苯与甲苯连续精馏设计(全套)课程设计.doc

37苯与甲苯精馏塔设计成绩 东南大学成贤学院课 程 设 计 报 告题 目 苯与甲苯连续精馏筛板塔设计 课 程 名 称 化工原理 专 业 化工 班 级 化工（2）班 学 生 姓 名 张杰 学 号 06109239 设 计 地 点 金坛514及计算机中心 指 导 教 师 姚刚 设计起止时间： 2011 年 8月 20 日至 2011 年 9 月 9日37目 录 第一章 概述.2 第二章 工艺设计计算.3 2.1板式精馏塔设计任务书.52.2全塔物料衡算.62.3 确定回流比及挥发度.62.4 计算塔板数.72.5 塔顶及塔板间距的确定.92.6堰及降液管的设计.132.7 塔板布置及筛板塔的主要参数.152.8 水力学计算.162.9负荷性能图.202.10筛板塔的辅助设备.262.11塔体结构.292.12计算结果汇总列表.312.13附图苯与甲苯连续精馏筛板塔设计全图.322.14符号单位.34第三章 结论.353.1设计感想.353.1参考资料.36第一章:概述 塔设备是化工、炼油生产中最重要的设备之一。塔设备的设计和研究，已经受到化工行业的极大重视。在化工生产中，塔设备的性能对于整个装置的产品产量、质量、生产能力和消耗定额，以及三废处理和环境保护等各个方面，都有非常重大的影响。 精馏过程的实质是利用混合物中各组分具有不同的挥发度。即在同一温度下，各组分的饱和蒸汽压不同这一性质，使液相中的轻组分转移到汽相中，汽相中的重组分转移到液相中，从而达到分离的目的。因此精馏塔操作弹性的好坏直接关系到石油化工企业的经济效益。 筛板塔是扎板塔的一种，内装若干层水平塔板，板上有许多小孔，形状如筛；并装有溢流管或没有溢流管。操作时，液体由塔顶进入，经溢流管（一部分经筛孔）逐板下降，并在板上积存液层。气体（或蒸气）由塔底进入，经筛孔上升穿过液层，鼓泡而出，因而两相可以充分接触，并相互作用。泡沫式接触气液传质过程的一种形式，性能优于泡罩塔。为克服筛板安装水平要求过高的困难，发展了环流筛板；克服筛板在低负荷下出现漏液现象，设计了板下带盘的筛板；减轻筛板上雾沫夹带缩短板间距，制造出板上带挡的的筛板和突孔式筛板和用斜的增泡台代替进口堰，塔板上开设气体导向缝的林德筛板。筛板塔普遍用作H2S-H2O双温交换过程的冷、热塔。应用于蒸馏、吸收和除尘等。 泡罩塔板是工业上应用最早的塔板，它主要由升气管及泡罩构成。泡罩安装在升气管的顶部，分圆形和条形两种，以前者使用较广。泡罩有f80、f100、f150mm三种尺寸，可根据塔径的大小选择。泡罩的下部周边开有很多齿缝，齿缝一般为三角形、矩形或梯形。泡罩在塔板上为正三角形排列。 操作时，液体横向流过塔板，靠溢流堰保持板上有一定厚度的液层，齿缝浸没于液层之中而形成液封。升气管的顶部应高于泡罩齿缝的上沿，以防止液体从中漏下。上升气体通过齿缝进入液层时，被分散成许多细小的气泡或流股，在板上形成鼓泡层，为气液两相的传热和传质提供大量的界面 泡罩塔板的优点是操作弹性较大，塔板不易堵塞；缺点是结构复杂、造价高，板上液层厚，塔板压降大，生产能力及板效率较低。泡罩塔板已逐渐被筛板、浮阀塔板所取代，在新建塔设备中已很少采用。 浮阀塔板具有泡罩塔板和筛孔塔板的优点，应用广泛。浮阀的类型很多，国内常用的有F1型、V-4型及T型等。浮阀塔板的优点是结构简单、造价低，生产能力大，操作弹性大，塔板效率较高。其缺点是处理易结焦、高粘度的物料时，阀片易与塔板粘结；在操作过程中有时会发生阀片脱落或卡死等现象，使塔板效率和操作弹性下降。第2章 ：工艺设计计算2.1板式精馏塔设计任务书（1） 设计题目苯甲苯连续精馏筛板塔设计 （2） 设计任务及操作条件 年产量：工作日：塔底压力：101.3kpa压降：0.7kpa进料组成：苯50%，甲苯50%塔顶苯含量：95%塔釜苯的含量：5%(3） 基础数据苯分子式：C6H6 分子量：78.11 kgkmol甲苯分子式：C6H5CH3 分子量：92.13kgkmol原料液及塔顶，塔底产品的平均摩尔质量：2.2全塔物料衡算原料处理量：得到D=34.408kmol/h W=29.659kmol/h2.3 确定回流比及挥发度由手册查得苯一甲苯物系的气液平衡数据，绘出x y图，见下图又由上面结论可知：XF =0.541;对其放大有下面的局部放大图(q=1);可得Xq=XF =0.541;yq=0.744.