南京工业大学化工原理课程设计计算说明.doc

苯甲苯二元体系筛板精馏塔设计南京工业大学化工原理课程设计设计题目 苯甲苯二元体系筛板精馏塔设计 学生姓名 班级、学号 控制08 指导教师姓名 蔡锐 课程设计时间2011年6月6日-2011年6月17日课程设计成绩百分制 权重设计说明书、计算书及设计图纸质量，70%独立工作能力、综合能力、设计过程表现、设计答辩及回答问题情况，30%设计最终成绩（五级分制） 指导教师签字 目 录前 言3第一章流程图5第二章工艺计算7第三章塔的结构计算12一、混合组分的平均物性参数的计算12二、平均密度的计算13三、塔高的计算13四、塔径的计算14五、塔板结构参数的确定16第四章精馏塔的流体力学性能验算19一、气体通过筛板的压强降hp校核19二、液沫夹带校核20三、溢流液泛条件的校核20四、液体在降液管内停留时间的校核21五、漏液的验算21五、作负荷性能图211、精馏段 212、提镏段25六、汇总表28第五章 塔的总体设计29一、塔体总高度29二、塔板结构29第六章 辅助设备的选择30一、塔顶冷凝器的选择30二、塔底再沸器的选择32三、管道设计与选择321、塔顶回流管322、塔顶蒸汽出口管333、塔顶产品出口管334、进料管335、塔釜出料管336、塔釜回流管347、塔釜产品出管34四、泵341、进料泵342、回流泵34设计体会35参考文献36前 言在化工、炼油、医药、食品及环境保护等工业部门，塔设备是一种重要的单元操作设备。塔设备的作用是实现气（汽）-液相或液-液相之间的充分接触，从而达到相际间进行传质及传热的目的。塔设备广泛应用于蒸馏、吸收、萃取、气体的洗涤、增湿及冷却等单元操作中，它的操作性能好坏，对整个装置的生产，产品产量、质量、成本以及环境保护、“三废”处理等都有较大的影响。工业上对塔设备的主要要求是：（1）气液两相充分接触，相际间传热面积大；（2）生产能力大（3）操作稳定，操作弹性大；（4）阻力小；（5）结构简单，制造、安装、维修方便，设备的投资及操作费用低；（6）耐腐蚀、不易堵塞。塔设备按照内件结构分有填料塔、板式塔。填料塔属于微分接触型的气液传质设备。塔内以填料作为气液接触和传质的基本构件。液体在填料塔表面呈膜状自上而下流动，气体呈连续相自下而上与液体作逆流流动，并进行气液两相间的传质和传热。板式塔是一种逐级接触的气液传质设备。塔内以塔板作为基本构件，气体自塔底向上以鼓泡或喷射的形式穿过塔板上的液层，使气-液相密切接触而进行传质与传热。板式塔大致可分为两类：（1）有降液管的塔板，如泡罩、浮阀、筛板、导向筛板、新型垂直筛板、蛇形、S型、多降液管塔板；（2）无降液管的塔板，如穿流式筛板（栅板）、穿流式波纹板等。工业应用较多的是有降液管的塔板，如浮阀、筛板、泡罩塔板等。苯的沸点为80.1，熔点为5.5，在常温下是一种无色、味甜、有芳香气味的透明液体，易挥发。苯比水密度低，密度为0.88g/ml，但其分子质量比水重。苯难溶于水，1升水中最多溶解1.7g苯；但苯是一种良好的有机溶剂，溶解有机分子和一些非极性的无机分子的能力很强。甲苯是最简单，最重要的芳烃化合物之一。在空气中，甲苯只能不完全燃烧，火焰呈黄色。甲苯的熔点为-95 ，沸点为111 。甲苯带有一种特殊的芳香味（与苯的气味类似），在常温常压下是一种无色透明，清澈如水的液体， 密度为0866g/cm3，对光有很强的折射作用（折射率：1.4961）。甲苯几乎不溶于水(0.52 g/l)，但可以和二硫化碳，酒精，乙醚以任意比例混溶，在氯仿，丙酮和大多数其他常用有机溶剂中也有很好的溶解性。甲苯的粘性为0,6 mPas，也就是说它的粘稠性弱于水。甲苯的热值为40.940 kJ/kg，闪点为4 ，燃点为535 。分离苯和甲苯，可以利用二者沸点的不同，采用塔式设备改变其温度，使其分离并分别进行回收和储存。板式精馏塔、浮法塔都是常用的塔类型，可以根据不同塔各自特点选择所需要的塔。筛板是在塔板上钻有均布的筛孔，呈正三角形排列。上升气流经筛孔分散、鼓泡通过板上液层，形成气液密切接触的泡沫层（或喷射的液滴群）。筛板塔是1932年提出的，当时主要用于酿造，其优点是结构简单，制造维修方便，造价低，气体压降小，板上液面落差较小，相同条件下生产能力高于浮阀塔，塔板效率接近浮阀塔。其缺点是稳定操作范围窄，小孔径筛板易堵塞，不适宜处理粘性大的、脏的和带固体粒子的料液。