苯—甲苯混合液精馏分离筛板精馏塔课程设计

1、精选优质文档-倾情为你奉上目录 八、 附图苯甲苯混合液精馏分离筛板精馏塔课程设计任务书一设计参数年处理量：45000t；料液初温：35；料液组成：45%(质量分数)；塔顶产品组成：98%(质量分数)；塔底釜液组成：2%(质量分数)；年实际生产天数：330d；精馏塔塔顶压力：常压101.3kPa；冷却水进口温度：25；饱和水蒸气压力：0.25MPa(表压)；厂址：无锡地区。设计内容设计方案的确定及工艺流程的组织与说明；精馏过程的工艺计算；塔和塔板主要工艺结构参数的设计计算；塔内流体力学性能的计算与校核；塔板结构简图和塔板负荷性能图的绘制；塔的工艺计算结果汇总一览表；辅助设备的设计或选型计算；带控

2、制点的生产工艺流程图及精馏塔设计工艺条件图的绘制；对本设计的评述或对有关问题的分析与讨论；编制课程设计说明书。设计方案的确定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人精馏塔内。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。该物系属易分离物系，最小回流比较小，故操作回流比取最小回流比的2倍(并进行圆整)。塔釜采用间接蒸汽加热，塔底产品经冷却后送至储罐。二工艺流程草图如下：图1三设计计算1精馏塔的物料衡算(1) 原料液及塔顶、塔底产品的摩尔分率 苯的摩尔质量甲苯的

3、摩尔质量(2)原料液及塔顶、塔底产品的平均摩尔质量(3)物料衡算 2塔板数的确定(1)理论板层数的求取苯一甲苯属理想物系，可采用逐板法(结合origin软件)求理论板层数。由手册查得苯甲苯物系的气液平衡数据，绘出x-y图，见图3-1求最小回流比及操作回流比。在图3-1中对角线上，自点e(0.491，0.491)作垂线ef即为进料线(q线)，该线与平衡线的交点坐标为 ， 故最小回流比为取操作回流比为求精馏塔的气、液相负荷求操作线方程精馏段操作线方程为提馏段操作线方程为求理论板层数表1精馏段提馏段xyxy10.96749 0.98300 0.44994 0.57837 0.96749 0.9717

4、9 80.36212 0.57837 20.93542 0.97179 0.36212 0.46412 0.93542 0.94889 90.26969 0.46412 30.87598 0.94889 0.26969 0.34387 0.87598 0.90645 100.18615 0.34387 40.78226 0.90645 0.18615 0.23518 0.78226 0.83953 110.11941 0.23518 50.66368 0.83953 0.11941 0.14835 0.66368 0.75487 120.07068 0.14835 60.54553 0.754

5、87 0.07068 0.08495 0.54553 0.67051 130.03722 0.08495 70.44994<xF0.67051 0.03722 0.04142 0.01516<xW0.04142 求解结果为总理论板层数(包括再沸器)进料板位置图2 图解法求理论板层数(2)实际板层数的求取全塔效率塔顶温度塔底温度全塔平均温度精馏段实际板层数提馏段实际板层数3精馏塔的工艺条件及有关物性数据的计算以精馏段为例进行计算。(1)操作压力计算塔顶操作压力 PD101.3 kPa(2)操作温度计算塔顶温度进料板温度精馏段平均温度 (3)平均摩尔质量计算塔顶平均摩尔质量计算由,查平

6、衡曲线(见图3-1)得进料板平均摩尔质量计算由图解理论板(见图3-1) ，得查平衡曲线(见图3-1) ，得精馏段平均摩尔质量(4)平均密度计算 气相平均密度计算 由理想气体状态方程计算，即 液相平均密度计算 液相平均密度依下式计算，即塔顶液相平均密度的计算 由，查手册得进料板液相平均密度的计算 由，查手册得 进料板液相的质量分率 精馏段液相平均密度为 (5) 液体平均表面张力计算 液相平均表面张力依下式计算，即 塔顶液相平均表面张力的计算 由，查手册得 进料板液相平均表面张力的计算 由，查手册得 精馏段液相平均表面张力为 (6) 液体平均粘度计算 液相平均粘度依下式计算，即 塔顶液相平均粘度的

