甲苯分离塔工艺设计--化工原理课程设计.docx

银川能源学院化工原理课程设计说明书成绩银川能源学院化工原理课程设计说明书题目：甲苯分离塔工艺设计 化学工程教研室目录摘要11. 任务设计书21.1设计题目：21.2设计条件：21.3设计内容与要求：21.4设计时间：32. 板式的工艺计算42.1设计方案的确定42.1.1 选择塔型42.1.2 操作条件42.2精馏塔全塔物料衡算42.3物性参数计算52.3.1温度的确定52.3.2 塔底压力62.3.3 相对挥发度72.4理论塔板数及实际塔板的数的计算72.4.1气相22.4.2液相22.4.3气相32.4.4气相精馏重度32.4.5甲苯、乙苯在不同温度下的密度32.4.6液相精馏、提馏重度32.5塔径的初步设计42.6溢流装置62.6.1 堰上的液流高度62.6.2弓形降液管的宽度和横截面62.6.3 降液管底隙高度72.7塔板分布、浮阀数目与排列72.7.1 塔板分布72.7.2 浮阀数目与排列73. 塔板的流体力学计算83.1汽相通过浮阀塔板的压降83.2淹塔93.3雾沫夹带103.4塔板负荷性能图103.4.1雾沫夹带线103.4.2液泛线113.4.3液相负荷上限线113.4.4漏液线113.4.5液相负荷下限线123.4.6负荷性能图125. 塔总体高度计算145.1塔顶封头145.2塔顶空间145.3塔底空间（t取5min）145.4人孔145.5进料板处板间距145.6裙座146. 塔的接管146.1进料管146.2回流管156.3塔底出料管156.4塔顶蒸汽出料管157. 塔的辅助设备的设计157.1冷凝器的选择157.2再沸器的选择178. 设计心得体会18致谢18参考文献19摘要目前用于气液分离的传质设备主要采用板式塔，对于二元混合物的分离，应采用连续精馏过程。浮阀塔在操作弹性、塔板效率、压降、生产能力以及设备造价等方面都比较优越。其主要特点是在塔板的开孔上装有可浮动的浮阀，气流从浮阀周边以稳定的速度水平进入塔板上液层进行两相接触，浮阀可根据气体流量的大小上下浮动，自行调节。其中精馏塔的工艺设计计算包括塔高、塔径、塔板各部分尺寸的设计计算，塔板的布置，塔板流体力学性能的校核及绘出塔板的性能负荷图。关键词：气液传质分离 精馏 浮阀塔AbstractCurrently,the main transferring equipment that used for gas-liquid separation is tray column. For the separation of binary, we should use a continuous process. The advantages of the float value tower lie in the flexibility of operation, efficiency of the operation, pressure drop, producing capacity, and equipment costs. Its main feature is that there is a floating valve on the hole of the plate, then the air can come into the tray plate at a steady rate and make contract with the level of liquid, so that the flow valve can fluctuate and control itself according to the size of the air. The calculations of the distillation designing include the calculation of the tower height, the tower diameter, the size of various parts of the tray and the arrangement of the tray, and the check of the hydrodynamics performance of the tray. And then draw the dray load map.Key words: gas-liquid mass transfer rectification valve tower 1. 