化工原理课程设计分离苯 甲苯筛板精馏塔的设计

1、Xx 化工原理课程设计 分离苯-甲苯筛板精馏塔的设计 （院） 化学与化工系 应用化工技术 2008级5班 学生姓名 指导教师 2008年6月6日 （一）设计题目 试设计一座苯-甲苯连续精馏塔，要求年产纯度为 97%的苯_7_万吨/年， 塔顶馏出液中含苯不得低于 97%，塔釜馏出液中含苯不得高于 2%，原料液 中含苯40% 。（以上均为质量分数） （二）操作条件 1) 2) 3) 4) 5) 塔顶压力常压 进料热状态自选 回流比自选 塔底加热蒸气压力 0.5Mpa （表压） 单板压降 0.7kPa （三）塔板类型 自选 （四）工作日 （五）设计说明书的内容 1.设计内容 （1） （8） （9）

2、每年工作日为300天，每天24小时连续运行（7200小时）。 流程和工艺条件的确定和说明 操作条件和基础数据 精馏塔的物料衡算； 塔板数的确定； 精馏塔的工艺条件及有关物性数据的计算; 精馏塔的塔体工艺尺寸计算； 塔板主要工艺尺寸的计算； 塔板的流体力学验算； 塔板负荷性能图； （10）主要工艺接管尺寸的计算和选取（进料管、回流管、釜液出口管、塔顶蒸 汽管、人孔等） (11) 塔板主要结构参数表 (12) 对设计过程的评述和有关问题的讨论。 设计图纸要求： 绘制生产工艺流程图( A3 号图纸)； 绘制精馏塔设计条件图( A3 号图纸)。 2. 1) 2) 目录 1. 流程和工艺条件的确定和说明

3、 2. 操作条件和基础数据 .1. 1. 1. 3. 精馏塔的物料衡算 .1. 2.1. 操作条件 2.2. 基础数据 3.1. 原料液及塔顶、塔顶产品的摩尔分率 3.2. 原料液及塔顶、塔底产品的平均摩尔质量 .2 2. 4. 塔板数的确定 2. 3.3. 物料衡算 .2. .2. 4.1. 理论塔板层数 NT 的求取 5. 4.1.2.最小回流比及操作回流比的确定 4.1.3.精馏塔气、液相负荷的确定 4.1.4. 求操作线方程 4.1.5. 图解法求理论板层数 4.2. 实际塔板数的求取 精馏塔的工艺条件及有关物性的计算 5.1. 操作压力计算 5.2. 操作温度计算 5.3. 平均摩尔

4、质量计算 5.4.平均密度计算 5.4.1. 气相平均密度计算 5.4.2. 液相平均密度计算 .4 4. .4. 4. .5. 5. .5. .5. .6. .6. 6. 6. 4.1.1. 绘 t-x-y 图和 x-y 图 5.5. 液体平均表面张力计算7. 5.6.液体平均黏度计算 .7. .8. 5.7. 全塔效率计算 5.7.1. 全塔液相平均粘度计算 8. 5.7.2. 全塔平均相对挥发度计算 9. 5.7.3. 全塔效率的计算 9. 6. 精馏塔的塔体工艺尺寸计算 .9. 6.1. 塔径的计算 9. 6.2. 精馏塔有效高度的计算 1. 0 7. 塔板主要工艺尺寸的计算 11 7

5、.1. 溢流装置计算 11 7.1.1. 堰长 lW 11 7.1.2. 溢流堰高度 hW 11 7.1.3. 弓形降液管宽度 Wd 和截面积 Af 11 7.1.4. 降液管底隙高度 h0 1.2 7.2. 塔板布置 1.2 7.2.1. 塔板分布 .1.2 7.2.2. 边缘区宽度确定 1. 2 7.2.3. 开孔区面积计算 1. 2 7.2.4. 筛孔计算及其排列 1.2 8. 筛板的流体力学验算 .1.3 8.1. 塔板压降 1.3 8.1.1. 干板阻力 hc 计算 1. 3 8.1.2. 气体通过液层的阻力 h1 计算 1.3 8.1.3.液体表面张力的阻力hb计算 1.4 8.2

