化工原理筛板精馏塔分离苯—甲苯工艺设计课程设计(可编辑)

1、化工原理筛板精馏塔别离苯甲苯工艺设计课程设计 机械工程学院化工原理课程设计 题目 筛板精馏塔别离苯甲苯工艺设计 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 2021年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最小回流比确实定323物料衡算3 24精馏段和提馏段操作线方程3241求精馏塔的气液相负3 242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

2、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 摘 要在此筛板精馏塔别离苯-甲苯的设计中给定的条件为进料量为 塔顶组成为进料馏出液组成为塔釜组成 加料热状态q 1 塔顶操作压强 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

3、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正确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 塔附属设备下列图为连续精馏过程简图 出料 回流苯蒸汽塔底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异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那么通过降液管流到

4、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而每板压力降那么低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第一章 流程及流程说明本设计任务为别离苯甲苯混合物对于二元混合物的别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局部回流至塔内其余局部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拟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

5、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参加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局部利用重力泡点回流局部连续采出到产品罐简易流程如下具体流程见附图 出料苯甲苯混合液 回流 塔底出料 图1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 7811kgmol 甲苯的摩尔质量 9213kgmol产品中苯的质量分数 098进料中苯的质量分数 04残液中苯的质量分数 0003212原料液及塔顶塔底产品的平均摩尔质量苯甲苯属于理想物系可采用图解法求理论板数22 最小回流比确实定 1查

6、手册 绘制苯甲苯气液平衡线x-y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e054054作垂线ef即为进料线该线与平衡线的交点坐标为 最小回流比 2倍最小回流比 23物料衡算F 5600kmolh 总物料衡算 苯物料衡算 联立得 D 1689 Kmolh W 3911 Kmolh24精馏段和提馏段操作线方程241求精馏塔的气液相负荷L RD 3324KmolhV R1 D 5013Kmolh LqF 33245600 8924Kmolh V 5013Kmolh242求操作线方程精馏段 0663x0331 提馏段 178x0002325精馏塔理论塔板数及理论加料位置由图

7、解法的总板数NT 36 进料板NF 19 精馏段17块 提馏段19块26实际板数的计算1板效率 精馏段平均温度为8608 由安托尼方程的精馏段相对挥发度 又有求得精馏段板效率为0523 提馏段平均温度10063 由安托尼方程的精馏段相对挥发度 求得提镏馏段板效率为05242精馏段实际板数 NT 50523 96210提馏段实际板数 NT 70524 134 14包括塔釜 实际总半数为1014 24 块板 总板效率ET 132 054227实际塔板数及实际加料位置实际加料板位置 12块精馏段实际板层数 10 提馏段实际板层数 14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

8、计算1塔顶操作压力 10134 1053Kpa2每层塔板压降 07 Kpa3进料板压力 4精馏段平均压力 5塔底操作压力 105307×24 1221 Kpa6提馏段平均压力 Kpa312操作温度计算 用比例内插法求得操作温度 9076 814 1105精馏段平均温度 提馏段平均温度 313平均摩尔质量计算1塔顶平均摩尔质量计算 098 0952 1- 098×78111-0984×9213 7839 kgKmol 1- 0952×78111-09599×9213 7878kgKmol2进料板平均摩尔质量计算 0640 0417 1- 0640

9、×78111-0748×9213 6989kgKmol 1- 0417×78111-0562×9213 7292kgKmol3精馏段平均摩尔质量计算 2 783369892 7411kgKmol 2 786772922 7580kgKmol4塔底平均摩尔质量计算 0035 091 1- 0035×78111-0035×9213 9085kgKmol 1- 0091×78111-0091×9213 9164kgKmol5提馏段平均摩尔质量计算 2 838290852 81065kgKmol 2 842591642 8

10、7945kgKmol314平均密度计算 1气相平均密度计算 由理想气体状态方程计算 25 262液相平均密度计算塔顶液相平均密度计算由 814查得 8125 8075 8124进料板液相平均密度计算由 9076查得 8055 8015进料板质量分率 038 8036精馏段液相平均密度计算 2 812480362 808塔底液相平均密度计算由 1105查得 7725 7655塔底质量分率 003提馏段液相平均密度计算315液体平均外表张力计算 依式 计算塔顶液相平均外表张力计算 由 814查得 192mNm 205mNm 1- 098×1921-098×205 19226mN

