化工原理课程设计-分离苯-甲苯筛板精馏塔的设计.doc

理工大学课 程 设 计 说 明 书 题目：分离苯甲苯用筛板精馏塔设计院 系： 专业班级： 学 号： 学生姓名： 指导教师： 2013年1月6日课程设计任务书（一） 课程题目分离苯甲苯用筛板精馏塔设计（二） 课程技术参数（1） 料液种类：苯甲苯混合液（2） 年处理量：45000吨（3） 料液浓度：40%（轻组分质量分数）（4） 塔顶产品浓度：99%（轻组分质量分数）（5） 塔底釜液浓度：99%（重组分质量分数）（6） 每年实际生产天数：330天（一年中有一个月检修）（7） 精馏塔塔顶压强：4kPa（表压）（8） 设备形式：筛板精馏塔（9） 厂址：淮南地区（三） 设计要求完成精馏塔工艺设计、精馏设备设计、配管设计、绘制塔板结构简图、编制设计说明书。（四） 工作计划工作由2012年12月26日开始，截止2013年1月6日结束，历时两个星期。 指导教师签字： 教研室主任签字： 2013年1月6日目录一、 流程和工艺条件的确定和说明 (4)二、 操作条件和基础数据 (4)1、 操作条件2、 基础数据三、 精馏塔的物料衡算 (4)1、原料液及塔顶、塔顶产品的摩尔分率 (4)2、原料液及塔顶、塔底产品的平均摩尔质量 (5)3、物料衡算 (5)4、塔板的数目确定 (5) (1)理论塔板层数的求取 (2)绘制t-x-y图和x-y图 由手册【1】查的甲醇-水物系的气液平衡数据 最小回流比及操作回流比的确定 求操作线方程 求理论板层数 （3）实际塔板数的求取5、精馏塔的工艺条件以及有关物性的计算 (9) （1）操作压力的计算 （2）操作温度计算 (3）平均摩尔质量计算 A、塔顶平均摩尔质量计算 B、进料板平均摩尔质量计算 C、精馏段平均摩尔质量 (4)平均密度计算 A、气相平均密度计算 B、液相平均密度计算 (5)液体平均表面张力计算 （6）液体平均黏度计算 （7）全塔效率计算 全塔液相平均黏度计算 全塔平均相对挥发度 全塔效率的计算6、精馏塔的塔体工艺尺寸计算 (13) (1)塔径的计算 (2)精馏塔有效高度的计算7、塔板主要工艺尺寸的计算 (14) (1)溢流装置计算 A、堰长Lw B、溢流堰高度Hw C、弓形降液管宽度Wd和截面积Af D、降液管底隙高度h。 （2）塔板布置 a、塔板分布 b、边缘区宽度确定 C、开孔区宽度的确定 d、筛孔计算及其排列8. 筛板的流体力学验算 (17) (1)塔板压降 A、 干板压降hd计算 B、气体通过液层的阻力hL计算 C、液体表面张力的阻力h计算 (2)液面落差 (3)液沫夹带 (4)漏液 (5) 液泛9. 塔板负荷性能图 (19) (1) 漏液线 (2) 液沫夹带线 (3) 液相负荷下限线 (4)液相负荷上限线 (5)液泛线10. 主要工艺接管尺寸的计算和选取 (23) (1)塔顶蒸气出口管的直径dV (2)回流管的直径dR (3) 进料管的直径dF (4) 塔底出料管的直径dW11. 塔板主要结构参数表 (24)12. 设计实验评论 (25)13.课程设计体会与感想 (26)14.参考文献 (27)15、精馏塔设备附图 （27）关于分离苯甲苯用筛板精馏塔设计的说明书一、 流程和工艺条件的确定和说明本设计任务为分离苯甲苯混合物。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入精馏塔内。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，其余部分经产品冷凝冷却后送至储罐。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1.4倍。塔釜采用间接蒸汽加热，塔底产品经冷却后送至储罐。二、 操作条件和基础数据1、操作条件 塔顶压力：（表压）4kPa 进料热状态：泡点进料 回流比： 1.6倍 塔底加热蒸气压力 0.5Mpa（表压） 单板压降 0.7kPa。