6、. 液面落差 1.4 8.3. 液沫夹带 1.5 8.4. 漏液 1.5 8.5. 液泛1.5 9. 塔板负荷性能图 1.6 9.1. 漏液线 1.6 9.2. 液沫夹带线 1.7 9.3. 液相负荷下限线 1. 7 9.4.液相负荷上限线 .1.8 9.5.液泛线 1.8 10. 主要工艺接管尺寸的计算和选取 2.0 10.1. 塔顶蒸气出口管的直径 dV 2.0 10.2. 回流管的直径 dR .2.1 10.3. 进料管的直径 dF .2. 1 10.4. 塔底出料管的直径 dW 2.1 11. 塔板主要结构参数表 .2.1 12. 设计实验评论 2.3 13. 收获与致谢 .2.1 1

7、4.参考文献 .2.4 15. 附图（工艺流程简图、主体设备设计条件图） .24 1. 流程和工艺条件的确定和说明 本设计任务为分离苯一甲苯混合物。 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1.4倍。塔釜采用间接蒸汽加热，塔底产品经冷却后送至储罐。 2. 操作条件和基础数据 2.1. 操作条件 塔顶压力常压 101.325kPa 进料热状态泡点进料 回流比1.6倍 塔

8、底加热蒸气压力 0.5Mpa （表压） 单板压降 5 s 0.00324 3600 Lh 故降液管设计合理 7.14降液管底隙高度ho ho Lh 36OOlwUo uo=O.O6 m/s ho 0.00324 3600=o.o531m符合小塔径ho不小于25mm的要求。 3600 1.016 0.06 hw-ho=O.O652-O.O531=O.O121m o.oo6m 故降液管底隙高度设计合理。 选用凹形受液盘，深度hW=7Omm 7.2.塔板布置 7.2.1.塔板分布 因D=1.4Om,所以采用分块式。查手册4得，塔板分为3块。 7.2.2.边缘区宽度确定 取安定区WS Ws O.O75

9、m,边缘区 Wc=O.O6m。 7.2.3.开孔区面积计算 开孔区面积Aa按下式计算, 2 T r x sin 180 其中 x= D (Wd 2 r=D Wc 2 则 Aa=O.1.O16 m1 2 Ws) 1 4 m-(0.224+0.75)=0.401m 1 4 -0.06=0.64m 2 7.2.4. 筛孔计算及其排列 苯一甲苯体系处理的物系无腐蚀性， 选用S =3mm碳钢板，取筛孔直径do=5mm。 筛孔按正三角排列，取孔中心距t为 t=2.5 do=2.5X 5=12.5mm 筛孔数目n为 n=1158 1000 Aa=1.158 1.016 =7530 个 t t0.0125 （

10、_0）2=14.51% 0.0125 开孔率为 =0.907 （虫）2=0.907 t 气体通过阀孔的气速为 U0亠=286 A 01.016 0.1451 8.72 m/s hd= 2 9.81 0.78 8.1.2.气体通过液层的阻力 Va 1.286 Ua= 厲 A 1.539 0.154 0.929m/s 8. 筛板的流体力学验算 8.1. 塔板压降 8.1.1. 干板压降hd计算 干板压降可由下式计算, hd=（匹）2（） 2g C0L 由do/S =5/3=1.67,查手册干筛孔的流量系数图4，可得孔流系数Co=O.78 1/ 8.72、2/ 2.851、腐卄 ）0.023 m 液

11、柱 805.39 hL计算 Fa=uaJ v = 0.922.851 1.69 kg1/2/ （s - mT） 查手册充气系数关联图4可得 =0.58 则hL= (hw+how)=0.59 (0.0652+0.0148) =0.045m 液柱 8.1.3. 液体表面张力的阻力h b计算 液体表面张力所产生的阻力h b由下式计算 ho= 44 20.26 10 30.0021m 液柱 Lgdg 805.39 9.81 0.005 气体通过每层塔板的液柱高度 hp由下式得 hp= hi+ h + hc=0.023+0.047+0.0021=0.0721m 液柱 气体通过每层塔板的压降为 A Pp=