11、m进料板液相平均外表张力计算 由 9076查得 172 mNm 202 mNm 1- 0417×1721-0417×202 18949mNm精馏段液相平均外表张力计算 4 塔底液相平均外表张力计算 由 1105查得 149mNm 178 mNm 1- 0035×1491-0035×178 1769mNm 5 提馏段液相平均外表张力计算 2 1769185142 18102mNm316液体平均黏度计算 依式 计算1塔顶液相平均黏度计算由 86查得 031mPa s 033 mPa s 1- 09840311-0984033 得 0312mPa s2进料板液

12、相平均黏度计算由 915查得 029mPa s 031mPa s 1- 0540291-054031 得 0306mPa s3精馏段液相平均黏度计算 2 031002992 0309mPa s4塔底液相平均黏度计算由 112查得 024mPa s 028mPa s 1- 00350241-0035028 0282mPa s 5 提馏段液相平均黏度计算 2 029902782 0294mPa s32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 由式中C 由史密斯关联图查取图的横坐标为 0037取板间距 085m板上液层高度 01m那么- 085

13、-001 075m由史密斯关联图查得 015那么C 015× 0148 266ms取平安系数为07那么空塔气速为u 07 07×266 1862 msD 989m按表准塔径圆整后为D 99 m塔截面积 7694实际空塔气速为0535 ms提馏段塔径的计算 434 023由式中C 由史密斯关联图查取图的横坐标为0018- 085-01 075m由史密斯关联图查得 015C 0059× 00701 105ms取平安系数为07那么空塔气速为u 07 07×105 0735 msD 8673m按表准塔径圆整后为D 87m塔截面积 5941实际空塔气速为0693m

14、s2精馏塔有效高度的计算精馏段有效高度 -1 17-1×085 136m提馏段有效高度 -1 19-1×085 153m在精馏塔上开1个入孔高度为08m精馏塔的效高度为Z 08 297m322塔板主要工艺尺寸的计算1溢流装置计算塔径D 99 m选用单溢流弓形降液管采用凹形受液盘堰长 取 066D 066×99 6534m堰高选用平直堰堰上液层高度计算如下 取那么 精馏段 0072m 板上液层高度 01m - 01-0072 0028m提馏段 0037m - 01-0037 0063m弓形降液管宽度和截面积精馏段由 066查弓形降液管参数图得 00722 0124那

15、么 00722 555 0124D 1228m 验算液体在降液管中停留时间 2051s35s故降液管设计合理提馏段由 0066查弓形降液管参数图得 0066 0124 那么 0066 5078 0124D 1228m验算液体在降液管中停留时间 1876s35s故降液管设计合理降液管底隙高度 取 015ms精馏段 235ms- 0017m0013m提馏段 0029m- 00172m0013m2塔板布置塔板的分块塔径D 08m故塔板采用分块式边缘区宽度WC 0075 m安定区宽度WS 0075 m孔区面积计算 其中x D2WdWS 992-17360075 3319m R D2WC 992-007

16、5 4875 m 59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do 5mm筛孔按正三角形排列去孔中心距t为t 3do 3×5 15mm筛孔数目n为 3029 塔板开孔区的开孔率为开孔率在515范围内符合要求气体通过筛孔的气速为精馏段 691ms提馏段 728ms33筛板流体力学验算331塔板压降1干板阻力hc由do 53 167 查图干筛孔的流量系数图 得 C0 0772由得精馏段提馏段2气流通过液层的阻力计算由 0554ms 0582ms气相动能因数 Fo 查充气系数关联图得 058 查充气系数关联图得 056精馏段 hL 0038m液柱提馏段 hL 0

17、0372 m液柱3液体外表张力的阻力的计算精馏段提馏段气体通过每层塔板的液柱精馏段00879m液柱提馏段 00865m液柱气体通过每层塔板的压降精馏段提馏段符合设计要求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根据设计经验一般取 25×01 025m精馏段 022Kg液Kg气 01Kg液Kg气 提馏段 029Kg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精馏段 457 ms 实际孔速 691ms稳定系数15115 提馏段 475 ms 实际孔速 728ms稳定系数