但设计良好的筛板塔仍具有足够的操作弹性，对易引起堵塞的物系可采用大孔径筛板，故近年我国对筛板的应用日益增多，所以在本设计中设计该种塔型。本课程设计的主要内容是过程的物料衡算，热量衡算，工艺计算，结构设计和校核。第一章 流程图图1-1 精馏过程流程图进料时采用泡点进料，这种进料状况不受季节气温的影响，且精馏段与提馏段的气体流量相等，塔径也相等。原料液在25 时从贮罐用离心泵输送到塔前预热器中预热至泡点温度102.16 ， 由精馏塔进料口进入塔内在进料板上液体一部分与自塔上部下降的回流液体混合后逐板溢流， 最后流到塔底。 料液的一部分与自塔底上升的蒸汽相互接触进行热和质的传递过程，上升的蒸汽由塔釜再沸器经饱和蒸汽换成 110.03蒸汽由塔最下面一块板上进入塔内，逐层上升与溢流液体进行传质，最后经塔顶冷凝器循环水（进口温度 12）冷凝成 80.4下的饱和液体进入回流罐，一部分重力回流，一部分经塔顶冷却器用进口温度12的井水冷却至25 ，输入苯贮罐。塔底产品甲苯经塔底冷却器冷却至25 输入甲苯贮罐。第二章 工艺计算一、物料衡算已知参数：苯、甲苯混合液处理量：F=260kmol/h；XF=0.20；XD=0.995；XW=0.005(摩尔分率) ，进料热状况，q=1 得D=51.21Kmol/h，W=208.79Kmol/h 图2-1二、理论塔板数的计算1、 查找各体系的汽液相平衡数据 化工原理第三版P446某些二元物系的汽液平衡组成表2-1苯和甲苯的气液相组成苯甲苯（101.35kPa）苯摩尔分数/%甲苯摩尔分数/%温度/液相XA气相YA液相XB气相YB0.00.0100.0100.0110.68.821.291.278.8106.12.7920.037.080.063.0102.22.3530.050.070.050.098.62.3339.761.860.338.295.22.4648.971.051.129.092.12.5659.278.940.821.189.42.5870.085.330.014.786.82.4980.391.419.78.684.42.6190.395.79.74.382.32.3995.097.95.02.181.22.45100.0100.00.00.080.2乘积9418.19平均值2.50用EXCEL生成图形如下：图2-2苯和甲苯的气液相平衡图查图得温度:TD=80.31，TF=102.16，TW=110.03。2、平衡线方程：对于苯甲苯体系而言是理想体系：计算每一点的，取平均值平衡线方程：y=x/1+(-1)x，的计算见表2-1,所以=2.50所以平衡线方程为3、q线方程： q=1进料温度Tf=102.16进料：查物性数据 化学化工物性数据手册有机卷：易挥发组分比热c11.34kJ/kgK难挥发组分比热c21.42kJ/kgK易挥发组分汽化潜热r1379.3kJ/kg难挥发组分汽化潜热r2367.1kJ/kg进料温度t1102.16进料组成对应的泡点温度t2102.16（根据进料组成查平衡数据），因为4、回流比解得所以最小回流比，取5、 操作线方程精馏段操作线方程为：；提镏段操作线方程为：6、理论板数的计算（逐板计算）用逐板法计算用EXCEL计算：表2-2 逐板法计算理论塔板数序号平衡线上的点精馏段操作线上的点序号平衡线上的点提留段操作线上的点XYXY进料点XYXY10.988 0.995 100.188 0.367 0.988 0.989 0.188 0.303 20.973 0.989 110.148 0.303 0.973 0.977 0.148 0.238 30.943 0.977 120.111 0.238 0.943 0.952 0.111 0.178 40.888 0.952 130.080 0.178 0.888 0.905 0.080 0.127 50.792 0.905 140.055 0.127 0.792 0.824 0.055 0.086 60.653 0.824 150.036 0.086 0.653 0.707 0.036 0.056 70.491 0.707 160.023 0.056 0.491 0.572 0.023 0.035 80.348 0.572 170.014 0.035 0.348 0.451 0.014 0.020 90.247 0.451 180.008 0.020 0.247 0.367 0.008 0.010 100.188 0.367 190.004 0.010 由于首次出现所以第10块板为加料版，精馏段共有9块板。