苯--甲苯精馏塔设计.doc

广西民族大学相思湖学院化学工程与工艺课程设计说明书 广西民族大学广西民族大学 相思湖学院 化工原理化工原理 课课 程程 设设 计计 题目题目 苯 甲苯连续精馏筛板塔设计 教教 学学 院院 计算机科学与工程系计算机科学与工程系 专业班级专业班级 0909 化工化工 学生姓名学生姓名 李李 海海 学生学号学生学号 109333280107109333280107 指导教师指导教师 覃月宁覃月宁 2011年年 1212 月月 2020 日日 广西民族大学相思湖学院化学工程与工艺课程设计说明书 课程设计题目课程设计题目 苯苯 甲苯连续精馏筛板塔设计甲苯连续精馏筛板塔设计 设计任务 设计任务 在常压连续精馏塔中分离含苯 40 的苯 甲苯混合液 要求塔顶馏出液中含苯量不小于 98 塔底釜液中含苯量不大于 2 以上均为质量分数 年生产能力 6 6 万吨 生产时间 300 天 年 已知参数 已知参数 1 原料预热到泡点入塔 2 塔顶采用全凝器泡点回流 3 塔釜采用间接饱和水蒸汽加热 4 回流比 R 1 6 Rmin 广西民族大学相思湖学院化学工程与工艺课程设计说明书 目 录 摘 要 5 第一章 概 述 5 第二章 设计方案的确定 6 2 1 产品性质 6 2 2 确定方案的原则 6 2 3 操作条件的确定 7 2 3 1 操作压力 7 2 3 2 进料状态 7 2 3 3 加热方式 7 2 4 设计方案的简介 7 2 5 工艺流程及说明 8 第三章 精馏塔工艺设计计算 9 3 1 料液及塔顶底产品含苯的摩尔分率 9 3 2 平均摩尔质量 9 3 3 板数的确定 9 3 4 塔板数的确定 10 3 4 1 理论塔板数的确定 10 3 4 2 实际板层数的计算 14 3 5 精馏塔的工艺条件及有关物性数据的计算 15 3 5 1 操作压力的计算 15 3 5 2 操作温度的计算 16 3 5 3 平均摩尔质量计算 16 3 5 4 平均密度的计算 17 3 5 5 液体表面张力的计算 18 3 5 6 液体平均黏度计算 19 3 6 精馏塔体工艺尺寸的计算 20 3 6 1 塔径的计算 20 3 6 2 精馏塔有效高度的计算 22 3 7 塔板主要工艺尺寸的计算 22 3 7 1 溢流装置计算 22 3 7 2 塔板布置 25 3 8 筛板的流体力学验算 26 3 8 1 塔板压降 26 3 8 2 液面落差 28 3 8 3 液沫夹带 28 3 8 4 漏液 29 3 8 5 液泛 29 广西民族大学相思湖学院化学工程与工艺课程设计说明书 3 9 塔板负荷性能图 30 3 9 1 精馏段塔板负荷性能图 30 3 9 2 提馏段塔板负荷性能图 34 第四章 热量衡算 38 4 1 热量衡算 38 4 1 1 塔顶热量 39 4 1 2 塔底热量 40 第五章 板式塔的结构与附属设备 41 5 1 附件的计算 41 5 1 1 接管 41 5 1 2 筒体与封头 43 5 2 板式塔结构 44 5 2 1 塔体结构 44 5 2 2 塔板结构 44 5 3 附属设备设计 45 5 3 1 泵的计算及选型 45 5 3 2 冷凝器 46 5 3 2 再沸器 46 设计结果一览表设计结果一览表 48 主要符号说明主要符号说明 49 设计小结设计小结 51 参考文献参考文献 52 附录附录 53 广西民族大学相思湖学院化学工程与工艺课程设计说明书 摘摘 要要 精馏是分离液体混合物最常用的一种单元操作 在化工 炼油 石油化工等工业中得到 广泛的应用 本设计的题目是苯 甲苯二元物系板式精馏塔的设计 在确定的工艺要求下 确定设计方案 设计内容包括精馏塔工艺设计计算 塔辅助设备设计计算 精馏工艺过程流 程图 精馏塔设备结构图 设计说明书 关键词 关键词 板式塔 苯 甲苯 工艺计算 结构图 第一章 概 述 精馏塔是化工生产中十分重要的设备 精馏塔内装有提供气液两相逐级接触的塔板 利 用混合物当中各组分挥发度的不同将混合物进行分离 在精馏塔中 塔釜产生的蒸汽沿塔板 之间上升 来自塔顶冷凝器的回流液从塔顶逐渐下降 气液两相在塔内实现多次接触 进行 传质传热过程 轻组分上升 重组分下降 使混合物达到一定程度的分离 精馏塔的分离程 度不仅与精馏塔的塔板数及其设备的结构形式有关 还与物料的性质 操作条件 气液流动 情况等有关 本设计我们使用筛板塔 其突出优点为结构简单 造价低板上液面落差小 气 体压强低 生产能力较大 气体分散均匀 传质效率较高 筛板塔是最早应于手工业生产的 设备之一 合理的设计和适当的操作筛板塔能够满足要求的操作弹性而且效率高 采用筛板 塔可解决堵塞问题适当控制漏夜实际操作表明 筛板在一定程度的漏液状态下 操作是板效 率明显降低 其操作的负荷范围较泡罩塔窄 但设计良好的筛板塔其操作弹性仍可达到标准 精馏是分离液体混合物 含可液化的气体混合物 最常用的一种单元操作 在化工 炼 油 石油化工等工业中得到广泛应用 精馏过程在能量剂驱动下 有时加质量剂 使气 液 两相多次直接接触和分离 利用液相混合物中各组分挥发度的不同 使易挥发组分由液相向 气相转移 难挥发组分由气相向液相转移 