苯与甲苯连续精馏塔设计方案青海大学)

1、化 工 过 程 设 备 设 计 设计题目：设计一座处理苯 一一甲苯混合液的连续筛板式精馏塔 设计人：旷天亮 班级：11级化工3)班 学号：1120204009 设计时间：2018年12月 目录 课程设计任务书2 第一章.设计概述 5 第二章.设计方案的确定及流程说明 9 第三章.塔的工艺计算12 第四章.塔和塔板主要工艺尺寸的设计 24 (1) 塔高、塔径及塔板结构尺寸的确定.24 (2) 塔板的流体力学验算 .27 .34 29 .33 （3）塔板的负荷性能图 （4设计结果概要或设计结果一览表 第五章对本设计的评述和有关问题的分析讨论 化工原理课程设计二任务书 （1 （一）设计题目： 试设计

2、一座苯一甲苯连续精馏塔，要求进料量 5吨/小时，塔顶馏出液中苯含量不低于 99%，塔底馏出液中苯含量不高于 2%,原料液中含苯41%以上均为质量%）。 二）操作条件 1）塔顶压强 4kPag压） 2）进料热状况气液混合进料 液：气=1： 2） 3）回流比自选 4）单板压降不大于0.7kPa 三）设备型式： 筛板塔 四）设备工作日：每年330天，每天24小时连续运行 五）厂址：西宁地区 六）设计要求： 1、概述 2、设计方案的确定及流程说明 3、塔的工艺计算 4、塔和塔板主要工艺尺寸的设计 （1）塔高、塔径及塔板结构尺寸的确定； （2）塔板的流体力学验算 （3）塔板的负荷性能图 5、设计结果概要

3、或设计结果一览表 6 对本设计的评述和有关问题的分析讨论 , 苯 394.1 386.9 379.3 371.5 363.2 甲苯 379.9 373.8 367.6 361.2 354.6 （十三）8、其它物性数据：查相关手册得到 第一章.设计概述 一. 塔设备的类型。 塔设备是化工、炼油生产中重要的设备之一。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

4、，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。 板式塔内设置一定数量的塔板，气体以鼓泡或喷射形式穿过板上的液层，进 行传质与传热。在正常操作下，气相分为分散相，液相为连续相，气相组成呈阶 梯变化，属逐级接触逆流操作过程。 填料塔内装有一定高度的填料层，液体自塔顶沿填料表面下流，气体逆流向 上 有时也采用并流向下）流动。气液两相密切接触进行传质与传热。在正常操 作下，气相为连续相，液相为分散相，气相组成呈连续变化，属微分接触逆流操 作过程。 本设计方案连续板式精馏塔。 二. 塔板类型。 板式塔的塔板大

5、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。气体物料衡算与操作线方程 1全塔物料衡算 1.1原料液及塔顶底产品含苯的摩尔分率 苯和甲苯的相对摩尔质量分别为 78.11 kg/kmol和92.14kg/kmol，原料含苯的质量 百分率为41%，塔

6、顶苯含量不低于99%,塔底苯含量不大于2%,贝, 原料液含苯的摩尔分率：=0.450 塔顶含苯的摩尔分率：=0.992 塔釜含苯的摩尔分率：0.024 1.2原料液及塔顶底产品的平均摩尔质量 由1.1知产品中苯的摩尔分率，故可计算出产品的平均摩尔质量： 原料液的平均摩尔质量： =78.11 X 0.450+ （1 0.450 x 92.14= 85.827kg/kmol 塔顶液的平均摩尔质量： =78.11 X 0.992 + （1 0.992X 92.14= 78.222kg/kmol 塔底液的平均摩尔质量： =78.11 X 0.024+ （1 0.024X 92.14=91.803 kg

