏塔的物料衡算；1.4.2 塔板数的确定：1.4.3 精馏塔的工艺条件及有关物件数据的计算；1.4.4 精馏塔的塔体工艺尺寸计算；1.4.5塔板主要工艺尺寸的计算；1.4.6塔板的流体力学验算：1.4.7 塔板负荷性能图；1.4.8 精馏塔接管尺寸计算；1.4.9 绘制生产工艺流程图；1.4.10 绘制精馏塔设计条件图；1.4.11 对设计过程的评述和有关问题的讨论。1.5设计方案选定本设计任务为分离甲苯-乙苯混合物。原料液由泵从原料储罐中引出，在预热器中预热至35后送入连续板式精馏塔（筛板塔），塔顶上升蒸汽流采用立式自流式冷凝器冷凝后一部分作为回流液，其余作为产品经冷却至25后送至产品槽；塔釜采用卧式热虹吸再沸器提供气相流，塔釜残液送至废热锅炉。1.5.1 精馏方式：本设计采用连续精馏方式。原料液连续加入精馏塔中，并连续收集产物和排出残液。其优点是集成度高，可控性好，产品质量稳定。由于所涉浓度范围内甲苯和乙苯的挥发度相差较大，因而无须采用特殊精馏。1.5.2塔板形式：根据生产要求，选择结构简单，易于加工，造价低廉的筛板塔，筛板塔处理能力大，塔板效率高，压降较低，在甲苯和乙苯这种黏度不大的分离工艺中有很好表现。1.5.3 加料方式和加料热状态：加料方式选择加料泵打入。由于原料温度稳定，为减少操作成本采用35饱和液体进料。1.5.4 由于蒸汽质量不易保证，采用间接蒸汽加热。2、 精馏塔的物料衡算原料液处理量为3750kg/h,（每年生产300天），塔顶产品组成99%（w/w）甲苯。原料30%（w/w）甲苯-乙苯溶液，釜残液含1%（w/w）的甲苯溶液。分子量92.13 kg/kmol； 106.16 kg/kmol。2.1 原料液及塔顶、塔底产品的摩尔分率原料摩尔分数：（0.3/92.13）/（0.3/92.13+0.7/106.16）=0.3306塔顶摩尔分数 ： XD=（0.99/92.13）/（0.99/92.13+0.01/106.16）=0.9913塔釜残液的摩尔分数： XW=（0.01/92.13）/（0.01/92.13+0.99/106.16）=0.0115塔底产品的平均摩尔质量:=0.330692.13+（1-0.3306）106.16=101.5217kgmolMD=0.991392.13+（1-0.9913）106.16=92.2521 kgmolMw=0.011592.13+（1-0.0115）106.16=105.9987 kgmol2.2物料衡算原料的处理量 F=（27000*103）/（300*24*101.5217）=36.9379kmol/h总物料衡算 D+W=36.9379 乙醇的物料衡算 36.9379*0.3306=0.9913D+0.0115*W联立解得：塔顶采出量 D=12.0299 kmolh塔底采出量 W=24.9080 kmolh3、塔板数的确定3.1.理论板层数NT 的求取 表1Antoine方程常数物质ABC温度范围甲苯6.079541344.8219.4826137乙苯6.082081424.255213.0626163 表2t/110.62113116119122101.3089 108.3452 117.7550 127.7931 138.4878 48.0712 51.7611 56.7318 62.0770 67.8163 x1.0000 0.8755 0.7303 0.5969 0.4738 y1.0000 0.9364 0.8490 0.7530 0.6477 t/125128131134136.324149.8675 161.9614 174.7988 188.4096 199.5043 73.9700 80.5590 87.6044 95.1280 101.2991 x0.3601 0.2548 0.1571 0.0662 0.0000 y0.5327 0.4074 0.2710 0.1231 0.0000 3.1.1甲苯、乙苯的温度-组成甲苯-乙苯属理想物系，可采用图解法求理论板层数。 根据（A、B、C为Antoine方程常数由手册已查得如表1）求得一系列温度下甲苯和乙苯的蒸气压、。 