实现原料混合物中各组分的分离 该过程是同时 进行传热 传质的过程 为实现精馏过程 必须为该过程提供物流的贮存 输送 传热 分 离 控制等的设备 仪表 由这些设备 仪表等构成精馏过程的生产系统 即本次所设计的 精馏装置 工业上对塔设备的主要要求是 1 生产能力大 2 传热 传质效率高 3 气流 的摩擦阻力小 4 操作稳定 适应性强 操作弹性大 5 结构简单 材料耗用量少 6 制造安装容易 操作维修方便 此外 还要求不易堵塞 耐腐蚀等 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 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 广西民族大学相思湖学院化学工程与工艺课程设计说明书 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 第二章 设计方案的确定 2 1 产品性质 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 0 866 克 厘米 3 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 mPa s 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 2 2 确定设计方案的原则 确定设计方案总的原则是在可能的条件下 尽量采用科学技术上的最新成就 使生产达 到技术上最先进 经济上最合理的要求 符合优质 高产 安全 低消耗的原则 为此 必 须具体考虑如下几点 1 满足工艺和操作的要求 所设计出来的流程和设备 首先必须保证产品达到任务规定的要求 而且质量要稳定 这就要求各流体流量和压头稳定 入塔料液的温度和状态稳定 从而需要采取相应的措施 其次所定的设计方案需要有一定的操作弹性 各处流量应能在一定范围内进行调节 必要时 传热量也可进行调整 因此 在必要的位置上要装置调节阀门 在管路中安装备用支线 计 算传热面积和选取操作指标时 也应考虑到生产上的可能波动 再其次 要考虑必需装置的 仪表 如温度计 压强计 流量计等 及其装置的位置 以便能通过这些仪表来观测生产过程 是否正常 从而帮助找出不正常的原因 以便采取相应措施 2 满足经济上的要求 要节省热能和电能的消耗 减少设备及基建费用 如前所述在蒸馏过程中如能适当地利 用塔顶 塔底的废热 就能节约很多生蒸汽和冷却水 也能减少电能消耗 又如冷却水出口 广西民族大学相思湖学院化学工程与工艺课程设计说明书 温度的高低 一方面影响到冷却水用量 另方面也影响到所需传热面积的大小 即对操作费 和设备费都有影响 同样 回流比的大小对操作费和设备费也有很大影响 3 保证安全生产 例如苯属有毒物料 不能让其蒸汽弥漫车间 又如 塔是指定在常压下操作的 塔内压 力过大或塔骤冷而产生真空 都会使塔受到破坏 因而需要安全装置 以上三项原则在生产中都是同样重要的 但在化工原理课程设计中 对第一个原则应作 较多的考虑 对第二个原则只作定性的考虑 而对第三个原则只要求作一般的考虑 2 3 操作条件的确定 确定设计方案是指确定整个精馏装置的流程 各种设备的结构型式和某些操作指标 例 如组分的分离顺序 塔设备的型式 操作压力 进料热状态 塔顶蒸汽的冷凝方式等 下面 结合课程设计的需要 对某些问题作些阐述 2 3 1 操作压力 蒸馏操作通常可在常压 加压和减压下进行 确定操作压力时 必须根据所处理物料的性 质 兼顾技术上的可行性和经济上的合理性进行考虑 例如 采用减压操作有利于分离相对 挥发度较大组分及热敏性的物料 但压力降低将导致塔径增加 同时还需要使用抽真空的设 备 对于沸点低 在常压下为气态的物料 则应在加压下进行蒸馏 当物性无特殊要求时 一般是在稍高于大气压下操作 但在塔径相同的情况下 适当地提高操作压力可以提高塔的 处理能力 有时应用加压蒸馏的原因 则在于提高平衡温度后 便于利用蒸汽冷凝时的热量 或可用较低品位的冷却剂使蒸汽冷凝 从而减少蒸馏的能量消耗 2 3 2 进料状态 进料状态与塔板数 塔径 回流量及塔的热负荷都有密切的联系 在实际的生产中进料状 态有多种 但一般都将料液预热到泡点或接近泡点才送入塔中 这主要是由于此时塔的操作 比较容易控制 不致受季节气温的影响 此外 在泡点进料时 精馏段与提馏段的塔径相同 为设计和制造上提供了方便 2 3 3 加热方式 蒸馏釜的加热方式通常采用间接蒸汽加热 设置再沸器 有时也可采用直接蒸汽加热 然而 直接蒸汽加热 由于蒸汽的不断通入 对塔底溶液起了稀释作用 在塔底易挥发物损 失量相同的情况下 塔底残液中易挥发组分的浓度应较低 因而塔板数稍有增加 采用直接 蒸汽加热时 加热蒸汽的压力要高于釜中的压力 以便克服蒸汽喷出小孔的阻力及釜中液柱 静压力 对于苯 甲苯溶液 一般采用 1 1 2 0KPa 表压 2 4 设计方案简介 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乙醇和水的 挥发度相差较大 因而无须采用特殊精馏 