苯-甲苯板式精馏塔的设计--化工原理课程设计.docx

化工原理课程设计 苯-甲苯板式精馏塔的设计 题 目： 苯-甲苯板式精馏塔的设计 学 院： 环 境 与 化 学 工 程 学 院 班 级： 学 号： 姓 名： 指导老师： 2016年12月化工原理课程设计任务书一、设计题目试设计一座苯-甲苯连续精馏塔，要求年产纯度为96.5%的苯8.5万吨，塔釜馏出液中含苯不得高于2%，原料液中含苯38%（以上均为质量分数）。二、操作条件1、塔顶压力 4kPa（表压）2、进料热状态 泡点进料3、回流比 34、塔底加热蒸气压力 0.5MPa（表压）5、 单板压降 0.7 kPa。三、塔板类型筛板。四、工作日每年300天，每天24小时连续生产。五、 厂址厂址为万州地区。六、 设计内容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其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、 绘制生产工艺流程图；10、绘制精馏塔设计条件图；11、对设计过程的总结。七、物性数据可查有关手册。苯、甲苯纯组分的饱和蒸气压数据需要自己查阅苯、甲苯的汽液平衡数据需要自己查阅目录1.设计方案的确定42.精馏塔的物料衡算42.1原料液及塔顶、塔釜产品的摩尔分率42.2原料液及塔顶、塔釜的平均摩尔质量42.3物料衡算 43.塔板数的确定 53.1理论板数NT的求取53.2实际板数的求取 64.精馏塔的工艺条件及有关物性数据的计算7 4.1操作压力的计算74.2操作温度的计算74.3平均摩尔质量的计算94.4平均密度的计算94.5液相平均表面张力的计算 104.6液体平均粘度的计算 114.7气液负荷计算 115.精馏塔的塔体工艺尺寸计算 125.1塔径的计算125.2塔高的计算136.塔板主要工艺尺寸的计算 146.1溢流装置的计算146.2塔板布置的计算157.塔板的流体力学验算 177.1塔板压降177.2液面落差187.3液沫夹带187.4漏液197.5液泛198.负荷性能图208.1精馏段塔板负荷性能图208.2提镏段塔板负荷性能图229.精馏塔接管尺寸计算 259.1塔顶蒸气出口管259.2塔顶回流液管259.3进料管259.4塔釜出料管269.5塔顶产品出口管径2610.设计一览表2811. 对设计过程的总结3012.附图3013.参考文献331. 设计方案的确定（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。（2）操作压力：本设计选择常压，常压操作对设备要求低，操作费用低，适用于苯和氯苯这类非热敏沸点在常温（工业低温段）物系分离。（3） 塔板形式：筛板塔处理能力大，塔板效率高，压降教低，在苯和氯苯这种黏度不大的分离工艺中有很好表现。（4）加料方式和加料热状态：设计采用泡点进料，将原料通过预热器加热至泡点后送入精馏塔内。（5）由于蒸汽质量不易保证，采用间接蒸汽加热。（6）再沸器，冷凝器等附属设备的安排：塔底设置再沸器，塔顶蒸汽完全冷凝后再冷却至泡点下一部分回流入塔，其余部分经产品冷却器冷却后送至储灌。塔釜采用间接蒸汽加热，塔底产品经冷却后送至储罐。2. 精馏塔的物料衡算2.1原料液及塔顶、塔釜产品的摩尔分率苯的摩尔质量 甲苯的摩尔质量 2.2原料液及塔顶、塔釜的平均摩尔质量2.3物料衡算生产能力：塔顶产品：处理量： 总物料衡算：苯物料衡算：联立解得：3. 塔板数的确定3.1理论板数N的求取苯甲苯属于理想物系，可采用图解法求取理论塔板数。由手册查得苯甲苯物系的气、液平衡数据，绘出x-y图，如图a所示。苯甲苯气液平衡组成与温度关系（101.3kP） 图a求精馏塔的气液相负荷求操作线方程精馏段操作线方程：提馏段操作线方程：图解法球理论板层数采用图解法球理论板层数，如图a所示。求解结果为：总理论板层数：（包括再沸器）进料板位置：3.2实际板数的求取板效率可用奥康奈尔公式计算:式中 塔顶与塔底平均温度下的液相粘度mPa.s。黏度计算 当（塔顶和塔底的平均温度）分别查得苯和甲苯在平均温度下的黏度：平均黏度由公式，得则全塔效率： 精馏段实际塔板数：块提馏段实际塔板数：块进料板在第11块。4.精馏塔的工艺条件及有关物性数据的计算4.1操作压力的计算塔顶操作压力 每层塔板压降 进料板压力 塔底操作压力 精馏段平均压力 提馏段平均压力 4.2操作温度的计算用内插法计算出塔顶、塔底以及进料板温度，其中苯、甲苯的饱和蒸汽由安托尼方程式计算。