再根据泡点方程和露点方程得到各组t-x(y)数据（如表2），绘出甲苯、乙苯的温度-组成图（如图1）及平衡曲 线（如图2）。 图1常压下乙醇水溶液的t-x-y图3.1.2确定操作的回流比R因q=1、xe=xf=0.3306在xy图上查得ye=0.4996。故有： 而一般情况下R=(1.12)Rm ,考虑到精馏段操作线离平衡线较近，故取实际操作的回流比为最小回流比的2倍。 即：R=2Rm=5.81893.1.3求操作线方程精馏段操作线方程为： L=RD=5.818912.0299=70.0008 kmol/h 提馏段操作线方程为3.2图解法求理论板层数精馏段操作线为经过点a(0.9913,0.9913)、c(0,0.1454)的直线，与q线交与点d,而提留段操作线为经过点d、b(0.0115,0.0115)两点的直线。在x-y图中绘出精馏段操作线、提留段操作线、q线，并绘出梯级（如图2）。 图解得总理论塔板数NT=19.11191=18.1119块（不含再沸器）。其中精馏段NT1=9块，提馏段NT2=9.1119块，第10块为加料板位置。3.3实际塔板数Np的求取精馏段：Np1=NT1/0.6=15，取Np1=15块； 提留段：NP2=NT2/0.6=15.1865；取Np2=16块； 总塔板数：NP=Np1+Np2=31块。4、精馏塔的工艺条件及有关物性数据的计算41 操作压力计算4.1.1塔顶操作压力 =101.3+4=105.3 kPa4.1.2每层塔板压降 P = 0.7 kPa4.1.3进料板压力 = 105.3+0.715=115.8 kPa4.1.4塔底操作压力 ：PW115.80.716127 kPa4.1.5精馏段平均压力 Pm1=(105.3+115.8)/2=110.55 kPa4.2操作温度计算查温度-组成图可得相应温度如下： 塔顶温度 ：TD110.783 进料板温度 ：TF125.817 塔底温度 ：TW136.983 精馏段平均温度 ：Tm1（110.783125.817）/2 = 118.301 4.3平均摩尔质量的计算4.3.1塔顶平均摩尔质量计算：由y1=xD=0.9913,查平衡曲线得x1=0.9825 4.3.2进料板平均摩尔质量计算 由 xF0.3306，查平衡曲线得yF0.4996 4.3.3塔底平均摩尔质量计算 由 xW0.0115，查平衡曲线得yW0.01151 4.3.4精馏段平均摩尔质量 4.4 平均密度计算4.4.1气相平均密度计算由理想气体状态方程计算，即 4.4.2液相平均密度计算 由于已查得液相甲苯、乙苯在某些温度下的密度（如表3），将其以T为x轴、为y轴分别绘制出甲苯、乙苯的温度-密度曲线图（如图3）。故甲苯、乙苯纯组分在本设计所涉及的温度范围内的密度可用下式求得： 甲苯A=-1.0245T892.00 ， 乙苯 B=-0.9521T889.84 而液相平均密度用计算（ 式中表示质量分数）。 液相甲苯、乙苯在某些温度下的密度温度 T/60708090100 kg/m3甲 苯829.3819.7810800.2790.3乙 苯831.8822.8813.6804.5795.2温度 T/110120130140150 kg/m3甲 苯780.3770759.5748.8737.8乙 苯785.8776.2766.6756.7746.6 表3 图3 、塔顶液相平均密度的计算 由TD110.783 得： DA=-1.0245110.783892.00=778.5028 kg/m3 DB=-0.9521110.783889.84=784.3635 kg/m3 、进料板液相平均密度的计算 由TF125.817 得： FA=-1.0245125.817892.00=763.1005 kg/m3 FB=-0.9521125.817889.84=770.0496 kg/m3 进料板液相的质量分率 、塔底液相平均密度的计算 由TW136.983 得： WA=-1.0245136.983892.00=751.6609 kg/m3 WB=-0.9521136.983889.84=759.4184 kg/m3 、精馏段液相平均密度 Lm1=(DmFm)/2=（778.561767.9516）=773.2563 kg/m34.5 液体平均表面张力的计算由于已查得液相甲苯、乙苯在某些温度下的表面张力（如表4），将其以T为x轴、为y轴分别绘制出甲苯、乙苯的温度-表面张力曲线图（如图4）。