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 适用于苯和甲苯 广西民族大学相思湖学院化学工程与工艺课程设计说明书 这类非热敏沸点在常温 工业低温段 物系分离 3 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 在苯和甲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 5 工艺流程及说明 首先 苯和甲苯的原料混合物进入原料罐 在里面停留一定的时间之后 通过泵进入原 料预热器 在原料预热器中加热到泡点温度 然后 原料从进料口进入到精馏塔中 因为被 加热到泡点 混合物中既有气相混合物 又有液相混合物 这时候原料混合物就分开了 气 相混合物在精馏塔中上升 而液相混合物在精馏塔中下降 气相混合物上升到塔顶上方的冷 凝器中 这些气相混合物被降温到泡点 其中的液态部分进入到塔顶产品冷却器中 停留一 定的时间然后进入苯的储罐 而其中的气态部分重新回到精馏塔中 这个过程就叫做回流 液相混合物就从塔底一部分进入到塔底产品冷却器中 一部分进入再沸器 在再沸器中被加 热到泡点温度重新回到精馏塔 塔里的混合物不断重复前面所说的过程 而进料口不断有新 鲜原料的加入 最终 完成苯与甲苯的分离 苯 甲苯 混合液混 合液 原料储存 原料预热 精馏 再沸 甲苯储存 分配 冷凝 冷却 苯储存 冷却 广西民族大学相思湖学院化学工程与工艺课程设计说明书 第 3 章 精馏塔工艺设计计算 3 1 料液及塔顶底产品含苯的摩尔分率 苯 C6H6 分子量 78 11g mol 苯 M 甲苯 C6H5CH3 分子量 92 13g mol 甲苯 M 原料液中组分苯质量分数为 0 4 其摩尔分率 F 0 44 F 甲苯苯 苯 MM M FF F 1 13 92 6 011 78 4 0 11 78 4 0 塔顶组分苯质量分数为 0 98 其摩尔分率 D D苯苯 98 0 13 92 02 0 11 78 98 0 11 78 98 0 塔底组分苯质量分数为 0 02 其摩尔分率 D苯 W 苯 甲苯甲苯苯苯 苯苯 MM M 024 0 13 92 98 0 11 78 02 0 11 78 02 0 3 2 平均摩尔质量 kg kmol96 8513 9244 0 144 011 78 F M kg kmol39 7813 9298 0 198 0 11 78 D M kg kmol096 9013 920024 010024 0 11 78 W M 3 3 全塔物料衡算 原料处理量 F 106 67kmol h 2430096 85 106 6 7 WDF WDF 024 098 0 44 0 kmol h34 0 6 kmol h33 6 4 W D 广西民族大学相思湖学院化学工程与工艺课程设计说明书 3 4 塔板数的确定 3 4 1 理论塔板数的确定 1 相对挥发度的计算 苯的沸点 80 1 甲苯的沸点 110 6 由安托因方程 Ct B Ap 0 lg 式中 A B C 为物性常数 不同物质对应于不同的 A B C 的值 其中 P 温度 t 对应下的纯液体饱和蒸汽压 毫米汞柱 t 温度 有关物性数据可在各种手册中查询 表 1 4 1 ABC 苯6 0311211220 8 甲苯6 0801345219 5 苯 4 220 35 1206 023 6 lg 0 T pA 甲苯 58 219 94 1343 078 6 lg 0 T pB T 80 1 时 苯 KPapp AA 98 1010085 2 4 220 1 80 35 1206 023 6 lg 00 甲苯 Kpapp BB 21 395934 1 58 219 1 80 94 1343 078 6 lg 00 广西民族大学相思湖学院化学工程与工艺课程设计说明书 601 2 21 39 98 101 0 0 1 B A P P a T 110 6 时 苯 KPapp AA 02 2393784 2 4 220 6 110 35 1206 023 6 lg 00 甲苯 Kpapp BB 78 10100767 2 58 219 6 110 94 1343 078 6 lg 00 348 2 78 101 02 230 0 0 1 B A P P a 相对挥发度为 471 2 348 2 601 2 21 aaa 2 最小回流比的计算 采用泡点进料即饱和液体进料 故 q 1 q 线为一条垂直于横轴的直线 44 0 Fq xx 66 0 44 0 1471 2 1 44 0 471 2 1 1 q q q xa ax y 最小回流比为 回流 454 1 44 01 98 0 1 471 2 44 0 98 0 1471 2 1 1 1 1 1 min F D F D x xa x x a R 比为最小回流比的 1 6 倍 即有 3264 2454 1 6 16 1 min RR 3 精馏塔的气液相负荷 泡点进料 q 1 广西民族大学相思湖学院化学工程与工艺课程设计说明书 hkmolFqDRV