任务设计书1.1设计题目：甲苯分离塔工艺设计1.2设计条件：1、设计规模13800年/吨甲苯2、年工作日 330天，每天24小时3、体系性质，汽液相均认为是理想气体4、甲苯精馏塔工艺设计条件(1) 塔型：板式浮阀塔(2) 进料状态 泡点进料(3) 塔顶操作压力 800mmHg(4) 塔釜操作温度 160(5) 系统操作物料损失忽略不计(6) 分离要求塔顶：甲苯的回收率为99.67%塔釜：乙苯的回收率为99.93%(7) 甲苯塔进料组成及进料量进料组成如下表组分苯甲苯乙苯质量%0.1722.9476.89进料量1741.52kg/h1.3设计内容与要求：1、设计内容(1) 熟悉并确定分离流程(2) 作甲苯精馏塔的物料衡算(3) 作甲苯塔的工艺计算与结构设计(4) 绘制工艺流程图与设备图(甲苯塔)2、设计要求(1) 要求借助甲苯生产的有关资料，熟悉生产过程，了解过程组成及分离原理。(2) 与设计计算的有关参数要充分、可靠、计算结果准确。(3) 设计说明书内容应全面，主要包括：课题名称、任务；设计简介扼要叙述设计内容与要求、设计原理方法，要求文字简炼，层次清楚；设计方案的确定与设计，包括方案的选择说明，方案的实体设计，如工艺流程度，设备图；参考文献，设计所参阅的资料均应标明资料的名称、作者、期，页、版本等。(4) 设计必须独立完成，要求方案正确，论据充分，阐述清楚，文字简洁，书写工整。(5) 工艺流程图应按化工设计中的有关规定绘制。设备图应按化工工艺制图的有关规定绘制。(绘制中，可参阅化工设计与化工工艺设备图绘制有关资料)1.4设计时间：2016年12月5日-2016年12月16日设计学生：张攀 指导教师：刘荣杰2. 板式的工艺计算2.1设计方案的确定2.1.1 选择塔型塔板是板式塔的主要构件，分为错流式塔板和逆流式塔板两类，工业应用以错流式塔板为主，常用的错流式塔板有：泡罩塔板、筛孔塔板和浮阀塔板。我们应用的是浮阀塔板，因为它是在泡罩塔板和筛孔塔板的基础上发展起来的，它吸收了两种塔板的优点。它具有结构简单，制造方便，造价低；塔板开孔率大，生产能力大；由于阀片可随气量变化自由升降，故操作弹性大，因上升气流水平吹入液层，气液接触时间较长，故塔板效率较高。2.1.2 操作条件年工作日 330天，每天24小时体系性质 气液相认为是理想气体进料状态 泡点进料塔顶操作压力 800mmHg塔釜操作温度 160塔顶：甲苯的回收率为99.67%塔釜：乙苯的回收率为99.93%2.2精馏塔全塔物料衡算组分苯甲苯乙苯质量%0.1722.9476.89M=78*0.0017+0.2294*96+0.7689*106=99.07g/molF=1741.52kg/h=16.95kmol/h kmol/h kmol/h kmol/h 组分进料量进料组成镏出量镏出组分塔釜量塔底馏出组分表示FDW苯3.480.0020.0340.651%00甲苯440.090.2554.30882.466%0.0560.33%乙苯1293.950.7430.88216.884%16.93899.67% 174115.224116.99412.3物性参数计算2.3.1温度的确定安托因公式 ABCT苯6.019076.068326.36077.519221204.6821236.0341466.0832809.514-53.072-48.99-15.44171.489279 377353 422420 502501 562甲苯7.57276.050436.120726.408517.653832124.651327.621374.9011615.8343153.2355.95-55.525-49.657-15.897-188.566181 278286 410383 445440 531530 592乙苯5.66436.069916.108986.366567.491191250.061416.9221445.2621665.9913056.747-73.31-60.716-57.128-26.716159.496199 300298 420409 459457 554549 617(1) 假设T=385K 苯 甲苯 乙苯 （2） 假设T=385.7K =385.7K-273.15K=112.55K2.3.2 塔底压力塔底温度 160 组成：甲苯和乙苯道尔顿分压定律： 拉乌尔定律：甲苯：乙苯：- 甲苯：乙苯：由道尔顿分压定律 P=183.893+0.344=184.2372.3.3 相对挥发度 = 即=2.06 2.4理论塔板数及实际塔板的数的计算精馏段操作线方程 提馏段操作线方程22Pi（塔顶）Pi（塔底）甲苯107.2291.07乙苯51.4184.252.0861.58 芬斯克方程，求理论板数用耳波和马多克恩图查表得实际板数 进料板数的计算，因为非关键组分在釜液的浓度不如它们在馏出液中的浓度准确，宜以塔顶标起 提馏段塔板数每块压力降为0.7KPa 进料压力 利用试差法确定温度假设苯 