故甲苯、乙苯纯组分在本设计所涉及的温度范围内的表面张力可用下式求得： 甲苯 A=-0.1053T30.095 乙苯 B=-0.1016T31.046 而液相平均表面张力用计算 表4甲苯、乙苯在某些温度下的表面张力（）温度 T60708090100表面张力(mN/m)甲苯23.9422.8121.6920.5919.49乙苯25.0123.9622.9221.8820.85温度 T110120130140150表面张力 (mN/m)甲苯18.4117.3416.2715.2314.19乙苯19.8318.8117.8116.8215.83 图4 1、塔顶液相平均表面张力的计算 由 TD110.783 得： DA=-0.1053110.78330.095=18.4296 mN/m DB=-0.1016110.78331.046=19.7904 mN/m Dm=0.982518.4296(1-0.9825)19.7904=18.4534mN/m 2、进料板液相平均表面张力的计算 由TF125.817 得： FA=-0.1053125.81730.095=16.8465 mN/m FB=-0.1016125.81731.046=18.2630 mN/m Fm=0.330616.8465（10.3306）18.2630=17.7947 mN/m 3、塔底液相平均表面张力的计算 由 TW136.983 得： WA=-0.1053136.98330.095=15.6707 mN/m WB=-0.1016136.98331.046=17.1285 mN/m Wm=0.011515.6707(1-0.0115)17.1285=17.1118 mN/m 4、精馏段液相平均表面张力 Lm1=(DmFm)/2=（18.453417.7947)/2=18.1241mN/m 5、精馏塔的塔体工艺尺寸计算5.1 塔径的计算 取板间距HT=0.50m，取板上清液层高度 0.06m。 液气动能参数 ： 查Smith通用关联图得 负荷因子： 最大允空塔气速： 取适宜空塔气速：1=0.7F1=0.95064 m/s 估算塔径 ：，按标准塔径圆整后取塔径D1 m。塔截面积为 AT1=0.785D2=0.78512=0.785 m2 表6 板间距与塔径的关系塔径D/mm300500500800800160016002400板间距HT/mm200，250，300250，300，350300，350，400，450，500400，450，500，550，6005.2 精馏塔有效高度的计算精馏段有效高度： Z精=( Np1-1)HT=(15-1) 0.5=7 m 提馏段有效高度： Z提=( Np2-1)HT=(16-1) 0.5=0.75 m 在进料板上方开一人孔HT，其高度为0.5 m 故精馏塔的有效高度Z =Z精Z提0.5=77.50.5=15 m6、塔板主要工艺尺寸的计算6.1 精馏段溢流装置的计算：因塔径D1 m，可选用单溢流弓形降液管平直堰，采用凹形液盘。各项计算如下： 6.1.1堰长： 取6.1.2溢流堰高度hw1 由；，根据液流收缩系数图可查得液流收缩系数E1=1.031，对于平直堰，堰上液层高度hOW1可由Francis经验公式计算得： hOW应大于6mm，本设计满足要求，板上清液层高度 60mm ，故6.1.3弓形降液管宽度Wd1和截面积Af1 由查弓形降液管的参数图得： 液体在降液管中停留时间： 故降液管设计合理。 6.1.4降液管底隙高度ho1取降液管底隙的流速则 （不宜小于0.020.025 m，满足要求）hW1-ho1=44.2-34.86=9.34 mm6 mm故降液管底隙高度设计合理。 