7、/kmol 1.3料液及塔顶底产品的摩尔流率 依设计条件：一年以330天，一天以24小时计，得： F= 5000kg/h, 全塔物料衡算： 进料液：F=5000kg/h /85.827 L可工 SD+FFx, -Dx,亠 1. D JCl f F - L用工gFF P （6 将5）中的=0.440代入6）得： 提馏段的操作线为： 4进料线q线方程） 因为q=1/3, 所以q线方程为：=-05x+0.675 二）、理论板数的求算 采用图解法求理论板层数，如下图所示，求解结果为:总理论板层数为14塔效率的估算 温度，C 80 90 100 110 120 (j,mPas 苯 0.308 0.279

8、 0.255 0.233 0.215 甲苯 0.311 0.286 0.264 0.254 0.228 Et 二 苯-甲苯在某些温度下的粘度: 查 t-x-y 图知，当 x=0.45 时，t=92.69c 采用内插法可以求得相应温度下的黏度： 苯：u仁0.273 同理，甲苯： u2=0.280 卩二艺 xi 卩 i=0.45*0.273+0.55*0.280=0.2769（mPa.s 卩表示以加料摩尔组成为准的液体的平均摩尔粘度。可以简单的用以下 近似公式计算塔的总效率： E=0.563-0.276lg2=0.50 四）实际塔板数的计算 所以，精馏段的实际塔板数： 提馏段的实际塔板数： 实际是

9、在第15块塔板塔板进料的。 五）塔的工艺条件及物性数据计算 1操作压强 塔顶操作压力P= 4+101.3 kPa 每层塔板压降 P= 0.7 kPa 进料板压力 FP= 105.3+0.7X 10= 112.2 kPa 塔底操作压力wP=119.3 kPa 精馏段平均压力 P m1 = 105.3+112.3）/2= 108.8 kPa 提馏段平均压力 P m2 =112.3+119.3 /2 =115.8 kPa 2操作温度tm计算 常压下苯一甲苯的气液平衡数据 温度t,C 液相中笨的摩尔分率 x 气相中笨的摩尔分率 x 110.56 0.00 0.00 109.91 1.00 2.50 1

10、08.79 3.00 7.11 107.61 5.00 11.2 105.05 10.0 20.8 102.79 15.0 29.4 100.75 20.0 37.2 98.84 25.0 44.2 97.13 30.0 50.7 95.58 35.0 56.6 94.09 40.0 61.9 92.69 45.0 66.7 91.40 50.0 71.3 90.11 55.0 75.5 88.80 60.0 79.1 87.63 65.0 82.5 86.52 70.0 85.7 85.44 75.0 88.5 84.40 80.0 91.2 83.33 85.0 93.6 82.25 90

11、.0 95.9 81.11 95.0 98.0 80.66 97.0 98.8 80.21 99.0 99.61 80.01 100 100.0 由内插法可以求得各个组分下的温度: 因为C 塔顶温度：=80.15C 塔底温度：=1094C - 精馏段平均温度= 80.15+92.69 /2 = 86.42C 提馏段平均温度=92.69+109.4 /2 =101.045C 3平均分子量Mm的计算 1）塔顶平均摩尔质量计算 由XD=y仁0.992查平衡曲线，得 X1=0.961 2）进料板平均摩尔质量计算 由图解理论板，得yF=0.600 查平衡曲线，得xF=0.376 3）塔釜平均摩尔质量计算

12、 由图解理论板，得yw=0.07 查平衡曲线，得xw=0.021 所以，精馏段的摩尔质量为: 提馏段平均摩尔质量为: 4平均密度计算 1 ）气相平均密度计算 由理想气体状态方程式计算，即 +0.039lg(0.310 =0.222mpa.s 进料液相平均黏度的计算： 进料温度：C 查表可得：=0.270mpa.s=0.280mpa.s =0.376lg(0.270+0.624lg(0.280 =0.276mpa.s 塔釜液相平均黏度的计算 塔底温度：=109.4 C 查表可得：=0.232mpa.s=0.253mpa.s =0.021lg(0.232+0.979lg(0.253 =0.253m

