化工原理筛板精馏塔.课程设计(苯

化工原理筛板精馏塔课程设计苯宁夏大学机械工程学院化工原理课程设计宁夏大学机械工程学院化工原理课程设计题目筛板精馏塔分离苯甲苯工艺设计教学院机械工程学院专业班级学生姓名学生学号指导教师I宁夏大学机械工程学院化工原理课程设计2012年12月27日II宁夏大学机械工程学院化工原理课程设计目录摘要一绪论二第一章流程及流程说明1第二章精馏塔工艺的设计221产品浓度的计算2211原料液及塔顶、塔底产品的摩尔分率2212原料液及塔顶、塔底产品的平均摩尔质量222最小回流比的确定223物料衡算324精馏段和提馏段操作线方程3241求精馏塔的气液相负3242求操作线方程325精馏塔理论塔板数及理论加料位置326实际板数的计算327实际塔板数及实际加料位4第三章精馏塔主要工艺尺寸的设计计算531物性数据计算532精馏塔主要工艺尺寸的计算933筛板流体力学验算1334塔板负荷性能图16第四章塔的附属设备的计算2041塔顶冷凝器设计计算2042泵的选型2144塔总体高度的设计22结论23参考文献25主要符号说明III宁夏大学机械工程学院化工原理课程设计摘要在此筛板精馏塔分离苯甲苯的设计中，给定的条件为进料量为F5600KMOL/H塔顶组成为XD098进料馏出液组成为XF04塔釜组成XW0003加料热状态Q1塔顶操作压强P1013KPA表压首先根据精馏塔的物料衡算，求得D和W，通过图解法确定最小回流比；再根据操作线方程，运用图解法求得精馏塔理论板数，确定温度奥康奈尔公式求的板效率，继而求得实际板数，确定加料位置。然后进行精馏段和提馏段的设计工艺计算，求得各工艺尺寸，确定精馏塔设备结构。继而对筛板的流体力学进行验算，检验是否符合精馏塔设备的要求，作出塔板负荷性能图，对精馏塔的工艺条件进行适当的调整，使其处于最佳的工作状态。第二步进行塔顶换热器的设计计算。先选定换热器的类型，确定物性数据，计算传热系数和传热面积。然后对进料泵进行设计，确定类型。关键词苯甲苯、精馏、图解法、负荷性能图、精馏塔设备结构塔附属设备苯蒸汽I宁夏大学机械工程学院化工原理课程设计绪论在本设计中我们使用筛板塔，筛板塔的突出优点是结构简单,造价低。合理的设计和适当的操作筛板塔能满足要求的操作弹性，而且效率高。采用筛板可解决堵塞问题，适当控制漏液。筛板与泡罩板的差别在于取消了泡罩与升气管，而直接在板上开很多小直径的孔筛孔。操作时气体以高速通过小孔上升，液体则通过降液管流到下一层板。分散成泡的气体使板上液层成为强烈湍动的泡沫层。相同条件下，筛板塔生产能力比泡罩塔高1015，板效率亦约高1015，而每板压力降则低30左右，适用于真空蒸馏；塔板效率较高，但稍低于浮阀塔。具有较高的操作弹性，但稍低于泡罩塔。其缺点是小孔径筛板易堵塞，不适宜处理脏的、粘性大的和带固体粒子的料液。I宁夏大学机械工程学院化工原理课程设计第一章流程及流程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，其余部分经产品冷却器冷却后送至储罐。该物系属易分物系，最小回流比较小，故操作回流比取最小回流比的2倍。塔釜采用间接蒸汽加热，塔底产品经冷却后送至储罐。任务书上规定的生产任务长期固定，适宜采用连续精流流程。贮罐中的原料液用机泵加入精馏塔；塔釜再沸器用低压蒸汽作为热源加热料液；精馏塔塔顶设有全凝器，冷凝液部分利用重力泡点回流；部分连续采出到产品罐。简易流程如下，具体流程见附图。1宁夏大学机械工程学院化工原理课程设计第二章精馏塔工艺的设计21产品浓度的计算211原料液及塔顶、塔底产品的摩尔分率苯的摩尔质量产品中苯的质量分数XD098进料中苯的质量分数XF04残液中苯的质量分数XW0003212原料液及塔顶、塔底产品的平均摩尔质量MFMA7811KG/MOL甲苯的摩尔质量MB9213KG/MOL040781054921486528KG/KMOLMD098781110984921476732KG/KMOLMW000378111035921492098KG/KMOL苯甲苯属于理想物系，可采用图解法求理论板数。22最小回流比的确定1查手册绘制苯甲苯气液平衡线XY图。2求最小回流比及操作回流比。采用作图法求最小回流比。