12、 hp L g=0.072ix 805.39X 9.81=569.65 PaU0, min计算正确 稳定系数为 K1.5431.5 u0,min 5.65 故在本设计中无明显漏液。 8.5. 液泛 为防止塔内发生液泛，降液管内液层Hd高应服从下式 Hd Hthw 苯一甲苯物系属一般物系，取=0.5,则 (HT+hw)=0.5( 0.45+0.0652)=0.26m 又Hd=h p+ hL+ hd 板上不设计进口堰，hd可由下式算得 2 2 hd 0.153 u00.153 0.250.0096m 液柱 Hd = 0.0711+0.047+0.0096=0.121m 液柱 则 Hd Hthw 所

13、以本设计中不会发生液泛现象。 9. 塔板负荷性能图 9.1. 漏液线 U0,min 4.4C 0.0056 0.13h_ ho l / v s,min V * c mil U0, min= A0 hL=how+hw how=曇 E( S) 2/3 1000 lw 得 Vs,mln 4.4C0A0“ 0.0056 2.84 0.13 hw E 1000 2/3 Lh Lw hoL / v =4.4X 0.78X 1.016X 0.1451 X J O.。056 O.13 o.。36 誥 1 2/3 3600L 0.0021 805.39/2.85 1.016 整理得 Vs,min =8.505/

14、0.01198 0.0858Ls2/3 在操作范围内，任取几个Ls值，依上式计算出Vs值，计算结果如下表二。 表二 Ls， m3/s 0.005 0.01 0.015 0.02 Vs，m3/s 1.024 1.075 1.115 1.151 由上表作出漏液线1。 92液沫夹带线 以ev=0.1 kg液/kg气为限，求Vs-Ls关系如下: 5.7 10 6 3.2 Ua Ht hf Ua= Vs Vs A, A 1.539 0.154 0.722Vs hf=2.5hL=2.5 (how+hw) hw= 0.0652 3600Ls)2/3 (1.016) 故 hf=0.163+1.65Ls2/3

15、hOW=21 1000 -2/3 0.66Ls hf=0.45 2/3 0.163+1.65Ls2/3)=0.287 1.65Ls2/3 3.2 =0.1 0.722Vs e 5.7 10 6 eV2/3 20.26 10 3 0.287 1.65Ls 整理得 Vs 2.49 14.32 Ls2/3 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 Ls， m3/s 0.005 0.010 0.015 0.02 Vs，m3/s 2.071 1.825 1.619 1.435 由上表可作出液沫夹带线2。 9.3. 液相负荷下限线 对于平直堰，取堰上液层高度 how=0.

16、006m作为最小液体负荷标准。由下式 hOW= 284 ( 3600Lh)2/3=0.006 1000 Iw 取E=1,则 ,0.006 1000、3/2 1.016 ccccc 3/ Ls, min= () 0.000867 m /s 3。 2.843600 则可以作出与气体流量无关的垂直液相负荷下限线 9.4液相负荷上限线 以0 =4s作为液体在降液管中停留时间的下限，由下式 AfHT 0 = 4 Ls 得 Ls,max=A O.154 O.45 0.017325 m3/s Ls4 据此可作出与气体流量无关的垂直液相负荷上限线 4。 9.5. 液泛线 令 Hd Hthw Hd=hp+ hL

17、+ hd； hp= hi+ h(+ he； hi= p hL； hL=how+hw 联立得Ht hw (how hc+h d +h 忽略ha,将 how与Ls, hd与Ls, he与Vs的关系代入上式，并整理得 aVs2 .,22/3 b cLsdLs 式中 0.051 ( V、 A0C0 2 L b Ht ( c 0.153/(Iw%)2 3 d 2.84*10 3E(1 3600 )2/3 )(Iw ) 表四 Ls，m3/s 0.005 0.010 0.015 0.020 Vs，m3/s 2.441 2.088 1.669 1.066 由上表数据可以作出液泛线5. 将有关数据代入，得 a