甲苯乙苯气相组成: 气液相负荷，因为是泡点进料，由恒摩尔流假设气相负荷：精馏段:提馏段:液相负荷：精馏段提馏段:2.4.1气相精馏段 提馏段 2.4.2液相 精馏段 P= () 提馏段 2.4.3气相 精馏段： 提馏段： 液相 精馏段： 提馏段： 2.4.4气相精馏重度2.4.5甲苯、乙苯在不同温度下的密度130140150甲苯0.75950.74880.7378乙苯0.76660.75670.7466 馏出液中甲苯的密度 馏出液中乙苯的密度 馏出液的密度 进料中甲苯的密度 残液中乙苯的密度 残液的密度2.4.6液相精馏、提馏重度2.5塔径的初步设计（1）精馏段 （2）提馏段 泡点进料q=1 残液中甲苯的密度 残液中乙苯的密度 残液的密度（1）精馏段 安全系数=0.60.8 横坐标数值 =0.054 取板间距 温度（）110120130140甲苯18.4117.3416.2715.23乙苯19.8618.8117.8116.82 甲苯的表面张力 乙苯的表面张力 塔顶液表面张力 解得 =0.0475 B=lg()=-0.3233 Q=-0.00089 A=B+Q=-1.3233-0.00089=-1.32419 原料液表面张力 塔底液表面张力 精馏段 查图知 C=0.072 =0.72m/s 塔径 =0.67m 塔径圆整0.7m塔横截面积 空塔气速 （2）提馏段 横坐标数值 =0.0036 取板间距 查图知 C=0.076 =0.79m/s 塔径 =0.57m 塔径圆整0.7m塔横截面积 空塔气速 2.6溢流装置2.6.1 堰上的液流高度 取 出口堰高 E取1（1） 精馏段 =0.0095m（2） 提馏段 = 所以=0.07-0.0146=0.0554m2.6.2弓形降液管的宽度和横截面降液管的形式：因塔径和流体流量适中，故选取弓形降液管。查表（化工原理课程设计） 精馏段 所以降液管可用提馏段 所以降液管可用2.6.3 降液管底隙高度（1）精馏段 取降液管底隙的流速=0.13m/s 取=0.0125m（2）提馏段 取降液管底隙的流速=0.13m/s 取=0.03m2.7塔板分布、浮阀数目与排列2.7.1 塔板分布 苯设计塔径D=0.7m 采用整块式塔板2.7.2 浮阀数目与排列 a. 精馏段 取阀孔动能因子=10 孔速 =5.46m/s每层塔板上浮阀数目 N=31 个取边缘区宽度 =0.06m 泡沫区宽度 =0.10m 计算塔板上的鼓泡区面积 =2X + R= =0.17824 浮阀排列方式采用等腰三角形叉排，取同一个横排的孔心距t= 75mm，则排间距 排得浮阀数22个按N=23个重新核算孔速和阀孔动能因子=6.80阀孔动能因子变化不大，仍在913范围之内塔板开孔率= b提馏段 取阀孔动能因子=10 孔速 每层塔板上浮阀数目 浮阀排列方式采用等腰三角形叉排，取同一个横排的孔心距t= 75mm，则排间距 排得浮阀数24个按N=24个重新核算孔速和阀孔动能因子= =5.58阀孔动能因子变化不大，仍在915范围之内塔板开孔率=3. 塔板的流体力学计算3.1汽相通过浮阀塔板的压降1 精馏段（1）干板阻力 （2）板上空气液层阻力取 （3）液体表面张力所造成的阻力，此阻力很小，通常可省略不计2提馏段（1）干板阻力 （2）板上空气液层阻力取（3）与气体流经塔板的压降相当 3.2淹塔防止淹塔现象发生，控制降液管中的清液层高度 1精馏段（1）单层气体通过塔板的降压相当的液柱 （2）液体通过塔板的降压相当的液柱高度（3）板上层液高度 可见 所以符合防止淹塔的要求2提馏段（1）单层气体通过塔板的降压相当的液柱 （2）液体通过塔板的降压相当的液柱高度（3）板上层液高度 可见 所以符合防止淹塔的要求3.3雾沫夹带1精馏段板上液体流经的长度 板上液流面积 取物性系数K=1.0 泛点负荷系数对于大塔，为了避免过量雾沫夹带，应控制泛点率不超过80。雾沫夹带能够满足2提馏段取物性系数K=1.0 CF=0.1033.4塔板负荷性能图3.4.1雾沫夹带线1精馏段2提馏段精馏段提馏段/（/s）/（/s）/（/s）/（/s）0.0020.410.0020.360.010.410.010.363.4.2液泛线1精馏段2提馏段精馏段提馏段/（）/（）/（）/（）0.0010.2080.0010.1420.0030.12350.0030.11620.0040.06250.0040.10160.005-0.01250.0050.08583.4.3液相负荷上限线以作为液体在降液管内停留时间的下限，则3.4.4漏液线对于型重阀，依作为规定气体最小负荷的标准，则1精馏段2提馏段3.4.5液相负荷下限线取堰上液层高度how=0.006m作为液相负荷下限线条件，作出液相负荷下限线，该线为与汽相流量无关的直线3.4.6负荷性能图有塔板负荷性能图可以看出：（1）在任务规定的气相负荷下的操作点P（设计点）处在适宜操作区内的适中位置；（2）塔板的气液相负荷上限完全有雾沫夹带控制，操作下限由漏液线控制；（3）按固定的液气比，由图可查出塔板的汽相负荷上限()max=0.267(0.258)汽相负荷下限()min=(0.101)0.081) 精馏段操作弹性：=2.64 提馏段操作弹性：=3.194. 