计算过程如下：塔顶温度：进料板温度：塔底温度：精馏段平均温度：提馏段平均温度：塔顶和塔底的平均温度：其中苯、甲苯的饱和蒸气压由安托尼方程式计算：Antoine方程一般形式为式中 在温度T时的饱和蒸气压，mmHg； T温度，K； A、B、CAntoine常数（注：1mmHg=133Pa）查表3-6有：苯的Antoine常数A=15.9008，B=2788.51，C=-52.36甲苯的Antoine常数A=16.0137，B=3096.52，C=-53.67则苯的饱和蒸气压：甲苯的饱和蒸气压：4.3平均摩尔质量的计算塔顶平均摩尔质量计算。由，查平衡曲线（见图a），得进料板平均摩尔质量计算。由图解理论板（见图a），得查平衡曲线（见图a），得塔底平均摩尔质量计算。由图解理论板（见图a），得查平衡曲线（见图a），得精馏段平均摩尔质量：提馏段平均摩尔质量：4.4平均密度的计算气相平均密度计算。由理想气体状态方程计算，即：精馏段平均气相密度：提馏段平均气相密度：液相平均密度计算液相平均密度依下式计算，即：塔顶液相平均密度的计算。由，查手册得：进料板液相平均密度计算。由，查手册得：进料板液相的质量分率塔底液相平均密度的计算。由，查手册得：塔底液相的质量分率精馏段液相平均密度为：提馏段液相平均密度为：4.5液相平均表面张力的计算液相平均表面张力依下式计算，即：塔顶液相平均表面张力的计算：由，查手册得：进料板液相平均表面张力的计算：由，查手册得：塔底液相平均表面张力的计算：由，查手册得：精馏段液相平均表面张力为：提馏段液相平均表面张力为：4.6液体平均粘度的计算液相平均黏度依下式计算，即：塔顶液相平均黏度的计算：由，查手册得：进料板液相平均表面张力的计算：由，查手册得：塔底液相平均黏度的计算：由，查手册得：精馏段液相平均黏度为：提馏段液相平均黏度为：4.7气液负荷计算精馏段：提馏段：5.精馏塔的塔体工艺尺寸计算5.1塔径的计算板间距与塔径的关系塔径D/m0.30.50.50.80.81.61.62.02.02.42.4板间距HT/mm200300300350350450450600600800800对精馏段：初选板间距HT=0.60m，取板上液层高度hL=0.07m故有查史密斯图有C20=0.1依式取安全系数为0.7，则空塔气速为：塔径为：按标准塔径圆整后为D=2.2m塔截面积为：对提馏段：初选板间距HT=0.6m,hL=0.07m故有查史密斯图得C20=0.133，依式取安全系数为0.7，则空塔气速为：塔径为：按标准塔径圆整后为D=2.2m塔截面积为：5.2塔高的计算（1）精馏塔有效高度精馏段有效高度：提馏段有效高度：在进料板上方开一人孔，其高度为0.8m，故精馏塔的有效高度为：（2）全塔实际高度取进料板板间距为0.6m，人孔处的板间距为0.8m，塔底空间高度为2.0m，塔顶空间高度为0.7m，封头高度为0.6m，裙座高度为2.0m，则全塔高为 6.塔板主要工艺尺寸的计算6.1溢流装置的计算因塔径D=2.2m，可选用单溢流弓形降液管，采用凹形受液盘堰长取溢流堰高度hw出口堰高：本设计采用平直堰，堰上液高度how按下式计算： 精馏段：取板上清液层高度hL=70mm提馏段：弓形降液管的宽度Wd和截面积AT：查图得验算降液管内停留时间：精馏段：提馏段：停留时间5s，故将液管可用降液管底隙高度降液管底隙高度h0应低于出口堰高度hw，才能保证降液管底端有良好的液封，一般不应低于6mm。精馏段：提馏段：6.2塔板布置的计算塔板的分块。因D800mm，故塔板采用分块式。塔板分块数塔径/mm8001200140016001800200022002400塔板分块数3456查表得塔板分块数为5边缘区宽度的确定：取WC=0.04m安全区宽度WS=WS=0.07m开孔区面积计算。开孔区面积按下式计算：故筛孔计算及其排列。可选用碳钢板，取筛孔直径d0=5mm，筛孔按正三角形排列，取孔中心距t为：取 故取孔中心距筛孔数目n为：开孔率为：则每层板上的开孔面积气体通过筛孔的气速为：筛孔气速 7.塔板的流体力学验算塔板的流体力学计算，目的在于验算预选的塔板参数是否能维持塔的正常操作，以便决定对有关塔板参数进行必要的调整，最后还要作出塔板负荷性能图。7.1塔板压降精馏段：干板压降相当的液柱高度：依，查干筛孔的流量系数图得，C0=0.80由式故气体通过液层的阻力h1计算，气体通过液层的阻力h1由下式计算，即：查充气系数关联图得液体表面张力的阻力计算。液体表面张力所产生的阻力由下式计算，即：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：7.2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。7.3液沫夹带液沫夹带量由下式计算：故在设计中液沫夹带量ev在允许范围内。7.4漏液对于筛板塔，漏液点气速u0,max可由下式计算：实际孔速u0=12.05m/su0,max稳定系数为：故在本设计中无明显漏液。7.5液泛为防止塔内发生液泛，降液管内液层高Hd应该服从下式关系：苯甲苯物系属一般物系，取，则：而板上不设进口堰，hd可由下式计算，即：故在本设计中不会发生液泛现象。