hkmolqFRDL hkmolDRV hkmolRDL 112 15467 106 11 33 46 13264 2 1 1 452 21467 106133 463264 2 112 15433 46 13264 2 1 782 10733 463264 2 4 操作线方程 精馏段操作线方程 2946 070 0 13264 2 98 0 13264 2 3264 2 11 1 nn D nn xx R x x R R y 提馏段操作线方程 0094 0 392 1 024 0 34 6067 106782 107 34 60 34 6067 106782 107 67 106782 107 1 m m w mm x x WqFL Wx x WqFL qFL y 5 逐板法求理论板数 相平衡方程 y y x x x xa ax y 471 1471 2 471 11 471 2 1 1 用精馏段操作线方程和相平衡方程进行逐板计算 广西民族大学相思湖学院化学工程与工艺课程设计说明书 398 0 471 1471 2 6208 0 2946 0 70 0 466 0 471 1471 2 6692 02946 070 0 568 0 471 1471 2 7752 0 2946 0 70 0 658 0 471 1 471 2 8259 0 2946 0 70 0 759 0 471 1471 2 8861 0 2946 0 70 0 845 0 471 1471 2 9309 0 2946 0 70 0 909 0 471 1 471 2 961 0 2946 070 0 952 0 471 1471 2 98 0 8 8 878 7 7 767 6 6 656 5 5 545 4 4 434 3 3 323 2 2 212 1 1 11 y y xxy y y xxy y y xxy y y xxy y y xxy y y xxy y y xxy y y xxy D 因为44 0398 0 8 F xx 所以精馏段理论板数为 n 7 用提馏段操作线方程和相平衡方程计算 广西民族大学相思湖学院化学工程与工艺课程设计说明书 0159 0 471 1 471 2 0383 00094 0 392 1 0343 0 471 1471 2 0807 0 0094 0392 1 0647 0 471 1471 2 146 0 0094 0392 1 112 0 471 1 471 2 237 0 0094 0392 1 177 0 471 1 471 2 347 0 0094 0392 1 256 0 471 1471 2 460 0 0094 0 392 1 337 0 471 1 471 2 545 00094 0 392 1 15 15 151415 14 14 141314 13 13 131213 12 12 121112 11 11 111011 10 10 10910 9 9 989 y y xxy y y xxy y y xxy y y xxy y y xxy y y xxy y y xxy 因为 024 00159 0 15 w xx 所以提馏段理论板数为 n 7 不包括塔釜 理论板数一共为 14 块 第八块为进料板 3 4 2 实际板层数的计算 1 全塔效率的计算 由 0 98 用内插法根据苯 甲苯二元物系的汽 液平衡组成可得苯 D 甲苯混合蒸汽冷凝温度 即塔顶温度 tD 同理可得塔底温度 tw 表 3 4 2 常压下苯和甲苯的气液平衡数据 广西民族大学相思湖学院化学工程与工艺课程设计说明书 苯的沸点 80 1 甲苯的沸点 110 6 45 80 95 0 98 0 1 81 00 1 95 0 01 801 81 D D t t 34 109 0 0024 0 6 110 088 00 0 1 10656 110 w w t t 在塔顶 塔底温度 tD 80 45 tW 109 34 下的粘度 查物性数据手册得下 表 物料80 45 109 34 苯0 308 mPa S 0 234 mPa S 甲苯0 311 mPa S 0 246 mPa S 顶 0 308 XD 0 311 1 XD 0 308 mPa S 底 0 234 XW 0 246 1 XW 0 246 mPa S 顶 底 2 0 277 mPa S 全塔效率 ET 0 49 0 245 0 538 2 实际板数的计算 精馏段实际板层数 块 1401 13 538 0 7 1 N 提馏段实际板层数 块 1401 13 538 0 7 2 N 全塔共有塔板层数 28 块 进料板在第 15 块板 3 5 精馏塔的工艺条件及有关物性数据的计算 3 5 1 操作压力的计算 塔顶操作压力 a kpP3 101 每层塔板压降 a kpp7 0 进料板压力 aF kpP 1 111147 03 101 广西民族大学相思湖学院化学工程与工艺课程设计说明书 塔底操作压力 aW kpP 9 120287 03 101 精馏段平均压力 am kpP 1 106 2 1 1113 101 1 提馏段平均压力 am