分离苯-甲苯筛板精馏塔的设计

分离苯甲苯筛板精馏塔的设计XX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1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41、操作条件2、基础数据三、精馏塔的物料衡算41、原料液及塔顶、塔顶产品的摩尔分率42、原料液及塔顶、塔底产品的平均摩尔质量53、物料衡算54、塔板的数目确定51理论塔板层数的求取2绘制TXY图和XY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131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141溢流装置计算2A、堰长LWB、溢流堰高度HWC、弓形降液管宽度WD和截面积AFD、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1塔顶蒸气出口管的直径DV2回流管的直径DR3进料管的直径DF4塔底出料管的直径DW11塔板主要结构参数表12设计实验评论13课程设计体会与感想14参考文献15、精馏塔设备附图1719232425262727）3（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14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16倍塔底加热蒸气压力05MPA（表压）单板压降07KPA。2、基础数据进料中苯含量（质量分数）40塔顶苯含量（质量分数）99塔釜苯含量（质量分数）1生产能力（万吨/年）45三、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MA7811KG/KMOL甲苯的摩尔质量MB9213KG/KMOLXFXDXW04/781104/781106/9213099/7811099/7811001/9213001/7811001/7811099/921304401920991509001177442、原料液及塔顶、塔底产品的平均摩尔质量MF044078111044092138596120KG/KMOLMD099178111099192137823618KG/KMOLMW001178111001192139197578KG/KMOL3、物料衡算生产能力F45000000/3302485961206609747KMOL/H总物料衡算6609747DW苯的物料衡算6609804400991D0011W综合求解D2893474268KMOL/HW3716272732KMOL/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TXY图和XY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（1013KPA）/（MOL）由上数据可以绘制TXY图和XY图5图1经过化工设备知道手册查表的相对挥发度256根据公式Y1YX1X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XFXQ，在XY图对角线上，自点（0440，0440）作垂线即为进料线（Q线），该线与平衡线的交点坐标为YQ0660XQ0440故最小回流比为RMINXDYQYQXQ09910660066004401504545则操作回流比为R16RMIN1615045452407273已知R241，Q1，则釜液的气液回流比RR1XFXWXDXFQ1XDXWXDXF341044000120991044026487840精馏塔气、液相负荷的确定LRD2412893697213KMOL/HVR1D24112893986513KMOL/H6LLF69721366101358213KMOL/HVV986513KMOL/H求操作线方程精馏段操作线方程为YN1RR1XNXDR12412411XN099224110707XN0291提馏段操作线方程为YN1R1RXNXWR2651265XN00122651377XN000453联立精馏和提馏段两个方程，解得故得XY图X0440Y0602图2求理论板层数7A、采用图解法求理论板层数，如图2所示总理论塔板数NT17包括再沸器进料板位置NF9B、逐板计算求理论板数目公式气液相平衡方程YX11XRR1XNXDR1精馏段操作线方程YN1提馏段操作线方程YN1R1RXNXWR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Y1XD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XDY1Y3X1XN1Y2X2注意当计算到某一理论板下降液体组成（XN1）等于两操作线交点组成XF即XN1XF时，第N板为进料板。或者XN1XFXN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XNXW时，板数N就是所需要的理论板总数（包括蒸馏釜）。8XF0440由前面的计算可知XD0991XW0012显然，由上表可知X8XFX9，所以进料板是在NF9X17XW，所以总理论板数为NT17（3）实际塔板数的求取全塔效率假设054塔内实际板数目N（171）/05430精馏段实际板层数NR9/05416提馏段实际板层数NR8/05414实际进料板位置NNR1175、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PD101325KPA4KPA105325KPA每层塔板压降P070KPA进料板压力PF10532507017117225KPA精馏段平均压力PM117225105325/2111275K（2）操作温度计算由图二可得（用LGPA0BTC验证）塔顶温度TD8183OC进料板温度TF10155OC精馏段平均温度TM（818310155）/29169OC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TD8183进料板温度TF10155精馏段平均温度TM（818310155）/29169（3）平均摩尔质量计算9A、塔顶平均摩尔质量计算由XDY10991，逐板计算得X10977MVDM099178111099192137824KG/KMOLMLDM097778111097792137843KG/KMOLB、进料板平均摩尔质量计算由逐板计算解理论板，得YF0615XF0384C、精馏段平均摩尔质量MV（78248351）/280875KG/KMOLMMVFM061578111061592138351KG/KMOLMLFM038478111038492138675KG/KMOLML78438675/28259KG/KMOLM4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VMPMMVMRTM1112758087583149169273152967KG/M3B、液相平均密度计算液相平均密度依下式计算，即1MLAII塔顶液相平均