13、pa.s 精馏段的液相平均黏度为： 0.249mpa.s 提馏段的液相平均黏度为： 0.265mpa.s 第四章.塔和塔板主要工艺尺寸的设计 5s 故降液管设计合理。 降液管底隙高度ho 降液管底隙的流速u=.8m/s，则: Lh 36O0wu o =0. 042m 0.0022 3600 3600 0. 660. 08 hw h0 = 0 045仁 0.042 二 0.009m 0. 006m 故降液管底隙高度设计合理。 选用凹形受液盘，深度hw=5mm。 (2塔板布置 塔板的分块。因D 800mm，故塔板采用分块式。查塔板块数表得塔板分为3块 边缘区宽度确定： 取 WS =Ws = 0.0

14、65m Wc = 0.035m 开孔区面积计算。开孔区面积Aa计算为： Aa=2(x,r2-x2r2 si n 仝) 180r 其中 二 D2 -(Vd W =0. 5 -(0.1240. 065)二 0.311m r = D2 -vy = 0 56 = -0.035 = 0.465m A, =2 (0.3110.46 0.31120.46 sin = 0.532? 故1800.465 筛孔计算及其排列。由于苯和甲苯没有腐蚀性，可选用=3mm碳钢板，取筛孔直径 d。=5mm。筛孔按正三角形排列，取孔中心距t为： t =3d3 5 =15mm 筛孔数目n为: t2 1.155 0.532 0.0

15、15 -273个 开孔率为: 厶=0.907 (鱼)2 =0.907 (与=10.1% Aat15 气体通过筛孔的气速为： VS0.761 5 =14163m/ S A0.10仆 0.532 二)筛板的流体力学验算 (1塔板压降 干板阻力hc计算。干板阻力由下式计算: Uo Co =0.772 0.051兰947 故775- 85 ,z14 163 I 14163 I = 0.0652m液柱 少772丿 气体通过液层的阻力 hl计算。气体通过液层的阻力 hL由下式计算，即 hi Ua 0 761 A -A0.785-0. 0567 = 04m/S 由dot =53J.67，查筛板塔汽液负荷因子

16、曲线图得 1.79kg12/(s mi2) F。-仏2 - 1. 0452.947 二 查充气系数关联图得1 61 。 故0=0! =0.61 汇(0.0451 + 0. 0149 = 0.01841液柱。 液体表面张力的阻力 计算 液体表面张力所产生的阻力h匚由下式计算，即: 420. 7210 Lgdo 工 0. 00218 m 775.859. 810. 005液柱 气体通过每层塔板的液柱高度hp按下式计算: hp = heh|h.：；二 0. 0652 0. 01840.00218 = 0.0858m液柱 气体通过每层塔板的压降为: Pp = hp ig =0. 0858汇 775 8

17、5 x 9. 81 = 653 3Pa c 0. 7Kpa (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液沫夹带 液沫夹带按下式计算: _ . _ 6 fV 3.2 _ . _ 6 0.853 5. 7 汉 10 Ua 5. 7 汽 10 y 已2.5h_丿 20. 72 汉 10 40 -2 5 汇 0. 06 / =0. 014Kg液 / a e . 2 :0.1Kg液 / Kg 故在本设 计中液沫夹带量ev在允许的范围内 (4漏液 对筛板塔，漏液点气速U0.min按下式计算: Uo. min =V.min A = 4.4Q. 0.

18、 0056 0. 13 h、卜_ / :V = 4.40.772 (0. 0056 0 13 0. 06 _ 0 002)775 85/ 2.947 二 5.859m/ s 实际孔速U0二14 . 163 m / s U 0. min 稳定系数为 K = U)/U0.min = 14 163 5- 859= 2 417 1 5 故在本设计中无明显漏液。 (5液泛 为防止塔内发生液泛，降液管内液层高Hd应服从下式所表示的关系，即: 出岂(Ht hw) 苯一甲苯物系属一般物系，取=0.5，贝 (H, hj = 0.5 (0.4 0.047 二 0.224液柱 而 Hd =hp hL hd 板上不设