8塔板负荷性能图8.1精馏段塔板负荷性能图（1）漏液线由得： 整理得在操作范围内，任取几个LS值，依上式计算出VS值，计算结果列于下表a表a 漏液线计算结果LS/(m3/s)0.00110.0200.0400.050VS/(m3/s)2.2542.7012.9133.015由表a数据即可作出精馏段漏液线。（2）液沫夹带线以ev=0.1kg液/kg气为限，求出VSLS关系如下：由 整理得 在操作范围内，任取几个LS值，依上式计算出VS值，计算结果列于下表b表b 漏液线计算结果LS/(m3/s)0.00110.0200.0400.050VS/(m3/s)10.4808.5857.2846.720由表b数据即可作出精馏段液沫夹带线。（3）液相负荷下限线对于平直堰，取堰上液层高度how=0.006m作为最小液体符合标准。由下式得：据此可作出精馏段与气体流量无关的垂直液相负荷下线3。（4）液相负荷上限线以作为液体在降液管中停留时间的下限。故据此可作出精馏段与气体流量无关的垂直液相负荷上线4。（5）液泛线令 由联立得忽略，将how与LS，hc与VS的关系代入上式，并整理得：式中：将有关的数据代入整理，得在操作范围内，任取几个LS值，依上式计算出VS值，计算结果列于下表c表c 液泛线计算结果LS/(m3/s)0.00110.0200.0300.035VS/(m3/s)12.3858.4985.9574.489由表c数据即可作出精馏段液泛线。精馏段筛板负荷性能图如下：提馏段同精馏段，得出提馏段的各曲线为：（1）液沫夹带线整理得 即可作出提馏段液沫夹带线。（2）漏液线由得： 整理得即可作出提馏段漏液线。（3）液相负荷下限线对于平直堰，取堰上液层高度how=0.006m作为最小液体符合标准。由下式得：据此可作出提馏段与气体流量无关的垂直液相负荷下线。（4）液相负荷上限线以作为液体在降液管中停留时间的下限3。故据此可作出提馏段与气体流量无关的垂直液相负荷上线4。（5）液泛线令 由联立得忽略，将how与LS，hc与VS的关系代入上式，并整理得：式中：将有关的数据代入整理，得即可作出提馏段液泛线。根据以上各线方程，可作出筛板塔的负荷性能图，如图所示。 9.精馏塔接管尺寸计算9.1塔顶蒸气出口管则整体体积流量操作压力为常压时，蒸气导管中常用流速为1220 m/s，蒸气管的直径为 ，其中dV塔顶蒸气导管内径m，Vs塔顶蒸气量m3/s，取uv=15.00 m/s，则故选取接管外径厚度 63020mm则实际管径d=610mm塔顶蒸汽接管实际流速9.2塔顶回流液管采用直管回流管，回流管的回流量L=450.99kmol/h塔顶液相平均摩尔质量M=82.84kg/kmol,平均密度则液体流量取管内流速则回流管直径可取回流管规格1104 则管内直径d=102mm回流管内实际流速9.3进料管进料管的结构类型很多，有直管进料管、弯管进料管、T形进料管。本设计采用直管进料管。F=208.79kmol/h , =796.9Kg/ 则体积流量采用高位槽送料入塔，料液速度可取u=0.40.8 m/，取料液流速则管径取进料管规格1204 则管内径d=112mm进料管实际流速9.4塔釜出料管一般可取塔底出料管的料液流速u为0.51.5 m/s，循环式再沸器取1.01.5 m/s(本设计取塔底出料管的料液流速u为0.8 m/s)塔底w=58.46kmol/h 平均密度平均摩尔质量M=91.93kg/kmol体积流量：取管内流速u=0.8m/s则可取回流管规格602.5 则实际管径d=55mm塔顶蒸汽接管实际流速9.5塔顶产品出口管径D=150.33koml/h 相平均摩尔质量M=79.08kg/kmol溜出产品密度则塔顶液体体积流量：取管内蒸汽流速u=1.5m/s则可取回流管规格653 则实际管径d=59mm塔顶蒸汽接管实际流速10.设计一览表序号项目符号单位数值备注1塔顶摩尔分数10.9702塔顶平均摩尔质量78.533塔顶流量150.334进料摩尔分数0.4205进料液平均摩尔质量83.516进料流量208.797塔釜摩尔分数0.00248塔釜平均摩尔质量91.939塔釜产品流量58.46表二 精馏塔工艺条件及有关物性数据计算结果序号项目符号单位数值备注精馏段提镏段1每层塔板压降0.72平均压力108.8116.853平均温度87.6101.94平均粘度0.2910.2685液相平均摩尔质量81.0287.536气相平均摩尔质量82.8487.727液相平均密度805.4788.98气相平均密度2.943.289平均表面张力20.6219.26 表三 浮阀塔板工艺设计结果序号项目符号单位数值备注精馏段提镏段1堰长1.54精馏段和提馏段塔径、堰高、降液管底隙高度进行统一圆整，以便加工。2堰高0.0430.0323弓形降液