在图上对角线上，自点E（054，054）作垂线EF即为进料线，该线与平衡线的交点坐标为YQ0745XQ054最小回流比RMINXDYQYQXQ117取操作回流比为2倍最小回流比R12RMIN196823物料衡算F5600KMOL/H2宁夏大学机械工程学院化工原理课程设计总物料衡算FWD5600DW苯物料衡算FXFDXDWXW5600054098D035W联立得D1689KMOL/HW3911KMOL/H24精馏段和提馏段操作线方程241求精馏塔的气液相负荷LRD3324KMOL/HVR1D5013KMOL/HLLQF332456008924KMOL/HVV5013KMOL/H242求操作线方程精馏段Y提馏段YN125精馏塔理论塔板数及理论加料位置由图解法的总板数NT36进料板NF19精馏段17块提馏段19块26实际板数的计算0245（1）板效率ET049LLVXDVXD33245013X1689501309840663X0331LVXNWV89245013XN39115013XW178X00023精馏段平均温度为8608由安托尼方程的精馏段相对挥发度256又有L031求得精馏段板效率为05239提馏段平均温度10063由安托尼方程的精馏段相对挥发度263L028求得提镏馏段板效率为0524（2）实际板数NT的求取精馏段实际板数NT5/052396210提馏段实际板数3宁夏大学机械工程学院化工原理课程设计NT7/052413414（包括塔釜）实际总半数为101424块板总板效率ET13/2054227实际塔板数及实际加料位置实际加料板位置NF实NFET112块精馏段实际板层数NJ10提馏段实际板层数NT144宁夏大学机械工程学院化工原理课程设计第三章精馏塔主要工艺尺寸的设计计算31物性数据计算311操作压力计算（1）塔顶操作压力PD101341053KPA（2）每层塔板压降P07KPA（3）进料板压力PFPDPN精105307101123KPA（4）精馏段平均压力PPDPF/210531123/21088KPA（5）塔底操作压力PWPDPN105307241221KPA（6）提馏段平均压力PPFPW/21193KPA312操作温度计算用比例内插法求得操作温度TF92189404890592812TF9210540489TF9076TD8012TD812TD8148979109840979TW110600350TW11061061088TW1105精馏段平均温度TMTDTF2TWTF28608提馏段平均温度TM10063313平均摩尔质量计算（1）塔顶平均摩尔质量计算Y1XD098，X10952MVDY1MA（1Y1）MB0987811（10984）92137839KG/KMOLMLDX1MA（1X1）MB09527811（109599）92137878KG/KMOL（2）进料板平均摩尔质量计算5宁夏大学机械工程学院化工原理课程设计Y90640，X90417MVFY9MA（1Y7）MB06407811（10748）92136989KG/KMOLMLFX9MA（1X7）MB04177811（10562）92137292KG/KMOL（3）精馏段平均摩尔质量计算MVJ（MVDMVF）/2（78336989）/27411KG/KMOLMLJ（MLDMLF）/2（78677292）/27580KG/KMOL（4）塔底平均摩尔质量计算Y180035，X18091MVWY18MA（1Y18）MB00357811（10035）92139085KG/KMOLMLWX18MA（1X18）MB00917811（10091）92139164KG/KMOL（5）提馏段平均摩尔质量计算MVT（MVFMVW）/2（83829085）/281065KG/KMOLMLT（MLFMLW）/2（84259164）/287945KG/KMOL314平均密度计算4（1）气相平均密度计算由理想气体状态方程计算VJPJMVJR（TJ1013741125KG/MT）8314814273153VT10138106526KG/MR（TTT）83141006327315PTMVT3（2）液相平均密度计算塔顶液相平均密度计算由TD814查得A8125KG/M3，B8075KG/M36宁夏大学机械工程学院化工原理课程设计LD1XD/A（1XD）/B1098/81251098/80758124KG/M3进料板液相平均密度计算由TF9076查得A8055KG/M3，B8015KG/MX9MX9MAA3B进料板质量分率AA04177811041778111041792131X9M038LF