浮阀塔工艺设计计算结果汇总表浮阀设计计算结果汇总项目精馏段提馏段备注1塔径/m0.70.72板间距/m0.450.453塔板类型单溢流弓形降液管整块式塔板4空塔气速/（m/s）0.520.425堰长/m0.4550.4556堰高/m0.0610.0567板上层高度/m0.070.078降液管底隙高度/m0.01230.0259浮阀数/个3128等边三角形叉排10阀孔气速/（m/s）5.464.8611浮阀动能因子10.049.8512临界阀孔气速/（m/s）5.414.7713孔心距/m0.0750.075同一横排孔心距14排间距/m0.0770.085相邻横排中心距离15单板压降/Pa527.32525.7216降液管内清夜层高度/m0.140.144517泛点率/%39.1538.6418气相负荷上限/（）0.2670.258雾沫夹带控制19气相负荷下限/（）0.1010.081漏液控制20操作弹性2.643.195. 塔总体高度计算5.1塔顶封头本设计采用椭圆形封头，由公称直径D=700mm，查附录2，得曲面高度=175mm，直边高度=40mm，内表面积A=0.6191容积V=0.0603，则封头高度5.2塔顶空间设计中取塔顶间距=2=2, 需要安装除沫器，所以选取塔顶空间1.2m。5.3塔底空间（t取5min）+1.5=+1.5 =5.4人孔因为D78mm，故裙座壁厚取16mm。基础环内经：=(700+2)-0.4=332mm基础环外径：=(700+2）+0.4=1132mm圆整后 =40mm =1200mm塔体总高度： H=(n-)+ =(56-1-4-1)m6. 塔的接管6.1进料管本设计采用直管进料管 管径计算如下取选取6.2回流管采用直管回流管，取选取6.3塔底出料管采用直管出料，取选取6.4塔顶蒸汽出料管采用直管出料，取选取7. 塔的辅助设备的设计7.1冷凝器的选择比热容及汽化潜热的计算（1） 塔顶温度下的比热容，对于乙苯查液体比热容共线图 查的（2） 进料温度下的比热容 查的（3）塔底温度下的比热容 查的（3） 塔顶温度下的汽化潜热 热量衡算（1）时塔顶上升的热量（2）回流液的热量,此为泡点回流，据t-x-y图查此时组成下的泡点 此温度下，（3）塔顶镏出液的热量因镏出口与回流口组成相同，所以（4） 进料热量（5） 塔底残液的热量（6） 冷凝器消耗的热量（7） 再沸器提供热量（全塔范围列衡算式）塔釜热损失为10，则 =0.1 再沸器的实际热负荷热量衡算计算结果项目进料冷凝器塔顶镏出液塔底残液再沸器平均比热容53.8952.0756.60热量Q124227.2289864256.01229921.50153897.66411026497.72冷凝器的选则有机物蒸汽冷凝器设计选用总传热系数一般范围为500-1500kcal/( 本设计取K=700Kcal/()=2926 KJ() 出料液温度 （饱和气）（饱和液），冷却水，逆流操作根据全塔热量衡算 得传热面积 取安全系数1.04所需传热面积 选择EBS 1000-1.6-311-6/19 6浮头式换热器7.2再沸器的选择选用饱和水蒸气，总传热系数取()料液温度 水蒸气温度 逆流操作 根据全塔热量衡算得 传热面积 取安全系数1.04 所需传热面积选择EBS 600-1.6-108-6/19 4浮头式换热器8. 设计心得体会 由于第一次接触课程设计，起初心里充满了新鲜感和期待，因为自我认为在大学里学到的东西终于可以加以实践了。可是当老师把任务书发到手里是却是一头雾水，完全不知所措。可是在这短短的三周里，从开始的一无所知，到同学讨论，再进行整个流程的算，再到对工业材料上的选取论证和后期的程序的编写以及流程图的绘制等过程的培养，我真切感受到了理论与实践相结合中的种种困难，也体会到了利用所学的有限的理论知识去解决实际中各种问题的不易。通过本次课程设计的训练，让我对自己的专业有了更加感性和理性的认识，我们了解了工程设计的基本内容，掌握了化工设计的主要程序和方法，增强了分析和解决工程实际问题的能力。同时，通过课程设计，还使我们树立正确的设计思想，培养实事求是、严肃认真、高度负责的工作作风，加强工程设计能力的训练和培养严谨求实的科学作风尤为重要。在此次课程设计，使我更加扎实的掌握了有关精