kpP 0 116 2 9 1201 111 2 3 5 2 操作温度的计算 由 1 4 2 全塔效率计算时候计算有 塔顶温度 tD 80 45 塔底温度 tW 109 34 由已求得的进料板为第八块 X8 0 398 查苯 甲苯气液平衡数据 由内差法计算进料板温 度 tw 56 93 20 0 44 0 2 102 200 0 300 0 2 102 6 98 F F t t 进料板温度 tF 93 56 精馏段平均温度 005 87 2 56 9345 80 1 m t 提馏段平均温度 45 101 2 34 10956 93 2 m t 3 5 3 平均摩尔质量的计算 塔顶平均摩尔质量的计算 由理论板的计算过程可知 98 0 1 D xy952 0 1 x molKgM m DV 39 7813 92 98 0 1 11 7898 0 molKgM m DL 56 7813 92 952 01 11 78952 0 进料板平均摩尔质量的计算 由理论板的计算过程可知 6208 0 F y398 0 F x molKgM m FV 43 8313 92 6208 0 1 11 786208 0 molKgM m FL 55 8613 92 398 0 1 11 78398 0 塔底平均摩尔质量的计算 广西民族大学相思湖学院化学工程与工艺课程设计说明书 由 Xw 0 024 相平衡方程057 0 1 1 w y xa ax y molKgM m WV 33 9113 92 057 01 11 78057 0 molKgM m WL 79 9113 92 024 01 11 78024 0 精馏段的平均摩尔质量 molkgM m V 91 80 2 43 8339 78 molkgM m L 555 82 2 55 8656 78 提馏段平均摩尔质量 molkgM molkgM m m L V 17 89 2 79 9155 86 38 87 2 33 9143 83 3 5 4 平均密度的计算 1 气相平均密度计算 由理想气体状态方程式计算 精馏段的平均气相密度即 3 87 2 15 273005 87 314 8 91 80 1 106 mKg RT Mp m Vmm Vm 提馏段的平均气相密度 3 25 3 15 27345 101 314 8 38 87 0 116 mKg RT Mp m Vmm Vm 2 液相平均密度的计算 液相平均密度计算依下式计算 即 LB B LA A Lm aa 1 塔顶液相平均密度的计算 由 查液体在不同温度下的密度表得 CtD 45 80 3 5 813mKg A 3 9 808mKg B 9 808 02 0 5 813 98 0 1 LDm 3 41 813mKg LDm 广西民族大学相思湖学院化学工程与工艺课程设计说明书 进料板液相平均密度的计算 由 查液体在不同温度下的密度表得 CtF 56 93 3 2 798mKg A 3 8 793mKg B 359 0 13 92 398 0 1 11 78398 0 11 78398 0 A a 8 793 641 0 2 798 359 0 1 LFm 3 37 795mKg LFm 塔底平均密度的计算 由 查液体在不同温度下的密度表得 Ctw 34 109 33 781 2 782 3 AB kg mkg m 017 0 13 9298 0 11 7802 0 11 7802 0 A a 3 28 782 3 782 017 0 1 2 781 017 0 1 mKgp p m m WL WL 3 精馏段的平均密度为 3 39 804 2 37 79541 813 1 mKg m L 提馏段的平均密度为 3 825 788 2 37 79528 782 2 mKg m L 3 5 5 液体表面张力的计算 液相平均表面张力依下式计算 即 n i iiLm x 1 A 塔顶液相平均表面张力的计算 由 查液体表面张力共线图得 CtD 45 80 mmN A 32 21 mmN B 52 21 mmN LDm 324 2152 21 98 0 1 32 2198 0 B 进料板液相平均表面张力的计算 由 查液体表面张力共线图得 CtF 56 93 广西民族大学相思湖学院化学工程与工艺课程设计说明书 mmN A 62 19 mmN B 05 20 mmN LFm 86 1905 20 398 0 1 62 19398 0 C 塔底液相表面张力的计算 由 查液体表面张力共线图得 Ctw 34 109 mmN A 1 18 mmN B 6 18 mmN LWm 59 18 6 18 02 0 1 1 1802 0 D 精馏段液相平均表面张力mmN m L 592 20 2 86 19324 21 1 提馏段液相平均表面张力mmN m L 225 19 2 86 1959 18 2 3 5 6 液体平均黏度的计算 液相平均黏度依下式计算 即 iiLm x lglg 塔顶液相平均黏度的计算 由 查液体黏度共线图得 CtD 45 80 smPa A 301 0 smPa B 315 0 315 002 