所以最小回流比取对于饱和液体进料有（q=1）：代入相关数据得：m= 2.4662.4 计算塔板数（1） 理论塔板数精馏段塔板数：操作线方程带入数据的平衡方程：因此精馏段理论板数为5块，从第六块进料。提溜段板数操作线方程：平衡方程：因此提溜段理论板数为6。（2） 塔效率及实际板数的计算确定操作条件： 由上面塔顶和塔底压力：可用ChemCAD 软件作图得各自压力时的温度经查表可得： 与其对应的苯与甲苯（苯下标为A，甲苯下标为B)的黏度为：计算平均黏度：精馏段平均黏度：精馏段效率：精馏段实际板数：提溜段平均黏度：提溜段效率：提溜段实际板数：所以进料板为第11块板，实际塔板数22.2.5 塔顶及塔板间距的确定（一）确定操作压力P由题有：塔顶到进料口的塔板间隔数为： n1=11-1=10 总板间隔数： n=22-1=21塔顶压力： P顶 = 101.3kPa ；进料口压力： P进=P顶 =101.3 + 100.7=108.3kPa； 塔底压力：P底 = P顶 =101.3 + 210.7=116kPa 精馏段平均压力 P m （ 101.3108.3)/2104.8 kPa 提馏段平均压力m =（108.3+116）/2 =112.15 kPa（二）确定筛板塔密度对液态时，查表有：t顶= 80.9818时，=812kg/m3;=808kg/m3；t进= 90.718时，=802kg/m3 ；=794kg/m3；t底= 107.6565时，=780kg/m3；=778kg/m3；则塔顶的平均液态密度811.80kg/m3；进料口的平均液态密度797.98kg/m3；塔底的平均液态密度778.10kg/m3。精馏段的平均密度804.89kg/m3;提溜段的平均密度788.04kg/m3;（3） 对气态由理想气体状态方程计算（1）气态时的平均分子量 塔顶：YF=XD=0.957 =0.95778.11+（1-0.957）92.13=78.713kg/kmol 进料口：XF=O.541 ,由气液平衡方程求得 YF=0.743 =0.74378.11+(1-0.743)92.13=81.713kg/kmol 塔底：XW=0.0584 , 由气液平衡方程求得 YF=0.132 =0.13278.11+(1-0.132)92.13=90.279kg/kmol 精馏段：kg/kmol； 提溜段：kg/kmol； （2）精馏段的平均气相密度： =2.796kg/m3； 提溜段的平均气相密度： kg/(4） 不同条件下的表面张力查表有： t顶= 80.9818时，=21.2dyn/cm,=21.5dyn/cm； t进= 90.718时，=19.90dyn/cm,=20.2dyn/cm； t底= 107.6565时，=17.95dyn/cm,=18.65dyn/cm； 又由=可得 =21.2dyn/cm，=20.04dyn/cm，=18.609dyn/cm； 所以精馏段的平均表面张力为=20.62dyn/cm； 提溜段的平均表面张力为=19.325dyn/cm；（五）体积流量的确定 由上可得精馏段的平均分子量为M1=81.629kg/kmol； 提溜段的平均分子量为M2=85.012kg/kmol 精馏段：V=2643.88m3/h ；L=5.857m3/h； 提溜段：= =2543.59m3/h; =13.141m3/h;（6） 用史密斯泛点关联法计算塔径 板间距与塔径关系塔径DT，m0.30.50.50.80.81.61.62.02.02.4板间距HT，mm200300300350350450450600500800（1）、对精馏段：最大汽速 有公式 设板间距，取板上液层高度，则根据公式= 0.0376 ； 查表得C20=0.075； ； =1.279m/s； 设计速度 塔径 =0.976m；（2） 、对提溜段： 最大汽速 设板间距，取板上液层高度，则根据公式 =0.0822 ； 查表得C20=0.071； ；=1.119m/s； 设计气速 塔径 =1.035m；综上圆整取 D=1.2m。