到时首次出现，所以理论塔板数不足19块。总的理论板数=。三、实际塔板数的计算1、全塔效率ET塔顶液相组成：塔底液相组成：所以，查得液体粘度 纯物质化学性质查询软件，所以由Oconnel关联图 化工原理第三版P341，图8-32查得全塔效率ET=54%2、实际板数NE，故实际塔板数=17+19=36（块）第三章 塔的结构计算板式塔主要尺寸的设计计算，包括塔高、塔径的设计计算，板上液流形式的选择、溢流装置的设计，塔板布置、气体通道的设计等工艺计算。板式塔为逐级接触式的气液传质设备，沿塔方向，每层板的组成、温度、压力都不同。设计时，分别计算精馏段、提馏段平均条件下的参数作为设计依据，以此确定塔的尺寸，然后再作适当调整，但应尽量保持塔径相同，以便于加工制造。一、混合组分的平均物性参数的计算1、平均分子量的计算塔顶的平均分子量 （x1为与y1=XD平衡的液相组成）2、进料板的平均分子量 进料板对应的组成Xn 和yn；（x10=0.188，y10=0.367）3、塔底的平均分子量（yw为与xw平衡的气相组成）4、精馏段、提馏段的平均分子量精馏段平均分子量提馏段平均分子量二、平均密度的计算1、液相平均密度（在温度Tm=95.17下）查物性数据 纯物质的物理化学性质查询软件：易挥发组分密度1798.18Kg/m3 难挥发组分密度2796.27Kg/ m3塔顶易挥发组分质量百分比a199.41%进料易挥发组分质量百分比a216.40%塔底易挥发组分质量百分比a30.42%塔顶液相密度：LD1/a1/1+(1-a1) /2=798.17Kg/ m3进料液相密度：LF1/a2/1+(1-a2) /2=796.58Kg/ m3塔底液相密度：LW1/a3/1+(1-a3) /2=796.28Kg/ m3精馏段的平均液相密度：LM(LD+LF)/2=797.38Kg/ m3提馏段的平均液相密度：LM(LF+LW)/2=796.44Kg/ m3 2、汽相平均密度根据塔顶组成查平衡数据计算塔顶温度TD=80.31根据进料板组成查平衡数据计算进料板温度TF102.16根据塔底组成查平衡数据计算塔底温度TW110.03精馏段：TM=（TF+TD）/2=91.24提馏段：TM=（TF+TW）/2=106.1三、塔高的计算1、HT的初选选取时应考虑塔高、塔径、物系性质、分离效率、操作弹性及塔的安装检修等因素。由表3-1列出的塔板间距的经验数值选取。表3-1 塔板间距与塔径的关系塔 径/D，m0.30.50.50.80.81.61.62.42.44.0板间距/HT，mm200300250350300450350600400600 化工生产中常用板间距为：200，250，300，350，400，450，500，600，700，800mm。在决定板间距时还应考虑安装、检修的需要。例如在塔体人孔处，应留有足够的工作空间，其值不应小于600mm。 初选板间距HT=0.40m，取板上液层高度hL=0.07m。板式塔的有效高度是指安装塔板部分的高度，2、塔高的计算 四、 塔径的计算1、气液负荷计算 精馏段： 提镏段：2、液体表面张力表3-2 液体表面张力（A:苯，B：甲苯）部位A（mN/m)B(mN/m)温度（）顶部21.0921.5380.31进料18.3919.11102.16底部17.4418.25110.03平均表面压力：3、塔径D 精馏段： 查史密斯关联图化工原理第三版333页图8-24液泛气相负荷因子关联图得C20=0.075 提镏段： 查史密斯关联图得C20=0.07化工原理第三版333页图8-24液泛气相负荷因子关联图 五、塔板结构参数的确定1、溢流装置的设计溢流装置包括降液管、溢流堰、授液盘等几个部分，是液体的通道，其结构和尺寸对塔的性能有着重要影响。