0301 0 lg98 0 lgg LDm smPa LDm 301 0 进料板液相平均黏度的计算 由 查液体黏度共线图得 CtF 65 93 smPa A 289 0 smPa B 312 0 312 0 lg601 0289 0 lg398 0 lg LFm smPa LFm 300 0 塔底液相平均密度的计算 由 查液体黏度共线图得 Ctw 34 109 sPa A 222 0 sPa B 248 0 248 0 lg98 0222 0 lg02 0 lg LWm smPa LWm 247 0 广西民族大学相思湖学院化学工程与工艺课程设计说明书 精馏段液相平均黏度为 sPa Lm 3005 0 2 300 0 301 0 1 提馏段液相评级均黏度为 sPa Lm 2735 0 2 300 0 247 0 2 3 6 精馏塔的塔体工艺尺寸计算 3 6 1 塔径的计算 A 对精馏段 精馏段的气 液相体积流率为 sm VM V Vm Vm S 207 1 87 23600 91 80112 154 3600 3 sm LM L Lm Lm S 00307 0 39 8043600 555 82782 107 3600 3 由 式中 C 由求取 其中由筛板塔汽液负荷因子 V VL Cu max 2 0 20 20 L CC 20 C 曲线图查取 图横坐标为 0426 0 87 2 39 804 3600207 1 360000307 0 2 1 2 1 V L h h V L 取板间距 板上液层高度 则mHT4 0 mhL06 0 mhH LT 34 006 04 0 查筛板塔汽液负荷因子曲线图得 072 0 20 C 0724 0 20 592 20 072 0 20 072 0 2 02 0 L C smCu V VL 210 1 87 2 87 2 39 804 0724 0 max 取安全系数为 0 7 则空塔气速为 smuu 847 0 210 1 7 07 0 max m u V D S 347 1 847 0 14 3 207 144 广西民族大学相思湖学院化学工程与工艺课程设计说明书 按标准塔径圆整后为 mD4 1 B 对提馏段 提馏段的气 液相体积流率为 sm VM V Vm Vm S 151 1 25 3 3600 38 87112 154 3600 3 sm LM L Lm Lm S 0067 0 825 7883600 17 89452 214 3600 3 由 式中 C 由求取 其中由筛板塔汽液负 V VL Cu max 2 0 20 20 L CC 20 C 荷因子曲线图查取 图横坐标为 0907 0 25 3 825 788 3600151 1 36000067 0 2 1 2 1 V L h h V L 取板间距 板上液层高度 则mHT4 0 mhL06 0 mhH LT 34 0 06 0 4 0 查筛板塔汽液负荷因子曲线图得068 0 20 C 0675 0 20 225 19 068 0 20 068 0 2 02 0 L C smCu V VL 049 1 25 3 25 3 825 788 0675 0 max 取安全系数为 0 7 则空塔气速为 smuu 7343 0049 17 07 0 max m u V D S 41 1 7343 014 3 151 1 44 按标准塔径圆整后为 mD5 1 塔截面积为 广西民族大学相思湖学院化学工程与工艺课程设计说明书 222 77 15 1785 0 4 mDAT 精馏段 sm A v u T S 682 0 77 1 207 1 提馏段 sm A v u T S 650 0 77 1 151 1 3 6 2 精馏塔有效高度的计算 精馏段有效高度为 m2 54 0 1 14 1 T HNZ 提馏段有效高度为 m2 54 0 1 14 1 T HNZ 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 m2 118 02 52 58 0 ZZZ 3 7 塔板主要工艺尺寸的计算 3 7 1 溢流装置计算 A 精馏段 因塔径 可选用单溢流弓形降液管 采用凹形受液盘 各项计算如下 mD5 1 1 堰长 对单溢流 一般取为 0 6 0 80 D w l w l 取 mDlw9 05 16 06 0 2 溢流堰高度 w h 由 选用平直堰 堰上液层高度由下式计算 即 owLow hhh ow h 3 2 1000 84 2 w h ow l L Eh 广西民族大学相思湖学院化学工程与工艺课程设计说明书 近似取 E 1 则 mhow015 0 9 0 360000307 0 1 1000 84 2 3 2 取板上清液层高度 mmhL60 故 mhhh owLw 045 0015 006 0 3 弓形降液管宽度和截面积 d W f A 由 查弓形降液管参数图得 6 0 D lw 056 0 T f A A 11 0 D Wd 则 222 0989 0 5 1 4 14 3 056 0 4 056 0mDAf mDWd165 0 5 111 0 