密度计算由TD8183OC，查化工原理指导手册得A8142KG/M3B8094KG/M3LDM10991/81420009/80948141565KG/M3由TF10155，查化工原理指导手册得3A7981KG/MB7960KG/M3进料板液相的质量分率A03847811038478110616921303457710LFM10615/79810385/79607972902KG/M3精馏段液相平均密度为L（81415657972902）/28057234KG/M3M5液体平均表面张力计算液相平均表面张力依下式计算，即LMXII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TD8183OC，查化工原理指导手册得A2130MN/MB2150MN/MLDM0991213000092150213018MN/M进料板液相平均表面张力的计算由TF10155OC，查化工原理指导手册得A1960MN/MB2054MN/MLFM0615196003852054199619MN/M精馏段液相平均表面张力为LM（213018199619）/2203018MN/M2）液体平均黏度计算液相平均粘度依下式计算，即LGLMXILGI塔顶液相平均粘度的计算由TD8183OC，查化工原理指导手册得A0315MPASB0319MPASLGLDM0991LG03150009LG0319解出LDM0312MPAS进料板液相平均粘度的计算11（由TF10155OC，查化工原理指导手册得A0271MPASB0277MPASLGLFM0384LG02710616LG0277解出LFM0275MPAS精馏段液相平均粘度为LM（03120275）/20294MPAS7）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LDM0315MPAS塔釜液相平均粘度的计算由TW1172OC，查化工原理设计手册得A022MPASB024MPASLGLWM0006LG0220994LG024解出LWM024MPAS全塔液相平均粘度为L（0315024）/2028MPAS全塔平均相对挥发度相对挥发度依下式计算，即MDWPAP（理想溶液）B塔顶相对挥发度的计算由TD8183OC，查化工原理设计手册得PA1068343KPAPB4121413KPAP0A1068343DP02592176B4121413由TW1172OC，查化工原理设计手册得PA3368667KPAPB1250541KPA12（PA3368667WPB12505412693767全塔相对挥发度为MDW259269264全塔效率的计算L26402807392查精馏塔全塔效率关联图3得全塔效率E0050筛板塔校正值为11故E011E011050055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VVMVM9865138088S3600VM360029670747006M3/SLLMLM6972138259S3600805720001985M33600/SLM由UMAXCLVV式中CC202002，查手册史密斯关联图4其中横坐标为FLSLVL1/20001985805V7470067229671/20043SV0取板间距HT045M，板上液层高度HL008M,则HTHL045008037M查史密斯关联图可得C200082CC2020020082202602200082213UMAX0082380572296729671354M/S取安全系数为07，则空塔气速为U07UMAX07013540948M/SD4074700631409481002M按标准塔径圆整后为D11M塔截面积为AT4D24110949852M2实际空塔气速为U0747006/09498507864M/S2精馏塔有效高度的计算精馏段有效高度为Z精N精1HT161045675M提馏段有效高度为Z提N提1HT141045585M在进料板上方开一个人孔，其高度为14M则精馏塔的有效高度为ZZ精Z7、塔板主要工艺尺寸的计算141溢流装置计算因塔径D11M，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LW0726D07281108008MB、溢流堰高度HW由HWHLHOW选用平直堰，堰上液层高度HOW28410002841000ELHLW2/3HOW102536000001985080082/300125M取板上清液层高度HL008M则HWHLHOW0080012500675M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LWD08008/110728查手册弓形降液管的参数图4得AFAT0100WDD016则AF0094985M2WD0176M验算液体在降液管中停留时间，即3600AFHTLH360000949850450001985360021535S故降液管设计合理D、降液管底隙高度H。H0LH3600LWU0取U0006M/S则H00001985360036000060800800413符合小塔径H0不小于25MM的要求。HWH0006750041300262M0006M15故降液管底隙高度设计合理。选用凹形受液盘，深度HW70MM（2）塔板布置A、塔板分布因为D11M，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WSWS0075M，边缘区WC006M。C、开孔区宽度的确定开孔区面积AA按下式计算，AA2XRX22R2180SIN1XR其中XRD2D2WDWS11/2（01760075）0299MWC049M则AA05471M2D、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D05MM。筛孔按正三角排列，取孔中心距T为T25D0255125MM筛孔数目N为N1158/1000TTAA115805471/00125001254055个开孔率为0907（D0T）0907200050012514512气体通过阀孔的气速为U0VSAO0747006/0547101451941M/S168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，HDU2V0）（）2GC0L1由D0/5/3167，查手册干筛孔的流量系数图4，可得孔流系数C0078故HD87222851）（）0023M液柱2981078805391B、气体通过液层的阻力HL计算UAVAATAF1286153901540929M/S1/21/2FAUAV169KG/（SM）查手册充气系数关联图4可得058则HLHWHOW059（0065200148）0045M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H4L42026103LGD080539981000500021M液柱气体通过每层塔板的液柱高度HP由下式得HPH1HHC002300470002100721M液柱气体通过每层塔板的压降为PPHPLG007218053998156965PA700PA（设计允许值）2液面落差液面落差H由下式计算H0215250B1000HF3600LLZ121000BHL3L平均液流宽度17BDLW214101621208M塔板上鼓泡层高度HF25HL25004701175M内外堰间距离Z1D2WD1420224095M液相流量LLLS000324M/S3故H0215250120810000117502836000003240952100012080047H/005001605379610480539M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EV57103LUAHHFT32HF25HL25004701175则EV5710202630915045011753200072KG液/KG气01KG液/KG气所以本设计中液沫夹带EV在允许范围内。