图4-2溢流装置 溢流堰长lw单溢流取出口堰高，由精馏段：，查液流收缩系数图得：E=1.025 化工原理第三版329页图8-18提镏段：，查液流收缩系数图得：E=1.045降液管底隙高度ho:精馏段：ho=0.025m提镏段：ho=0.025m核算：2、塔盘布置（如图4-3）图4-3 塔盘布置 降液管的高度由，查弓形降液管的几何关系图得 边缘区宽度 安定区宽度 有效传质区其中：3、筛孔数及排列并计算开孔率 取筛孔的直径，正三角形排列，取第四章 精馏塔的流体力学性能验算一、气体通过筛板的压强降hp校核 1、干板压降相当的液柱高度hc根据，查干板孔流系数图化工原理第三版 330页图8-20，得，所以2、气体穿过板上液层压降相当的液柱高度精馏段： 由与Fa关联图化工原理第三版331页图8-22得=0.68，提镏段： 由与Fa关联图得=0.63，3、克服液体表面张力压降相当的液柱高度精馏段：提镏段：二、液沫夹带校核精馏段： 提镏段：故在设计负荷下不会发生过量雾沫夹带。三、溢流液泛条件的校核为防止降液管液泛的发生，应使降液管中清液层高度精馏段：提镏段：四、液体在降液管内停留时间的校核（最大液流量）五、漏液的验算（最小气量）精馏段：筛板的稳定性系数K1.5，故在设计负荷下不会产生过量漏液。提镏段：筛板的稳定性系数K1.5，故在设计负荷下不会产生过量漏液。根据以上塔板的各项液体力学验算，可认为精馏段塔径及各项工艺尺寸是适合的。五、作负荷性能图1、精馏段：雾沫夹带线：液泛线液相负荷上限线取液体在降液管中停留时间为5秒漏液线液相负荷下限线取平堰、 堰上液层高度为液相负荷下限条件，取E1.0表4-1 精馏段负荷曲线数据1雾沫夹带线3液相负荷上限线4漏液线5液相负荷下限线2液泛线VsLsVsLsVsLsVsLsVsVs2Ls00.026 1.032 000.00136.08036.97 04.627 0.010.50.026 1.267 0.010.50.00134.89823.99 0.013.838 0.0210.026 1.386 0.0210.00133.1339.82 0.023.497 0.02520.026 1.435 0.02520.00131.0441.09 0.0253.177 0.0360.026 1.479 0.0360.00130.03图4-1 精馏段负荷性能曲线图将以上5条线标绘于图中，即为精馏段负荷性能图。5 条线包 围区域为精馏段塔板操作区，P为操作点，OP为操作线。OP 线与（1）线的交 点相应相负荷为 Vs,max ，OP线与气相负荷下限线（4）的交点相应气相负荷为Vs,min。 精馏段的操作弹性Vs,max/ Vs,min=4.41/1.11=3.97。2、提镏段雾沫夹带线：液泛线液相负荷上限线取液体在降液管中停留时间为5秒漏液线液相负荷下限线取平堰、 堰上液层高度为液相负荷下限条件，取E1.0表4-2 提镏段负荷性能曲线数据1雾沫夹带线3液相负荷上限线4漏液线5液相负荷下限线2液泛线VsLsVsLsVsLsVsLsVsVs2Ls00.02581.060000.00136.295239.6305.40040.010.50.026 1.371 0.010.50.00135.252927.593 0.014.678 0.0210.026 1.525 0.0210.00133.781214.298 0.024.365 0.02520.026 1.586 0.02520.00132.46676.085 0.0254.072 0.0360.026 1.642 0.036.50.00130.03图4-2 提镏段负荷性能曲线图将以上5条线标绘于图中，即为提留段负荷性能图。5 条线包 围区域为提留段塔板操作区，P为操作点，OP为操作线。OP 线与（1）线的交 点相应相负荷为 Vs,max ，OP线与气相负荷下限线（4）的交点相应气相负荷为Vs,min。 精馏段的操作弹性Vs,max/ Vs,min=4.32/1.3=3.3。