2、基础数据n 进料中苯含量（质量分数） 40%n 塔顶苯含量（质量分数） 99%n 塔釜苯含量（质量分数） 1%n 生产能力（万吨/年） 4.5三、 精馏塔的物料衡算1、原料液及塔顶、塔顶产品的摩尔分率苯的摩尔质量 MA=78.11 kg/kmol甲苯的摩尔质量 MB=92.13 kg/kmol2、原料液及塔顶、塔底产品的平均摩尔质量 3、物料衡算生产能力： F = 总物料衡算：66.09747 = D + W苯的物料衡算：66.098 * 0.440 = 0.991 * D + 0.011 * W综合求解： D = 28.93474268 kmol/h W = 37.16272732 kmol/h4、塔板的数目确定(1)理论塔板层数的求取 苯甲苯属于理想物系，可采用图解法求理论板层数。 (2)绘制t-x-y图和x-y图 由手册【1】查的甲醇-水物系的气液平衡数据表一 苯甲苯气液平衡苯（101.3KPa）/%（mol）沸点/110.56105.71101.7898.2595.2492.43气相组成0.020.837.250.761.971.3液相组成0.010.020.030.040.050.0沸点/89.8287.3284.9782.6181.2480.01气相组成79.185.791.295.998.0100.0液相组成60.070.080.090.095.0100.0 由上数据可以绘制t-x-y图和x-y图图 1经过化工设备知道手册查表的相对挥发度=2.56根据公式 最小回流比及操作回流比的确定采用作图法求最小回流比。因为是泡点进料，则xF =xq，在x-y图对角线上，自点（0.440，0.440）作垂线即为进料线（q线），该线与平衡线的交点坐标为yq = 0.660 xq=0.440故最小回流比为： 则操作回流比为： R=1.6=1.61.504545=2.407273 已知R=2.41，q=1，则釜液的气液回流比 精馏塔气、液相负荷的确定 L=RD=2.4128.93=69.7213kmol/h V=(R+1)D=(2.41+1)28.93=98.6513kmol/h L=L+F=69.7213+66.10=135.8213kmol/h V=V=98.6513kmol/h 求操作线方程精馏段操作线方程为： 提馏段操作线方程为： 联立精馏和提馏段两个方程，解得 故得x-y图图 2 求理论板层数a、 采用图解法求理论板层数，如图2所示 总理论塔板数： 进料板位置： 9b、 逐板计算求理论板数目公式： 气液相平衡方程： 精馏段操作线方程： 提馏段操作线方程：原理：逐板计算法和图解法一样，都是在已知条件下，应用相平衡方程和操作线方程从塔顶（或者塔底）开始逐板计算各板的气相与液相组成，从而求得所需理论板数目。 参照图 2 ，塔顶的第一块塔板上升蒸气进入冷凝器，冷凝成饱和液体。馏出液液相组成与蒸气的气相组成相同，即： 离开第一块理论板的液体组成x1应该与y1平衡，可有相平衡关系求得。第二块理论板上升蒸气组成y2，可由精馏段操作线方程从x1求得。 同理：用相平衡关系从y2求出x2，再用操作线方程从x2求出y3. 依此类推，即：注意：当计算到某一理论板下降液体组成（）等于两操作线交点组成时，第n板为进料板。或者时，也是第n板为进料板。从第n板开始一下为提馏段。当计算到时，板数N就是所需要的理论板总数（包括蒸馏釜）。板序号xy板序号xy10.9770.991100.3340.56220.9530.981110.2450.45530.9150.965120.1640.33440.8550.938130.1000.22150.7710.896140.0570.13360.6660.836150.0300.07370.5560.762160.0150.03780.4580.684170.0060.01690.3840.61518由前面的计算可知：显然，由上表可知： ，所以进料板是在 ，所以总理论板数为（3） 实际塔板数的求取全塔效率假设：0.54塔内实际板数目：N = （17-1）/0.54=30精馏段实际板层数：=9/0.54=16提馏段实际板层数：=8/0.54=14实际进料板位置：N=+1=175、精馏塔的工艺条件以及有关物性的计算（1）操作压力的计算 塔顶操作压力 每层塔板压降 P=0.70 kPa 进料板压力 PF=105.325+0.7017=117.225kPa 精馏段平均压力 Pm=(117.225+105.325) / 2=111.275k（2） 操作温度计算 由图二可得（用验证）u 塔顶温度 tD=81.83Cu 进料板温度 tF=101.55 Cu 精馏段平均温度 tm=（81.83+101.55）/2=91.69 C 示差法计算依据操作压力，由泡点方程通过试差法计算出泡点温度，其中苯、甲苯的饱和蒸气压由安托尼方程计算，计算过程略。