（7） 塔截面积=1.131（8） 塔高确定 =（22-1） 0.40 = 8.4m；2.6堰及降液管的设计 （一）取堰长 ； （二）确定降液管面积 由时，查图得 =0.086 =0.0972m2. Wd=0.1788m； （三）计算停留时间 （1）对精馏段 由以上数据可求的停留时间： =23.9s (大于5s符合要求)；（2） 对提溜段 =10.66s (大于5s符合要求)； （四） 堰高 （1）精馏段 how =0.0104m; hL=0.05m hw=hL-how=0.05 - 0.0104=0.0396m ；（2） 提溜段 how =0.0178m； hL=0.05m hw=hL-how=0.05-0.0178=0.0322m；（5） 降液管底端与塔板之间的距离（即降液管底隙）ho； （1) 精馏段 ho=0.0277m； (2)提溜段 ho=0.0621m； 因为h0hw ；所以=h0+0.006=0.0681m；2.7 塔板布置及筛板塔的主要参数（1） 筛板布置 Ws=0.06m ；WC =0.06m ；(二）筛孔直径d0 , 孔中心距t,板厚 d0=5mm；t=35=15mm； =3.5mm （钢板） （三）开孔率 ； 其中 x=0.361m； r=0.54m； 所以Aa=0.717m2 则 A0=0.0724m2；（4） 孔数2.8 水力学计算（1） 塔板阻力 hp=hc+hLhc=；(1) 、精馏段 hc u0=10.14m/s； 由=1.43 查干板孔的流量系数得C0=0.80 hc=0.0285; =16.96 hL 由以上数据查液层的有效阻力图得 hL=0.018m； 所以hp=hc+hL=0.0285 + 0.018= 0.0465m； （压降=0.7kPa）(2) 、提馏段 hc u0=9.753m/s； 由=1.43 查干板孔的流量系数得C0=0.80 hc=0.0300; =17.22 hL 由以上数据查液层的有效阻力图得 hL=0.034m； 所以hp=hc+hL=0.003 + 0.034= 0.064m； （压降=1.5（2） 、提馏段 =0.00200m 液柱 =5.624m/s； 则稳定系数 1.7341.5；（3） 雾沫夹带 泛点率=； ZL=D-2Wd=1-20.1788=0.8424；K=1 ； 查表得CF1=0.12 ，查表得CF2=0.100.9366m2 ； 及 泛点率=(1) 、精馏段 泛点率=40.2% 80% 及 泛点率=40.96% 80% 所以雾沫夹带量达要求。(2) 、提馏段 泛点率=43.3% 80% 及 泛点率=50.6% 80% 所以雾沫夹带量达要求（4） 液泛的校核 为了避免液泛，降液管中液面高（Hd）不得超过0.40.6倍的（HT+hw）,Hd=hL+hd+hp 其中液体在降液管出口阻力：；（1） 、精馏段 降液管出口阻力=0.00075m； Hd=hL+hd+hp=0.018+0.00075+0.0465=0.06525m； Hd0.4（HT+hw）=0.176（2） 、提馏段 降液管出口阻力=0.000749m； Hd=hL+hd+hp=0.034+0.000749+0.064=0.0987m； Hd0.4（HT+hw）=0.173；2.9负荷性能图 （一）精馏段 （1)漏液线 ；其中=0.00212m ； how =0.749 ；hw=0.0396m ；C0=0.80； 由以上数据代入得： V2=0.162+0.182； 即 取点L/(m3/s)00.00250.0050.00750.0100.01250.015V/(m3/s)0.4020.4070.4090.4110.4130.4150.4161(2)液体流量下限 取how=6mm=0.006m ，此时液体流量达到下限。 how =0.749=0.006 L=0.00072m3/s(3)液体流量上限 以液体在降液管内停留时间为5s规定液体流量上限 =5 则有L=0.0078m3/s(4) 液泛线取H=0.6（HT+hw）作液泛线 则H=0.6（HT+hw）=0.264 又Hd=hw+how+hd+hp = 0.0396+0.749+0.5(0.0396+ 0.749) =0.264 取值有L/(m3/s)00.00250.0050.00750.0100.0125V/(m3/s)1.9601.8541.7631.6581.5311.373（5）雾沫夹带线按泛点率为80%计算如下 =80% 所以有：L/(m3/s)00.00250.0050.00750.0100.0125V/(m3/s)1.5241.4751.4271.3781.3291.281作图见下 则可知 塔板的气相负荷上限（V）max=1.46m3/s,塔板的气相负荷下限（V）min=0.4m3/s;所以操作弹性=3.65（2） 提馏段（1）漏液线 ；其中=0.0020m； how =0.749 ；hw=0.0322m；C0=0.80； 由以上数据代入得： V2=0.128+1.595； 即 取点L/(m3/s)00.00250.0050.00750.0100.01250.015V/(m3/s)0.3580.3970.4180.4350.4500.4630.474（2）液体流量下限 取how=6mm=0.006m ，此时液体流量达到下限。 