六、汇总表表4-3筛板塔设计计算结果汇总表序号名称符号单位数值精馏段提馏段1平均温度tm91.24106.12气相流量Vsm/s2.7252.843液相流量Lsm/s0.00810.016964塔的有效高度Zm13.55塔径Dm2.22.26空塔气速um/s2.813.067板间距HTm0.48溢流形式单流型9降液管形式弓型10堰长Lwm1.5411堰高hwm0.0490.03512溢流堰宽度Wdm0.3190.31913开孔区面积Af0.32314筛孔直径domm515筛孔数目n1467416孔中心距tmm1517开孔面积A00.2760.27618开孔率10.08%19筛孔气速u0m/s9.8710.2920单板压降hpKpa0.0780.07821停留时间ts5522负荷上限液泛控制液泛控制23负荷下限漏液控制漏液控制24液沫夹带量evkg液/kg气0.0240.029525气相负荷上限Vs.maxm/s4.414.3226气相负荷下限Vs.minm/s1.113.327操作弹性3.973.3第五章 塔的总体设计一、塔体总高度塔顶空间取HD=1.5m，实际塔板数Np=36，S1， 塔板间距HT0.4m，开有人孔的塔板间距HT=0.6m，进料段高度HF=1.0m，塔底液面至最下层塔板之间留有空间1m，塔底贮液空间依贮存液量逗留时间3min 计算，故HB10.4961.496m板式塔的塔体总高度（不包括裙座）由下式决定：式中HD塔顶空间，m； HB塔底空间，m； HT塔板间距，m； HT开有人孔的塔板间距，m； HF进料段高度，m； Np实际塔板数； S人孔数目（不包括塔顶空间和塔底空间的人孔）。二、塔板结构塔板类型按结构特点可分为整块式或分块式两种。一般，塔径从300900mm时采用整块式塔板；当塔径在800mm以上时，人已能在塔内进行拆装操作，无须将塔板整块装入。并且，整块式塔板在大塔中刚性也不好，结构显得复杂，故采用分块式塔板，本塔径2.2m，故选择分块式。第六章 辅助设备的选择表6-1 换热器结果列表换热器名称介质温度，进出塔顶冷凝器壳程苯蒸汽80.380.3管程循环冷凝水2040塔底再沸器管程甲苯溶液102106壳程蒸汽168168一、塔顶冷凝器的选择查第四章传热表4-8：取总传热系数K=700W/m2rD=r1y1+r2(1-y1)=379.30.995+367.1（1-0.995）=379.24kJ/kgQ=(R+1)DrD=(5.28+1)52.2178379.24=9.7106kJ/htm=(80.3-12)-(80.3-40)/ln(80.3-12)/(80.3-40)=53.1 换热器面积A=Q/（Ktm）=9.7106（）（70053.1）=72.49m2将计算出的换热器面积圆整为公称面积120，在管壳式换热器标准中选择换热器型号，其参数为：表6-2 换热器参数名称规格名称规格外壳直径600mm管程数2公称压强25壳程数1管子排列方法管程通道面积0.0399管长6m壳程通道截面积0.0553管子外径25m折流板间距600mm管子总数254折流板切去弓形板缺口高度138.5mm核算换热面积：管程：壳程：=191.8小于15%符合要求。二、塔底再沸器的选择查第四章传热表4-8：取总传热系数K=700W/m2rW=r1XW+r2(1-XW)=rW=r1XW+r2(1-XW) = 3940.005+378(1-0.005)=378.08KJ/Kg 易挥发组分比热c12.12kJ/kgK难挥发组分比热c22.12 kJ/kgK平均=C1Xw+C2(1-Xw)=2.120.005+2.120.995=2.12kJ/kgK Q=VrW+Vt=327.2878.46378.08+327.2878.462.1232=1.1107KJ/h 换热器面积 A=Q/Ktm=1.1107/(700323.6）=136.5将计算出的换热器面积圆整为公称面积A=120m2，在管壳式换热器标准。表6-3 换热器参数名称规格名称规格外壳直径600mm管程数2公称压强25壳程数1管子排列方法管程通道面积0.0399管长6m壳程通道截面积0.0553管子外径25m折流板间距600mm管子总数254折流板切去弓形板缺口高度138.5mm三、管道设计与选择取：液体流速uL =3 m/s气体流速uG =20m/s蒸汽：u=40m/s1、塔顶回流管,则体积流量则管径取进料管规格5632、塔顶蒸汽出口管 ,则体积流量则管径取进料管规格3233、塔顶产品出口管,则体积流量则管径取进料管规格2534、进料管,则体积流量则管径取进料管规格5635、塔釜出料管,则体积流量则管径取进料管规格8036、塔釜回流管则体积流量则管径取进料管规格3237、塔釜产品出管,则体积流量则管径取进料管规格543四、泵1、进料泵给出：流量F= 810-33600=28.8m3/h扬程H50m选择IS8050200型号的泵2、回流泵给出：流量F=28.8m3/h扬程H30 m从附录