选用凹形受液盘，深度取=50mm。 6.2塔板布置6.2.1塔板的分块 因D1800mm，故塔板采用分块式。塔板分为3块。 表7 塔板分块数与塔径的关系塔径D/mm8001200140016001800200022002400塔板分块数 3 4 5 66.2.2破沫区(安定区)宽度、无效边缘区确定 取破沫区宽度：=0.06 m ；取无效边缘区：Wc1=0.05 m。6.2.3开孔区面积计算 开孔区面积Aa按计算 其中x1=D/2-(Wd1Ws1 )= 0.5-(0.11+0.06)=0.33 m r1 = D/2-Wc1 =0.5-0.05=0.45 m 故 6.2.4筛孔计算及其排列 本设计所处理的物系无腐蚀性，可选用3 mm（一般的厚度为34mm）碳钢板，取筛孔直径 d015 mm（工业生产中孔径一般在310mm之间，45mm居多），筛孔按正三角形排列，取孔中心距t为 t13d013 515mm（通常采用2.55倍孔直径的中心距） 。 筛孔数目： 开孔率为：（开孔率一般在515%之间,满足要求） 每层塔板开孔面积： 气体通过筛孔的气速： 7.塔板流动性能的校核7.1液沫夹带的校核液沫夹带量可用式计算： 精馏段液沫夹带量 （验算结果表明产生的雾沫夹带量在本设计范围内允许）7.2塔板压降7.2.1干板阻力hc1计算 干板阻力hc1由 计算 d01/5/31.6667，由孔流系数图查得孔流系数C010.8011 故7.2.2气体通过板上液层的压降 气体通过有效流通截面积的气速，对单流型塔板有： 动能因子： 查充气系数图得充气系数：（一般可近似取）。 故7.2.3液体表面张力的阻力计算 液体表面张力所产生的阻力由计算 7.2.4气体通过每层塔板的液柱高度hp可按下式计算，即 气体通过每层塔板的压降为 ： （满足工艺要求）。 7.3 降液管液泛校核为防止塔内发生液泛，降液管内液层高Hd应服从Hd(HT+hW) 苯一甲苯物系属一般物系，取0.5，则 (HT+hW)=0.5(0.50+0.04394)=0.27197 m 而Hd=hP+hL+hd，板上不设进口堰，本设计采用平直堰=0，hd可由计算，即 精馏段： 故Hd1=0.08953+0.06+0.001527=0.1511 m液柱 。 因Hd1小于(HT+hW),故在本设计中不会发生液泛现象。 通过流体力学验算，可认为精馏段塔径及塔板各工艺结构尺寸合适，若要做出最合理的设计，还需重选及，进行优化设计，在此不再赘叙。8、塔板负荷性能图8.1精馏段塔板负荷性能图8.1.1液相负荷上限线 8.1.2液相负荷下限线 取平堰堰上液层高度m，。 8.1.3雾沫夹带线式中 代入数据得简化得： 在操作范围内，任取几个值，依上式算出对应的值列于下表：1045.70420.167734.631749.095770.651.621.531.471.411.34依据表中数据作出雾沫夹带线 8.1.4液泛线 在操作范围内，任取几个值，依上式算出对应的值列于下表：1045.70420.167734.631749.095770.651.291.241.201.151.09 依据表中数据作出液泛线 8.1.5漏液线（气相负荷下限线）漏液点气速 ，整理得： 在操作范围内，任取几个值，依上式算出对应的值列于下表：，m3/s1045.70420.167734.631749.095770.65Vs了，min，m3/s0.2960.3110.3210.3300.342依据表中数据作出漏液线 8.1.6操作弹性 操作气液比 操作弹性定义为操作线与界限曲线交点的气相最大负荷与气相允许最小负荷之比，即：操作弹性=将所得上述五个方程绘制成精馏段塔板负荷性能图（如图6） 图 6 9、板式塔的结构与附属设备的计算和选型9.1塔体的空间9.1.1根据化工原理课程设计P117页通常取塔顶空间高度（1.5-2.0） 取=1.8=1.80.5=0.9m9.1.2塔底空间 取=2.5m9.1.3封头高度 取=0.35m9.1.4裙座高度 取=3.5m9.1.5塔高H