11 0 验算液体在降液管中停留时间 即 ss L HA h Tf 5 9 12 360000307 0 4 00989 0 3600 3600 故降液管设计合理 降液管底隙高度 h0 取液体通过降液管底隙的流速 则 smu 1 0 0 m ul L h w h 034 0 1 09 03600 360000307 0 3600 0 0 mmhhw006 0011 0 034 0045 0 0 故降液管底隙高度设计合理 选用凹形受液盘 深度 mmh w 50 B 提馏段 因塔径 可选用单溢流弓形降液管 采用凹形受液盘 各项计算如下 mD5 1 广西民族大学相思湖学院化学工程与工艺课程设计说明书 4 堰长 对单溢流 一般取为 0 6 0 80 D w l w l 取 mDlw9 05 16 06 0 5 溢流堰高度 w h 由 选用平直堰 堰上液层高度由下式计算 即 owLow hhh ow h 3 2 1000 84 2 w h ow l L Eh 近似取 E 1 则 mhow025 0 9 0 36000067 0 1 1000 84 2 3 2 取板上清液层高度 mmhL60 故 mhhh owLw 035 0025 006 0 6 弓形降液管宽度和截面积 d W f A 由 查弓形降液管参数图得 6 0 D lw 056 0 T f A A 11 0 D Wd 则 222 0989 0 5 1 4 14 3 056 0 4 056 0mDAf mDWd165 0 5 111 0 11 0 验算液体在降液管中停留时间 即 ss L HA h Tf 59 5 36000067 0 4 00989 03600 3600 故降液管设计合理 降液管底隙高度 h0 取液体通过降液管底隙的流速 则 smu 1 0 0 m ul L h w h 076 0 1 09 03600 36000067 0 3600 0 0 广西民族大学相思湖学院化学工程与工艺课程设计说明书 mmhh w 006 0041 0 035 0 076 0 0 故降液管底隙高度设计合理 选用凹形受液盘 深度 mmh w 50 3 7 2 塔板布置 塔板的分块 因 故塔板采用分块式 查塔板块数表得塔板分为 4 块 mmD800 边缘区宽度确定 取 mWW ss 06 0 mWc04 0 开孔区面积计算 开孔区面积计算为 a A sin 180 2 1222 r x rxrxAa 其中 mWW D x sd 525 0 06 0 165 0 2 5 1 2 mW D r c 71 0 04 0 2 5 1 2 故 21222 341 1 71 0 525 0 sin71 0 180 14 3 525 071 0 525 0 2mAa 筛孔计算及其排列 由于苯和甲苯没有腐蚀性 可选用碳钢板 取筛孔直径mm3 筛孔按正三角形排列 取孔中心距 t 为 mmd5 0 mmdt15533 0 筛孔数目 n 为 个 6884 015 0 341 1 155 1 155 1 22 t A n a 开孔率为 广西民族大学相思湖学院化学工程与工艺课程设计说明书 1 10 15 5 907 0 907 0 22 00 t d A A a 开孔率在 5 15 范围内 符合要求 气体通过筛孔的气速为 精馏段 sm A V u s 9 8 341 1 101 0 207 1 0 0 提馏段 sm A V u s 5 8 341 1 101 0 151 1 0 0 3 8 筛板的流体力学验算 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 3 8 1 塔板压降 A 对精馏段 1 干板阻力计算 干板阻力由下式计算 c h 2 0 0 2 1 C u g h L V c 由 查筛板塔的汽液负荷因子曲线图得 67 1 35 0 d772 0 0 C sm A V u s 9 8 341 1 101 0 207 1 0 0 故 mhc024 0 772 0 9 8 39 804 87 2 051 0 2 2 气体通过液层的阻力计算 气体通过液层的阻力由下式计算 即l h L h Loh h 1 sm AA V u fT s a 722 0 0989 0 77 1 207 1 23 187 2 722 0 2121 0 mskguF Va 广西民族大学相思湖学院化学工程与工艺课程设计说明书 故液柱 mhh L 03 0 06 05 0 01 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下式计算 即 h h m gd h L L 0021 0 005 0 81 9 39 804 10592 2044 3 0 气体通过每层塔板的液柱高度按下式计算 p h m 液柱 0561 0 0021 0 03 0 024 0 hhhh lcP 气体通过每层塔板的压降为 KpaPaghp Lpp 7 0 7 44281 9 39 8040561 0 B 提馏段 4 干板阻力计算 干板阻力由下式计算 c h 2 0 0 2 1 C u g h L V c 