4漏液对筛板塔，漏液点气速U0，MIN由下式算得U0,MIN44C000056013HLH0L/V44实际孔速U0872M/SU0，MIN计算正确稳定系数为18KU0U0,MIN872565154315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HDHTHW苯甲苯物系属一般物系，取05，则05（04500652）026M（HTHW）又HDHPHLHD板上不设计进口堰，HD可由下式算得HD0153U0015302500096M液柱22HD007110047000960121M液柱则HDHTHW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,MIN44C000056013HLH0L/VU0，MINVS，MINA0HLHOWHWHOW2841000E（LHLW）2/3得VS,MIN44C0A02/3L284HH0L/VE00056013HW1000LW4407810160145119整理得VS，MIN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LSM/SVSM3/S由上表作出漏液线1。，10241075111511513，000500100150022液沫夹带线以EV01KG液/KG气为限，求VSLS关系如下由EVVSATAF57106LUAHHFT32UAVS153901540722VSHF25HL25（HOWHW）HW00652HOW28410001（3600LS10162/3）066LS2/32/3故HF0163165LSHTHF045（0163165LS2/3）0287165LS2/3EV5710632026100722VS2/30287165LS320120整理得VS2491432LS2/3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LSM/SVSM3/S由上表可作出液沫夹带线2。，20711825161914353，0005001000150023液相负荷下限线对于平直堰，取堰上液层高度HOW0006M作为最小液体负荷标准。由下式HOW2841000E（3600LHLW）00062/3取E1，则LS，MIN000610002843/2101636000000867M/S3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AFHTLS4得LS，MAXAFHTLS015404540017325M/S3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HDHTHW由HDHPHLHD；HPH1HHC；H1HL；HLHOWHW联立得HT1HW1HOWHCHDH忽略H，将HOW与LS，HD与LS，HC与VS的关系代入上式，并整理得AVS2BCLSDLS22/321式中A0051VLA0C02BHT1HWC0153/LWH032D28410E13600LW2/3将有关数据代入，得A005101451016078015322858053900137B050045045058100006520155C110160053132525736001016D28410110582/3104222/3则00137VS01555257LS102LS222/3即VS8283837LS7612LS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LSM/SVSM3/S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，24412088166910663，000500100015002022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VS，VMAX207M/SMIN102M/SS，33则操作弹性为VMIN203VS，MAX/S，10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1220M/S，蒸气管的直径为DV4VSUV，其中DV塔顶蒸气导管内径MVS塔顶蒸气量M3/S，取UV1500M/S，则DV4VS44253141506MUV故选取接管外径厚度63020MM232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0205M/S。取UR03M/S，则DR4LS4001131403002MUV故选取接管外径厚度252MM3进料管的直径DF采用高位槽送料入塔，料液速度可取UF0408M/S，取料液速度UF05M/S，则DF4LF4001431405019MUF故选取接管外径厚度21914MM4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0515M/S，循环式再沸器取1015M/S本设计取塔底出料管的料液流速UW为08M/S则DW4LW4001031408012MUW接管外径厚度13355MM11塔板主要结构参数表表五筛板塔设计计算结果序号1234567项目平均温度TM平均压力PMKPA气相流量VSM/S液相流量LSM3/S实际塔板数有效段高度ZM精馏塔塔径M3数值91091112740747006000198530141124891011121314151617181920212223242526272829303132板间距M溢流形式降液管形式堰长M堰高M板上液层高度M堰上液层高度M降液管底隙高度M安定区宽度M边缘区宽度M开孔区面积M2筛孔直径M筛孔数目孔中心距M开孔率空塔气速M/S筛孔气速M/S稳定系数精馏段每层塔板压降PA负荷上限负荷下限液沫夹带EV01KG液/KG气3液相负荷上限M/S液相负荷下限M/S操作弹性3045单溢流弓形08008006750080001250041300750060054710005405500125145007864941154356965液泛控制漏液控制0007200008670017320312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25味，难用于水。苯的危险特性属第32类中闪点易燃液体。苯的蒸气对