计算结果如下： 塔顶温度： tD81.83 进料板温度： tF101.55 精馏段平均温度： tm（81.83101.55）/2 = 91.69（3） 平均摩尔质量计算A、 塔顶平均摩尔质量计算由0.991，逐板计算得 X1=0.977 B、 进料板平均摩尔质量计算 由逐板计算解理论板，得： C、 精馏段平均摩尔质量 （78.24+83.51）/2=80.875kg/kmol (78.43+86.75) /2=82.59kg/kmol(4)平均密度计算A、气相平均密度计算 由理想气体状态方程计算，即： B、液相平均密度计算 液相平均密度依下式计算，即： 塔顶液相平均密度计算 由tD=81.83 C，查化工原理指导手册得 A=814.2kg/m3 B=809.4 kg/m3 LDm= kg/m3 由tF=101.55，查化工原理指导手册得 A=798.1 kg/m3 B=796.0kg/m3 进料板液相的质量分率A=LFm=kg/m3 精馏段液相平均密度为： =（814.1565+797.2902）/2=805.7234(5)液体平均表面张力计算 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塔顶液相平均表面张力的计算由tD=81.83 C，查化工原理指导手册得 A=21.30 mN/m B=21.50 mN/mLDm=0.99121.30+0.00921.50=21.3018mN/m进料板液相平均表面张力的计算由tF=101.55 C，查化工原理指导手册得A=19.60 mN/m B=20.54 mN/mLFm=0.61519.60+0.38520.54=19.9619 mN/m精馏段液相平均表面张力为Lm= （21.3018+199619）/2=20.3018 mN/m（2） 液体平均黏度计算液相平均粘度依下式计算，即塔顶液相平均粘度的计算由tD=81.83 C，查化工原理指导手册得 A=0.315 mPas B=0.319 mPas 解出LDm=0.312mPas 进料板液相平均粘度的计算由tF=101.55 C，查化工原理指导手册得A=0.271 mPas B=0.277 mPas 解出LFm=0.275 mPas 精馏段液相平均粘度为Lm=（0.312+0.275）/2=0.294 mPas（7） 全塔效率计算 全塔液相平均黏度计算 塔顶液相平均粘度为 LDm=0.315 mPas 塔釜液相平均粘度的计算由tW=117.2C，查化工原理设计手册得 A=0.22 mPas B=0.24 mPas解出LWm=0.24mPas 全塔液相平均粘度为L=（0.315+0.24）/2=0.28 mPas 全塔平均相对挥发度 相对挥发度依下式计算，即 （理想溶液）塔顶相对挥发度的计算由tD=81.83C，查化工原理设计手册得PA=106.8343KPa PB=41.21413 KPa由tW=117.2 C，查化工原理设计手册得PA=336.8667 KPa PB=125.0541 KPa全塔相对挥发度为 全塔效率的计算=2.64*0.28=0.7392查精馏塔全塔效率关联图3得全塔效率E0=0.50筛板塔校正值为1.1故E0=1.1E0=1.10.50=0.55 与假定值相当接近，计算正确。6、精馏塔的塔体工艺尺寸计算(1)塔径的计算精馏段的气、液相体积流率为由 umax=式中C=0.2，查手册史密斯关联图4其中横坐标为 =0.043取板间距HT=0.45 m，板上液层高度hL=0.08m,则HT-hL=0.45-0.08=0.37m查史密斯关联图可得 C20=0.082C=0.2=0.082=0.0822umax=0.0823=1.354m/s取安全系数为0.7，则空塔气速为u= 0.7umax=0.701.354=0.948m/sD=1.002 m按标准塔径圆整后为 D=1.1m塔截面积为AT=m2实际空塔气速为u=0.747006/0.94985=0.7864 m/s (2)精馏塔有效高度的计算精馏段有效高度为Z精=(N精-1)HT=(16-1)0.45=6.75 m提馏段有效高度为Z提=(N提-1)HT=(14-1)0.45=5.85 m在进料板上方开一个人孔，其高度为1.4 m则精馏塔的有效高度为 Z= Z精+ Z提 +1.40=5.4+4.5+1.4=14 m7、塔板主要工艺尺寸的计算(1)溢流装置计算 因塔径D=1.1m，选用单溢流弓形降液管，采用凹形受液盘，各项计算如下：A、 堰长Lw取 Lw=0.726D=0.7281.1=0.8008mB、 溢流堰高度Hw由hW=hL-hOW选用平直堰，堰上液层高度取板上清液层高度 HL=0.08m则HW=HL-HOW=0.08-0.0125=0.0675m 符合加压情况下4080mm的范围C、 弓形降液管宽度Wd和截面积Af由 =0.8008/1.1=0.728查手册弓形降液管的参数图4得 则 Af=0.094985 m2=0.176 m验算液体在降液管中停留时间，即5s故降液管设计合理D、 降液管底隙高度h。取 u0=0.06 m/s则 符合小塔径h0不小于25mm的要求。 HW-h0=0.0675-0.0413=0.0262m0.006m故降液管底隙高度设计合理。选用凹形受液盘，深度=70mm（2）塔板布置 a、塔板分布 因为D=1.1m，所以采用分块式，查手册4得，塔板分为3块。 b、边缘区宽度确定 取安定区0.075m，边缘区Wc=0.06m。C、开孔区宽度的确定开孔区面积Aa按下式计算， 其中 x=1.1/2（0.176+0.075）=0.299m r=0.49m则 Aa=0.5471d、筛孔计算及其排列苯甲苯体系处理的物系无腐蚀性，选用=3mm碳钢板，取筛孔直径d0=5mm。筛孔按正三角排列，取孔中心距t为 t=2.5 d0=2.55=12.5mm筛孔数目n为n=1.1580.5471/(0.01250.0125)=4055个开孔率为=0.907（）2=0.907=14.51%气体通过阀孔的气速为u0=0.747006/(0.54710.1451)=9.41m/s8. 筛板的流体力学验算(1)塔板压降A、 干板压降hd计算干板压降可由下式计算，hd=由d0/=5/3=1.67，查手册干筛孔的流量系数图4，可得孔流系数C0=0.78故 hd=m液柱B、气体通过液层的阻力hL计算ua=m/sFa=kg1/2/（sm1/2）查手册充气系数关联图4可得=0.58则 hL=(hw+how)=0.59（0.0652+0.0148）=0.045m液柱C、液体表面张力的阻力h计算液体表面张力所产生的阻力h由下式计算h=m液柱气体通过每层塔板的液柱高度hp由下式得hp= h1+ h+ hc=0.023+0.047+0.0021=0.0721m液柱气体通过每层塔板的压降为Pp= hpg=0.0721805.399.81=569.65 Pa700Pa（设计允许值）(2)液面落差液面落差由下式计算平均液流宽度m塔板上鼓泡层高度m内外堰间距离m液相流量=0.00324 m3/s故 m/0.05=0.0160.5所以液面落差符合要求(3)液沫夹带液沫夹带量由下式计算hf=2.5hL=2.50.047=0.1175则 kg液/kg气u0，min 计算正确稳定系数为故在本设计中无明显漏液。(5) 液泛为防止塔内发生液泛，降液管内液层Hd高应服从下式 苯甲苯物系属一般物系，取=0.5，则 =0.5（0.45+0.0652）=0.26m又 Hd=hp+ hL+ hd板上不设计进口堰，hd可由下式算得 m液柱Hd = 0.0711+0.047+0.0096=0.121m液柱则 所以本设计中不会发生液泛现象。9. 塔板负荷性能图(1) 漏液线由 u0，min=hL=hOW +hWhOW=2/3得 =4.40.781.0160.1451 整理得=在操作范围内，任取几个Ls值，依上式计算出Vs值，计算结果如下表二。表二Ls，m3/s0.0050.010.0150.02Vs，m3/s1.0241.0751.1151.151由上表作出漏液线1。(2) 液沫夹带线以ev=0.1 kg液/kg气为限，求Vs-Ls关系如下：由 ua=hf=2.5hL=2.5（hOW +hW）hW=0.0652hOW=故 hf=0.163+1.65Ls2/3 HThf=0.45（0.163+1.65Ls2/3 ）=0.2871.65Ls2/3 =0.1整理得 在操作范围内，任取几个Ls值，依上式计算出Vs值，计算结果如下表三。