1AA/A（1AA）/B10521/8050（10521）/80158036KG/M3精馏段液相平均密度计算LJ（LDLF）/2（81248036）/2808KG/M塔底液相平均密度计算由TW1105查得3A7725KG/M，B7655KG/M塔底质量分率33AAX18MAX18MA（1X18）MB10035781100357811（10035）92131003LWAA/A（1AA）/B0035/7725（10035）/76757657KG/M3提馏段液相平均密度计算3LTLWLF/2（80367657/278465KG/M315液体平均表面张力计算依式计算XII（1）塔顶液相平均表面张力计算由TD814查得A192MN/M，B205MN/MLDXDA（1XD）B098192（1098）20519226MN/M（2）进料板液相平均表面张力计算由TF9076查得7宁夏大学机械工程学院化工原理课程设计A172MN/M，B202MN/MLFX10A（1X10）B0417172（10417）20218949MN/M（3）精馏段液相平均表面张力计算LJ（LDLF）/2（1922118949）/219085MN/M4塔底液相平均表面张力计算由TW1105查得A149MN/M，B178MN/MLWX18A（1X18）B0035149（10035）1781769MN/M5提馏段液相平均表面张力计算LT（LWLF）/2（176918514）/218102MN/M316液体平均黏度计算4XI计算I依式（1）塔顶液相平均黏度计算由TD86查得A031MPAS，B033MPASLDXDA（1XD）B0984（031）（10984）（033）得LD0312MPAS（2）进料板液相平均黏度计算由TF915查得A029MPAS，B031MPASLFX10A（1X10）B054（029）（1054）（031）得LF0306MPAS（3）精馏段液相平均黏度计算LJ（LDLF）/2（03100299）/20309MPAS8宁夏大学机械工程学院化工原理课程设计（4）塔底液相平均黏度计算由TW112查得A024MPAS，B028MPASLWX10A（1X10）B0035（024）（10035）（028）LW0282MPAS5提馏段液相平均黏度计算LT（LWLF）/2（02990278）/20294MPAS32精馏塔主要工艺尺寸的计算321精馏塔的塔体工艺尺寸计算（1）塔径的计算精馏段塔径的计算气、液相体积流率VSJVMVJ3600VJ5013741136002533247583600808412M/S3LSJLMLJ3600LJ0086M/S3由UMAXCLHLJVHVJ05（CC2005LJ20），C20由史密斯关联图查取，图的横坐标为0502LSJ3600LJVSJ3600VJ008636008084123600250037取板间距HT085M，板上液层高度HL01M，则HTHL085001075M，由史密斯关联图查得188702（）015C20015，则CC202020LJ020148UMAXC01488082525266M/S取安全系数为07，则空塔气速为U07UMAX072661862M/S9宁夏大学机械工程学院化工原理课程设计D4VSU44121862989M按表准塔径圆整后为D99M塔截面积AT4D242997694M2实际空塔气速为U实提馏段塔径的计算VSAT0535M/SVSTVMVT3600VT434M3/SLSTLMLT3600LT023M3/S由UMAXCCC20（05LT20），C20由史密斯关联图026查取，图的横坐标为LHLTVHVT05LST3600LTVST3600VT0018HTHL08501075M，由史密斯关联图查得C200151901302（）0059CC202020LT0200701UMAXC取安全系数为07，则空塔气速为U07UMAX071050735M/SD4VSU443407358673M按表准塔径圆整后为D87M塔截面积AT4D24875941M22实际空塔气速为U实VSAT0693M/S（2）精馏塔有效高度的计算10宁夏大学机械工程学院化工原理课程设计精馏段有效高度ZJ（NJ1）HT（171）085136M提馏段有效高度ZT（NT1）HT（191）085153M在精馏塔上开1个入孔，高度为08M，精馏塔的效高度为ZZJZT08297M322塔板主