19、进口堰，hd按下式计算： hd = 0. 153(u。2 = 0. 153 x 0. 082 = 0. 001m液柱 Hd = 0. 0800. 060. 001 二 0.141n液柱 Hd ： (Ht hw)，故本设计中不会发生液泛现象。 三)精馏段塔板负荷性能图 (1漏液线 由 U0.min =Vs.m,. A0 = 4.4C。. 0.0056一0.13叽一how)匚心祝 /飞 how /03 2.84 Lh E 1000(lw 丿 得: 乂0. min f 罕 = 4.0 0-0056 0-13 hv ：爲 E；-hV = 4.40. 7720.1010.532 r2 3 = 3.025

20、 0. 00960.091J 在操作范围内，任取几个 1 -0. 0021 2 84 0.0451 +0. 13 X 0.046 + X 1 X 1000 (0.66 Ls值，依上式计算出Vs值，计算结果列于下表 775 85 2. 947 表4-1漏液线计算结果 3 Ls/(m /s) 0.00060.0030 0.00450.0015 Vs /(m3/s) 0.306 0.3240.3330.314 由上表数据即可作出漏液线1 (2液沫夹带线 以ev dkg液/kg气为限，求Vs-Ls关系如下: 5-7 10-(u)3.2 LHT - hf 33600 X Ls 2 / 32 / 3 hu

21、w = 2- 8410J 1(-)=0.88L5 0. 66 2 / 32/ 3 h=2.5hL= 2.3hhu)二 2.50.0470. 88L) =0.1182.2L 2 / 3 Hr - hf = 0. 282 _ 2 2L, ev 由 5.7 10”(1.3734)3.2 20- 72 10 0. 282 _ 2.2/3 2/ 3 整理得U /. 3-10亿 在操作范围内，任取几个Ls值，依上式计算出Vs值，计算结果列于下表 表4-2液沫夹带线计算结果 3 Ls/(m /s) 0.0006 0.0030 0.0045 0.0015 Vs/(m3/s) 1.228 1.090 1.024

22、 1.168 由上表数据即可作出液沫夹带线 2 (3液相负荷下限线 对于平直堰，取堰上液层高度how =0.006作为最小液体负荷标准 0W =2.84 10； 1(3600 )2/3 =0.8叮/3 =0.006 0. 66 3 Ls,min = 0. 00056 m / s 据此可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 以二=4s作为液体在降液管中停留时间的下限 寸= 4 Ls 故 Rmin = 0.11仔 0.40/4 = 0.0056m/S 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 Hd 二(Ht hw) 由 H d 二 hp hL hd

23、二 he h h；hd 血 h| = l % = Ihw hoW 联立解得 Ht ( - ： -1)hw = (： 1)hw h h；hd 忽略h-，将how与Ls , hd与Ls,入与Vs的关系式代入上式，并整理得: aVs2 =b-cLs2 -dLs2/3 式中 a2g.金化 2 ! 2 疋 9. 81 (0.101 x 0.532x 0.7722(775 85丿 (2 947、 =0. 1125 c b = H ( 一 1 一1九=Q5 0.40 (0.5 - 0.61 - 1) 0.047 二 0.148 0 唉养。厂 0 %. 66 X 0. 042厂 199 12 d二 2.841

24、0 E (1：) 3600/3 二 1. 417 将有 222/3 关的数据代入整理，得M = 1. 31 1770Ls - 12. 60Ls 在操作范围内，任取几个Ls值，依上式计算出Vs值，计算结果列于下表 表4-3液泛线计算表 3 Ls/（m /s）0.00060.00300.00450.0015 乂/（m 佝 1.2261.0380.9371.147 由上表即可作出液泛线5 根据以上各线方程，可作出筛板塔的负荷性能图，如下图： 精馏段筛板负荷性能图 精馏段筛板塔的负荷性能图 在负荷性能图上，作出操作点 A,连接0A,即作出操作线。由上图可看出，该筛板的操 作上限为液泛控制，下限为漏液控制。由图查得： 乂斷=i.226m3/sVs，max= 0.285 故操作弹性为：Vs，max/Vs,min