表三Ls，m3/s0.0050.0100.0150.02Vs，m3/s2.0711.8251.6191.435由上表可作出液沫夹带线2。(3) 液相负荷下限线对于平直堰，取堰上液层高度hOW=0.006m作为最小液体负荷标准。由下式 hOW=2/3=0.006取E=1，则Ls，min= m3/s则可以作出与气体流量无关的垂直液相负荷下限线3。(4)液相负荷上限线以=4s作为液体在降液管中停留时间的下限，由下式=4得 Ls，max= m3/s据此可作出与气体流量无关的垂直液相负荷上限线4。(5)液泛线令 由 Hd=hp+ hL+ hd；hp= h1+ h+ hc；h1=hL；hL=hOW +hW联立得忽略h，将hOW与Ls，hd与Ls，hc与Vs的关系代入上式，并整理得式中将有关数据代入，得 则 即 在操作范围内，任取几个Ls值，依上式计算出Vs值，计算结果如下表四。表四Ls，m3/s0.0050.0100.0150.020Vs，m3/s2.4412.0881.6691.066由上表数据可以作出液泛线5.根据以上各线方程，可以作出筛板塔的负荷性能图，如下：在负荷性能图上，作出操作点A，连接OA，即作出操作线。由图可知，改筛板的操作上限为液泛控制，下限为漏液控制。由图得=1.02 m3/s =2.07 m3/s则操作弹性为 /=2.0310. 主要工艺接管尺寸的计算和选取(1)塔顶蒸气出口管的直径dV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m 故选取接管外径厚度 63020mm(2)回流管的直径dR塔顶冷凝器械安装在塔顶平台时，回流液靠重力自流入塔内，流速uR可取0.20.5 m/s。取uR=0.3 m/s，则m故选取接管外径厚度252mm(3) 进料管的直径dF采用高位槽送料入塔，料液速度可取uF=0.40.8 m/s，取料液速度uF= 0.5 m/s，则m 故选取接管外径厚度21914mm(4) 塔底出料管的直径dW一般可取塔底出料管的料液流速UW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UW为0.8 m/s)则 m接管外径厚度1335.5mm11. 塔板主要结构参数表表五.筛板塔设计计算结果序号 项目数值1平均温度 tm 91.092平均压力 Pm kPa111.2743气相流量 Vs m3/s0.7470064液相流量 Ls m3/s0.0019855实际塔板数306有效段高度 Z m147精馏塔塔径 m1.18板间距 m0.459溢流形式单溢流10降液管形式弓形11堰长 m0.800812堰高 m0.067513板上液层高度 m0.08014堰上液层高度 m0.012515降液管底隙高度 m0.041316安定区宽度 m0.07517边缘区宽度 m0.06018开孔区面积 m20.547119筛孔直径 m0.00520筛孔数目405521孔中心距 m0.012522开孔率 14.5023空塔气速 m/s0.786424筛孔气速 m/s9.4125稳定系数1.54326精馏段每层塔板压降 Pa569.6527负荷上限液泛控制28负荷下限漏液控制29液沫夹带 ev (0.1kg液/kg气)0.007230液相负荷上限 m3/s0.00086731液相负荷下限 m3/s 0.017332操作弹性2.0312. 设计实验评论苯是由煤干馏、石油催化裂解、催化重整得到，常含有芳香族同系物、噻吩及饱和烃等，常采取精馏的方法分离提纯苯。苯为无色透明液体，有芳香族特有的气味，难用于水。苯的危险特性属第3.2类中闪点易燃液体。苯的蒸气对人有强烈的毒性，急性中毒时出现酒醉状态、晕眩、瞳孔放大、网膜出血、皮肤苍白、体温和血压下降、脉搏微弱，终因呼吸麻痹、痉挛而死亡。工业上常用作合成燃料、医药、农药、照相胶片以及石油化工制品的原料，清漆、硝基纤维的稀释剂、脱漆剂、树脂、人造革等溶剂。本设计进行苯和甲苯的分离，采用直径为2m的精馏塔，选取效率较高、塔板结构简单、加工方便的单溢流方式，并