要工艺尺寸的计算（1）溢流装置计算塔径D99M，选用单溢流弓形降液管，采用凹形受液盘堰长LW取LW066D066996534M堰高HW选用平直堰，堰上液层高度HOW计算如下2HWLH284E取E1，则HW1000LW32284LH31000LW2精馏段28410000233600653423HOW28410000233600653430072M板上液层高度HL01MHWHLHOW0100720028M提馏段HOW0037MHWHLHOW0100370063M弓形降液管宽度WD和截面积AF精馏段由LWD066，查弓形降液管参数图6得AFAT00722，WDD0124则AF00722AT555M，WD0124D1228M验算液体在降液管中停留时间211宁夏大学机械工程学院化工原理课程设计3600AFHTLH2051S35S1故降液管设计合理提馏段由LWD0066，查弓形降液管参数图得AFAT0066，WDD0124则AF0066AT5078M2，WD0124D1228M验算液体在降液管中停留时间故降液管设计合理降液管底隙高度HOHO3600AFHTLH1876S35SLH3600LWUO，取UO015M/S13600023精馏段HO36000653015235M/SHWHO0017M0013M提馏段HO0029MHWHO00172M0013M（2）塔板布置塔板的分块塔径D08M，故塔板采用分块式边缘区宽度WC0075M，安定区宽度WS0075M孔区面积计算AA2180RSIN21RX其中XD/2（WDWS）99/2（17360075）3319MRD/2WC99/200754875M12宁夏大学机械工程学院化工原理课程设计AA2331948572331921804857SIN213319485759孔设计及其排列本设计处理的物系无腐蚀性，可选用3MM碳钢板，取筛孔直径DO5MM。筛孔按正三角形排列，去孔中心距T为T3DO3515MM筛孔数目N为N1155T2AA30291025DO塔板开孔区的开孔率为0907T0005090700152101开孔率在515范围内，符合要求。气体通过筛孔的气速为精馏段U0实VSJA0VSJA0VSJAVST412010159691M/S提馏段U0实A434010159728M/S33筛板流体力学验算331塔板压降（1）干板阻力HC由DO/5/3167查图干筛孔的流量系数图得C00772由HCU00510C02VL得2精馏段HCJ124300510048M液柱0772808118128900510044M液柱07727857582提馏段HCT（2）气流通过液层的阻力H1计算由UAJVSJATAF0554M/S13宁夏大学机械工程学院化工原理课程设计UATVSTATAF0582M/S气相动能因数FO1FOUJ149KG21/SM21/SM2058查充气系数关联图得J查充气系数关联图得T0561FOUT147KG2精馏段H1JJHL0038M液柱提馏段H1TTHL00372M液柱（3）液体表面张力的阻力H的计算精馏段HJ4LJLIGD04LTLTGD000019M液柱提馏段HT000197M液柱气体通过每层塔板的液柱精馏段HPJHCJHLJHJ00879M液柱提馏段00865M液柱HPTHCTHLTHT气体通过每层塔板的压降精馏段PPJHPJLJG008798089816967PA700PA提馏段PPTHPTLTG6534PA700PA符合设计要求。332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。333液沫夹带液沫夹带量EV57106LUAHHTF3214宁夏大学机械工程学院化工原理课程设计根据设计经验，一般取HF25HL2501025M精馏段EVJ提馏段EVT5710LT635710LJ571066UAJHHFT3219805103055408502532022103KG液/KG气01KG液/KG气6UATHHTF3257101810210058208502532029103KG液/KG气01KG液/KG气故本设计中液沫夹带量EV在允许的范围内。334漏液对筛板塔，漏液点气速UO,MIN44C精馏段U0MIN440772000560130100019808/3457M/S实际孔速UO实691M/SUOMIN，稳定系数K提馏段UOMIN440772UO实UOMIN15115000560130100019778654/298475M/S实际孔速UO实728M/SUOMIN，稳定系数K本设计中无明显的漏液。