how =0.749=0.006 L=0.000717m3/s（3）液体流量上限 以液体在降液管内停留时间为3s规定液体流量上限 =3 则有L=0.0130m3/s（4）液泛线 取H=0.6（HT+hw）作液泛线 则H=0.6（HT+hw）=0.259 又Hd=hw+how+hd+hp = 0.0322+0.749+0.5(0.0322+ 0.749) =0.259 取值有L/(m3/s)00.00250.0050.00750.0100.0125V/(m3/s)1.8321.7341.6691.6081.5471.502（5）雾沫夹带线按泛点率为80%计算如下 =80% 所以有：L/(m3/s)00.00250.0050.00750.0100.0125V/(m3/s)1.1891.1441.0981.05261.00710.962作图见下则可知 塔板的气相负荷上限（V）max=1.08m3/s,塔板的气相负荷下限（V）min=0.4m3/s;所以操作弹性=2.72.10筛板塔的辅助设备项目临介温度/临介压力/MPa苯2894.898甲苯318.604.113（1） 冷凝器（1）热负荷QC = Vrm 由陈氏公式求出r.塔顶：对苯 Tr=； =0.021； =11611.05cal/mol=对甲苯 Tr=； =0.025； =所以rm=kJ/kmol所以2.678434.4084.827=4.45kJ/h（2） 冷却水用量W 取冷却水的进口温度为30，出口温度为45，水的比热为4.18kJ/kg ； 则 qm2=Q/(CPDt)=7.09kg/h；（3）换热平均温差Dtm (泡点回流) （4）换热系数K=800kcal/() （5）换热面积AA=Q/(KDtm)=30.89m2； 则可知冷凝器设备规格型号为：FLB500-30-25-2（二）再沸器（1）热负荷QB = Vrm； 由陈氏公式求出r.塔顶：对苯 Tr=； =0.028； =8303.14cal/mol=对甲苯 Tr=； =0.024； =8511.76cal/mol=所以=kJ/kmol所以2.678434.4083.555=3.28kJ/h（2）加热蒸汽用量G 查表的2104.1kJ/kg G=QB/r=1558.86kg/h（3）换热平均温差Dtm 设 Dtm=T蒸汽-t釜温=45 （4）换热系数K 查表的K=700kcal/()（5）换热面积AA=Q/(KDtm)=24.89m2；根据换热面积可以选釜式再沸器。2.11塔体结构（1） 塔顶空间 HD=1.2m（二）塔底空间HBW=29.7kmol/h，=778.1kg/m3；塔底储量时间 t=15分钟= 90.279kg/kmol；D=1.2m； 则塔底空间为：=0.752m（3） 人孔开2个人孔，取人孔处的板间距Hp=500mm;（4） 塔高H(不包括封头、裙坐)H=(n-nF-np-1)HT+nFHF+nPHp+HD+HB所以H=(22-1-2-1)0.4+10.5+20.5+0.752+1.2 =10.652m2.12计算结果汇总列表项目数值说明备注塔径D/m1.2 板间距HT/m0.4塔板形式单溢流弓形降液管整块式塔板空塔气速u/(m/s)精馏段0.9959提馏段0.839堰长lw/m0.84堰高hw/m精馏段 0.0396提馏段 0.0322板上液层高度hL/m精馏段 0.05提馏段降液管底隙高度h0/m精馏段0.0277 提馏段0.0621孔心距t/m0.015正三角形排列单板压降Pp/Pa精馏段0.367 提馏段0.495液体在降液管内停留时间/s精馏段23.92提馏段10.66降液管内清夜层高度Hd/m精馏段0.06525提馏段0.0987泛点率/%精馏段40.240.96提馏段43.350.6气相负荷上限Vmax/(m3/s)精馏段1.46雾沫夹带控制提馏段1.08气相负荷下限Vmin/(m3/s)精馏段0.4 漏液控制提馏段0.4操作弹性精馏段3.65提馏段2.7 冷凝器热负