18、0.051 2.85 2()0.0137 0.145 1.016 0.78805.39 b 0.50 0.45 (0.450.58 1.00) 0.06520.155 0.153 252.57 11.016 0.0531 d 则 0.0137Vs2 33600 2/3 2.84 10 3 1 (1 0.58)()1.04 1.016 22/3 0.155 52.57 Ls2 1.02 Ls 即 Vs28.28 3837 Ls2 76.12Ls2/3 在操作范围内, 任取几个 Ls值，依上式计算出Vs值，计算结果如下表四。 根据以上各线方程，可以作出筛板塔的负荷性能图，如下: 在负荷性能图上，作

19、出操作点 A，连接0A，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, min =1.02 m3/s vs,max=2.07 m /s 则操作弹性为 Vs,max/Vs,min =2.03 10. 主要工艺接管尺寸的计算和选取 10.1. 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1220 m/s,蒸气管的直径为 dv J普，其中dv-塔顶蒸气导管内径m Vs-塔顶蒸气量m3/s,取uv=15.00 m/s，则 dv Q uv 匹 O 0.6m 故选取接管外径秒度630X20mm 10.2. 回流管的直径dR 塔顶冷凝器械安装在塔顶平

20、台时，回流液靠重力自流入塔内，流速UR可取 0.20.5 m/s。取 UR=0.3 m/s,贝U d0.02 m UV13.14 0.3 故选取接管外径秒度252mm 10.3. 进料管的直径dF 采用高位槽送料入塔，料液速度可取UF=0.40.8 m/s,取料液速度UF= 0.5 m/s, dF 趙 V3.14 0.5 0.19m 故选取接管外径秒度219X14mm 10.4.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0.51.5 m/s,循环式再沸器取1.01.5 m/s（本设计取塔底出料管的料液流速Uw为0.8 m/s） 则dW 警第晋0.12m 接管外径刈厚度133X5

21、.5mm 11. 塔板主要结构参数表 表五.筛板塔设计计算结果 序号 项目 数值 1 平均温度tm C 87.65 2 平均压力Pm kPa 105.88 3 气相流量Vs m3/s 1.286 4 液相流量Ls m3/s 0.00324 5 实际塔板数 24 6 有效段高度Zm 11.30 7 精馏塔塔径m 1.4 8 板间距m 0.45 9 溢流形式 单溢流 10 降液管形式 弓形 11 堰长m 1.016 12 堰咼m 0.0625 13 板上液层高度m 0.080 14 堰上液层高度m 0.0148 15 降液管底隙高度m 0.053 16 安定区宽度m 0.075 17 边缘区宽度m

22、 0.060 18 开孔区面积m2 1.016 19 筛孔直径m 0.005 20 筛孔数目 7530 21 孔中心距m 0.0125 22 开孔率 14.50 23 空塔气速m/s 1.36 24 筛孔气速m/s 8.72 25 稳定系数 1.543 26 精馏段每层塔板压降Pa 569.65 27 负荷上限 液泛控制 28 负荷下限 漏液控制 29 液沫夹带ev （0.1kg液/kg气） 0.0072 30 液相负荷上限m3/s 0.000867 31 液相负何下限m3/s 0.0173 32 操作弹性 2.03 12. 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

23、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 的气味，难用于水。苯的危险特性属第 3.2 类中闪点易燃液体。苯的蒸气对人有 强烈的毒性， 急性中毒时出现酒醉状态、 晕眩、瞳孔放大、网膜出血、皮肤苍白、 体温和血压下降、脉搏微弱，终因呼吸麻痹、痉挛而死亡。工业上常用作合成燃 料、医药、农药、照相胶片以及石油化工制品的原料， 清漆、硝基纤维的稀释剂、 脱漆剂、树脂、人造革等溶剂。 本设计进行苯和甲苯的分离，采用直径为 2m 的精馏塔，选取效率较高、塔 板结构简单、加工方便的单溢流方式， 并采用了弓形降液盘。 该设计的优点： 1. 操用、调节、检修方便； 2. 制造安装较容易； 3. 处理能力大，效率较高，压强较低，从而降低了操作费用； 4.操作弹性较大。 该设计的缺点： 设备的计算及选型都有较大的误差存在， 从而选取的操作点的不是在最好的 范围内，影响了设计的优良性。 13.收获与致谢 通过这次课程设计，我有了很多收获。首先，通过这一次的课程设计