335液泛验算UO实UOMIN15315为防止塔内发生液泛，降液管内液层高应满足HDHTHW苯甲苯物系属一般物系，取05，板上不设进口堰，HDLS22）01533UO0153（015）00034M液柱015（LHWO精馏段HTHW05（0850017）0434M15宁夏大学机械工程学院化工原理课程设计HDJHPJHLHD00879010003401931M液柱HTHW提馏段HTHW05（08500172）0437MHDJHPJHLHD0187MHTHW故在本设计中不会发生液泛现象34塔板负荷性能图341漏液线由UO,MIN44C2UOMINVSMINAO，HLHWHOW，HOWLH3E得1000LW284VS，MIN44COAO精馏段整理后VSJ，MIN155LS，MIN值，计算结果如下表2精馏段漏液线数据提馏段VST，MIN147，在操作范围内取几个LS，MIN值，计算结果如下表3提馏段漏液线数据342液沫夹带线取液沫夹带极限值EV01KG液/KG气16宁夏大学机械工程学院化工原理课程设计由EV57106LVSATAFUAHTHF32式中UAVS03850024228410002773VS3600LSLW2HF25HWHOW25HWE3LW0441M，HT085M，近似取E1精馏段整理得VSJ0486659LS2/3在操作范围内取几个LSJ，计算相应VSJ列于下表，据此做提馏段液沫夹带线。表4精馏段液沫夹带线数据2/3提馏段整理得VST0504653LS在操作范围内取几个LST值，计算相应VST值列于下表，据此做提馏段液沫夹带线。表5精馏段液沫夹带线数据343液相负荷下限线对于平直堰，取堰上液层高度HOW0006M作为液相负荷下限线的条件。取E10HOW2841000ELSLW2精馏段300062841010LSJ3600044123LS,JMIN56104M3/S43提馏段L52310M/SS,TMIN据此可作出与气体流量无关的垂直液相负荷下限线344液相负荷上限线取液体在降液管中的停留时间4S为限17宁夏大学机械工程学院化工原理课程设计精馏段LS,JMAX提馏段LS,TMAX据此可作出与气体流量无关的垂直液相负荷上限线345液泛线HDHTHWHTAFHTAF036002424036002424000218M/S3000218M/S3令HDHPHLHD,HPHCHLH,HLHL,HLHWHOW得HT1HW1HOWHCHDH忽略H，将HOW与LS；HD与LS；HC与VS的关系式代入上式，并整理得222/3AVSBCLSDLS0051VA2（AC）LOOBHT（1）HW0153C2（LWHO）2/33600D284103E（1）LW0051AJ0101093207722300838080504050611BJ00470148CJ015306600323239012/328410DJ3600101061143066222精馏段V01713176L316L3SJSJSJ在操作范围内取几个LSJ，依上式计算相应VSJ列于下表，据此做精馏段液泛线。18宁夏大学机械工程学院化工原理课程设计表6精馏段液泛线数据222825LST2/3提馏段VST014886027LST在操作范围内取几个LST依上式计算相应VST于下表，据此做提馏段液泛线。表7提馏段液泛线数据由精馏段负荷性能图知，该筛板的操作上限为液沫夹带控制，下限为液相负荷下限控制。并查得VS，MIN0142M3/SVS，MAX043M3/S精馏段操作弹性为VS,MAXVS,MIN043014230282由提馏段负荷性能图知，该筛板的操作上限为液沫夹带控制，下限为液相负荷下限控制。并查得VS，MIN013M/SVS，MAX043M/S33提馏段操作弹性为由上知设计合理。VS,MAXVS,MIN0430133308219宁夏大学机械工程学院化工原理课程设计第四章塔的附属设备的计算41塔顶冷凝器设计计算4111选择换热器的类型两流体温度变化情况热流体为饱和苯甲苯温度为814；引用松花江水做冷凝水，夏季冷流体进口温度为20，出口温度为38，该冷却水用冷却水冷却，冷热流体温差不大，而冬天温度降低冷热流体温差较大考虑到此因素，故采用浮头式管壳换热器2流程安排由于循环冷却水较易结垢，其流速太低，将会加快