由 查筛板塔的汽液负荷因子曲线图得 67 1 35 0 d772 0 0 C 对提馏段有 sm A V u s 5 8 341 1 101 0 151 1 0 0 故 mhc029 0 772 0 5 8 825 788 25 3 051 0 2 5 气体通过液层的阻力计算 气体通过液层的阻力由下式计算 即l h L h L hh 01 sm AA V u fT s a 689 0 0989 0 77 1 151 1 24 125 3689 0 2121 0 mskguF Va 液柱 mhh L 03 0 06 05 0 01 广西民族大学相思湖学院化学工程与工艺课程设计说明书 6 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 h h m gd h L L 0020 0 005 081 9825 788 10225 1944 3 0 气体通过每层塔板的液柱高度按下式计算 p h m 液柱 061 0 0020 0 03 0 029 0 hhhh lcP 气体通过每层塔板的压降为 KpaPaghp Lpp 7 0 1 47281 9 825 788061 0 3 8 2 液面落差 对于筛板塔 液面落差很小 且本设计的塔径和液流量均不大 故可忽略液面落差的影 响 3 8 3 液沫夹带 液沫夹带按下式计算 精馏段 Kg 液 Kg 气 0 1Kg0082 0 06 0 5 240 0 722 0 10592 20 107 5 5 2 107 5 2 3 3 6 2 3 6 LT a L V hH u e 液 Kg 气 提馏段 Kg 液 Kg 气800mm 故裙座壁厚取 16mm 基础环内径 mmDbj1132103 0 1621400 3 基础环外径 mmDbo1432103 0 1621400 3 圆整 mmDbj1000 mmDbo1500 基础环厚度 考虑到腐蚀余量取 18mm 考虑到再沸器 裙座高度取 3m 地角螺栓直径取 M30 5 2 板式塔的结构 5 2 1 塔体结构 板式塔内部装有塔板 降液管 各物流的进出口及人孔 手孔 基坐 除沫器等附属装置 除一般塔板按设计间距安装外 其它处根据需要决定 其间距 1 塔顶空间 塔顶空间指塔内最上层塔板与塔顶的间距 为利于出塔气体夹带的液滴沉降 此段远高于 板间距 取 1 0m 2 塔底空间 1 塔底储液空间依储液量停留 3 5min 或更长时间而定 2 塔底液面至下层塔板之间要有 1 5m 的间距 3 人孔 对于的板式塔 为安装 检修的要求 每隔 8 层塔板设一人孔 本塔共开mmD1000 3 个人孔np 3 提馏段开 2 个人孔精馏段开 1 个 人孔处板间距为 800mm 直径为 500mm 其伸出塔体的筒长为 200mm 4 塔高 有效塔高 H n nF nP 1 HT nFHF nPHP HP HB 28 1 3 1 0 40 1 0 6 3 0 8 1 3 15 6m 5 2 2 塔板结构 塔径为 1 5m 超过 800mm 故采用整块式 由于钢度 安装 检修等要求 多将塔板分 成数块送入塔内 为了检修方便 取一块板作为通道板 通道板的宽度取 400mm 广西民族大学相思湖学院化学工程与工艺课程设计说明书 5 3 附属设备设计 5 3 1 泵的计算及选型 进料温度 tq 93 56 333 kg m37 795 kg m8 793 kg m 2 987 FBA smpa300 0 smpa312 0 smpa 289 0 LFBA uuu 已知进料量 smhmqv 0032 0 53 11 37 795 96 8567 106 3 取管内流速则smu 6 1 mm u q d V 5 50 6 114 3 0032 0 44 故可采用 GB3091 93 57 3 5 的油泵 则内径 d 57 3 5 2 50mm 代入得 smdqu v 63 1 050 0 14 3 0032 0 4 4 2 2 5 3 1016 2 10300 0 37 79563 1 050 0 duRe 取绝对粗糙度为mm35 0 则相对粗糙度为007 0 d 摩擦系数 由 0 034 e Rd 9 6 7 3 lg 8 1 11 1 2 1 进料口位置高度 h 5 2m m g u d h Hf958 0 81 9 63 1 050 0 2 5 034 0 22 扬程 mhHfH158 6 2 5958 0 可选择泵为 IS50 32 160 广西民族大学相思湖学院化学工程与工艺课程设计说明书 5 3 2 冷凝器 塔顶温度 tD 80 45 冷凝水 t1 20 t2 30 则 Cttt Cttt D D 45 503045 80 45 602045 80 22 11 C tt tt tm 3 55 45 50 45 60ln 10 ln 21 21 由 tD 80 45 查液体比汽化热共线图得 kgKJ 5 392 苯 又气体流量 hkg VM VV 35 4209 87 2 39 78112 154 塔顶被冷凝量 skgVq vh 4 33600 87 2 35 4209 冷凝