H=Z+=15+0.9+0.35+2.5+3.5=22.25m9.2精馏塔的附属设备精馏塔的附属设备包括蒸汽冷凝器、产品冷却器、再沸器、原料泵、原料储罐、釜液储罐、产品储罐、釜液冷却器、分配器再沸器采用卧式热虹吸式再沸器，冷凝器采用立式自流式10、所设计筛板与塔结构的主要结果汇总于下表序 号 项 目 数值1 平均温度tm，oC 118.3012 平均压力Pm，kPa 110.553 气相流量Vs，（m3/s） 0.67084 液相流量Ls，（m3/s） 0.002445 实际塔板数 316 有效段高度Z，m 77 塔径D，m 18 板间距，m 0.59 溢流形式 单溢流10 降液管形式 弓形11 堰长，m 0.712 堰高，m 0.044213 板上液层高度，m 0.0614 堰上液层高度，m 0.0015815 降液管底隙高度，m 0.000625 16 安定区宽度，m 0.06 17 边缘区宽度，m 0.00518 开孔区面积，m2 0.539519 筛孔直径，m 0.00520 筛孔数目，个 275521 孔中心距t，m 0.01522 开孔率，% 10.077823 空塔气速u，m/s 0.9506424 筛孔气速，m/s 12.433725 稳定系数K 1.2226 每层塔板压降，Pa 679.127 负荷上限 液泛控制28 负荷下限 漏液控制29 液沫夹带ev，（kg液/kg气） 0.0073430 气相负荷上限，m3/s 0.00706531 气相负荷下限，m3/s 0.00706532 操作弹性 3.8833 塔顶空间高度，m 0.934 塔底空间,m 2.535 封头高度,m 0.3536 裙座高度,m 3.537 塔高H,m 22.25 11、主要接管尺寸的选取11.1进料管 有已知料液流率为3750kg/h，取料液密度为988.1kg/m3，则料液体积流率为取管内流速uf=0.5m/s，则进料管得直径取进料管尺寸76*411.2回流管 有已知回流液流率为1636.613.6kg/h，取回流液密度为778.561kg/m3，则回流液体积流率为取回回流管尺寸为25*2.511.3釜液出口管 由已知釜液流率为4480.342kg/h，取釜液密度为988.1kg/m3，则釜液体积流率取管内流速Uw=2m/s,则釜液出口管直径取釜液出口管尺寸为89*411.4塔顶蒸汽管 近似取精馏段体积流率为塔顶蒸汽体积流率VT，并取管内蒸汽uT=15m/s，则塔顶蒸汽管直径取塔顶蒸汽管尺寸为168*2811.5加热蒸汽管 取加热蒸汽管内蒸汽流速uT=0.6 m3/s，加热蒸汽密度3.25kg/ m3，流速取15m/s，则加热蒸汽管径取加热蒸汽管尺寸为219*712、设计中的符号说明英文字母Ap塔板鼓泡区面积，m2；Af降液管截面积，m2；A0筛孔面积，m2；AT塔截面积，m2；C负荷系数，无因次；C2020dyn/cm时的负荷系数，无因次Cf泛点负荷系数，无因次；Cp比热，kJ/kg&S226;K；d0筛孔直径，m；D塔径，m；D塔顶产品流量，kmol/h或kg/h；eV雾沫夹带量，kg(液)/kg(气) ；E液流收缩系数，无因次；ET总板效率或全塔效率，无因次；F原料流量，kmol/h或kg/h；g重力加速度，m/s2；hd干板压降，m；hd液体通过降液管的压降，m；ht气相通过塔板的压降，m；hf板上鼓泡层高度，m；hl板上液层的有效阻力，m；hL板上液层高度，m；h0降液管底隙高度，m；h0w堰上液层高度，m；hp与单板压降相当的液柱高度，m；hW溢流堰高度，m；h与克服表面张力的压强降相当的液柱高度，m；Hd降液管内清液层高度，m；HT塔板间距，m；I物质的焓，kJ/kg；K稳定系数，无因次；lW堰长，m；LS塔内液体流量，m3/s；M分子量；n筛孔总数；NT理论板数；N实际板数；P操作压强，Pa；P单板压强，Pa；Pp通过一层塔板的压强降，Pa/层；q进料热状况参数，无因次；Q热负荷，kJ/h；QB再沸器热负荷，kJ/h；QC全凝器热负荷，kJ/h；QL热负荷损失，kJ/h；r汽化潜热，kJ/kg；R气体常数，8314J/kmol&S226;K；R回流比，无因次；t温度，或K；t孔心