18、15315 本设计中无明显的漏液335液泛验算为防止塔内发生液泛降液管内液层高应满足苯甲苯物系属一般物系取 05板上不设进口堰 00034 m液柱精馏段 05×0850017 0434 m 008790100034 01931 m液柱提馏段 05×08500172 0437m0187m故在本设计中不会发生液泛现象34塔板负荷性能图341漏液线由得 整理后精馏段在操作范围内取几个值计算结果如下表2 精馏段漏液线数据LSm3s00006000100001500020VSm3s0147014901520154提馏段在操作范围内取几个值计算结果如下表3提馏段漏液线数据LSm3s00

19、006000100001500020VSm3s0132013501370139342液沫夹带线取液沫夹带极限值eV 01 kg液kg气由 式中LW 0441mHT 085m近似取E 1精馏段 整理得 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LSm3s00006000100001500020VSm3s0439042004000381提馏段整理得 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LSm3s00006000100001500020VSm3s0458043904180400343液相负

20、荷下限线对于平直堰取堰上液层高度hOW 0006m作为液相负荷下限线的条件取E 10精馏段提馏段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为限精馏段提馏段据此可作出与气体流量无关的垂直液相负荷上限线345液泛线令忽略将how与Ls与Lshc与Vs的关系式代入上式并整理得 精馏段 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表6 精馏段液泛线数据LSm3s00006000100001500020VSm3s0376035903380303提馏段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

21、馏段液泛线数据LSm3s00006000100001500020VSm3s0355034503280316 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Vsmin 0142s Vs 043s精馏段操作弹性为 2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Vsmin 013s Vs 043s提馏段操作弹性为 2由上知设计合理第四章 塔的附属设备的计算41塔顶冷凝器设计计算411 1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

22、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污垢增长速度使换热器的热流量下降所以应使冷却水走管程被冷凝液热流体走壳程以便排出冷凝液412 确定物性数据表9 两流体在定性温度下的物性数据表流体物性定性温度密度Kgm3黏度mPa·s比热容 kJkg·K导热系数 Wm·K苯和甲苯8036295030719550130冷却水29996089441790605413传热面积的计算1计算逆流平均温度 对于逆流传热 8036 814 20 38 - 6036 - 234 2选K值并估算传热面积查文

23、献初选K 700wm2·K那么 A 415初选换热器型号采用FA系列的浮头列管换热器初选用FA-800-245-25-4性能参数如下实际面积Am2245管程m200618管子数NT700折流板总数Nb27管长m6圆缺高21642泵的选型 1 进料泵的实际流速 提升压头 0113m设料液面至加料孔为6m 06 取90°弯头ledF 35 le 35dF 35×002 07m料液 7975745为湍流在在料液面与进料孔面之间列柏努利方程 所以油泵型号为 IS50-32-200表11 离心泵性能表型号IS50-32-200流量m3h75扬程m125功率Kw配带55轴35

24、4转速2900效率48结构单级45塔总体高度的设计1塔的顶层空间的高度 取 06m 2塔的底层空间的高度塔釜釜液停留时间取5min塔径D 14m塔底空间高度 3塔顶的封头高度 373m 4裙座高度 382m5隔8块板设一个人孔共26块板设3个人孔孔径450mm塔体总高度 36-19-3-1×08512×063×08061423049 458m结论项目符号单位计算数据精馏段提馏段各段平均压强Pkpa10131013各段平均温度t0C915995平均流量气相Vsm3s412434液相LSm3s0086023实际塔板数N块1014板间距HTm085085塔的有效高度Zm136153塔径Dm9987空塔气速ums728691塔板液流型式单流型单流型溢流装置溢流管型式弓形弓形堰长LWm653577堰高hwm00470044溢流堰宽度Wdm12281228板上清液层高度hLm0101孔径d0mm55项目符号单位计算数据精馏段提馏段孔间距tmm1515孔数n32900开孔面积m25959塔板压降p0KPa46114611液体在降液管停留时间