7、计算由，查手册得 进料板液相平均粘度的计算由，查手册得 精馏段液相平均粘度为 4精馏塔的塔体工艺尺寸计算(1) 塔径的计算精馏段的气、液相体积流率为由式中C由化工原理课程设计式3-5计算，其中的C20由图3-2查取，图的横坐标为取板间距，板上液层高度，则 查图3-2得C20=0.077取安全系数为0.7，则空塔气速为 按标准塔径圆整后为塔截面积为 (2) 精馏塔有效高度的计算 精馏段有效高度为 提馏段有效高度为 在进料板上方开一人孔，其高度为0.8m故精馏塔的有效高度为 5塔板主要工艺尺寸的计算 (1) 溢流装置计算 因塔径，可选用单溢流弓形降液管，采用凹形受液盘。各项计算如下：堰长取溢流堰高

8、度由选用平直堰，堰上液层高度由式3-7计算，即近似取E1,则取板上清液层高度 故弓形降液管宽度和截面积由，查图3-10，得 依式3-13验算液体在降液管中停留时间，即故降液管设计合理。降液管底隙高度取降液管底隙的流速，则 故降液管底隙高度设计合理。 选用凹形受液盘，深度=50mm。 (2) 塔板布置 塔板的分块 因D800mm，故塔板采用分块式。查表3-7得，塔极分为3块。 边缘区宽度确定取 开孔区面积计算 开孔区面积按式3-16计算，即 其中故筛孔计算及其排列 本例所处理的物系无腐蚀性，可选用 3 mm碳钢板，取筛孔直径5 mm。筛孔按正三角形排列，取孔中心距t为筛孔数目n为 开孔率为则每层

9、板上的开孔面积气体通过筛孔的气速为筛孔气速6筛板的流体力学验算 (1) 塔板压降 干板阻力计算 干板阻力由式3-27 计算，即 由，查图3-14得，故气体通过液层的阻力计算气体通过液层的阻力由式3-31计算，即 查图3-15，得=0.60。 故液体表面张力的阻力计算 液体表面张力所产生的阻力由式3-34计算，即 气体通过每层塔板的液柱高度可按下式计算，即 气体通过每层塔板的压降为(2) 液面落差 对于筛板塔，液面落差很小，且本例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 液沫夹带量由式3-36计算，即 故在本设计中液沫夹带量ev在允许范围内。 (4) 漏液 对筛板塔，漏液点

10、气速可由式3-38计算， 实际孔速 稳定系数为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应服从式3-46的关系，即 苯甲苯物系属一般物系，取，则 而板上不设进口堰，可由式3-44计算，即 ,故在本设计中不会发生液泛现象。 7塔板负荷性能图 (1) 漏液线 由 ，得整理得在操作范围内，任取几个Ls值，依上式计算出Vs值，计算结果列于表3-2 表3-2Ls /(m3/s) 0.00030.00060.00150.0030.00450.006Vs /(m3/s)0.4790.4850.4990.5160.530 0.541 由上表数据即可作出漏液线l。 (2) 液

11、沫夹带线 以 ev0.1kg液/kg气为限，求 Vs-Ls关系如下： 由整理得在操作范围内，任取几个Ls值，依上式计算出Vs值，计算结果列于表3-3 表3-3Ls /(m3/s) 0.00030.00060.00150.0030.00450.006Vs /(m3/s)1.772 1.738 1.661 1.561 1.478 1.403 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hOW0.006m作为最小液体负荷标准。由式3-21得 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4s作为液体在降液管中停留时间的下限 据此可作出

12、与气体流量元关的垂直液相负荷上限线4。(5) 液泛线 令 由 ；联立得 忽略，将与LS，与LS，与VS的关系式代人上式，并整理得 式中 将有关的数据代入整理，得在操作范围内，任取几个Ls值，依上式计算出Vs值，计算结果列于表3-4 表3-4Ls /(m3/s) 0.00030.00060.00150.0030.00450.006Vs /(m3/s)1.7791.757 1.706 1.633 1.560 1.484 由上表数据即可作出液泛线5。根据以上各线方程，可作出筛板塔的负荷性能图，如图3示。图3在负荷性能图上，作出操作点A，连接OA，即作出操作线。由图可看出，该筛板的操作上限为液沫夹带控

13、制，下限为漏液控制。由图3-2查得 Vs,max=1.611m3/s Vs,min=0.507 m3/s故操作弹性为 Vs,max / Vs,min=3.178四辅助设备的设计1塔附件设计11塔主要连接管直径的确定(1)进料管采用直管进料管。管径计算如下： 取,查标准系列，选取45mm×2.5mm(2)回流管采用直管回流管，管径计算如下：取,查标准系列，选取50mm×3mm(3)塔釜出料管采用直管出料管。管径计算如下：取,查标准系列，选取68mm×3mm(4)塔顶蒸汽出料管采用直管出气管。管径计算如下：取查标准系列，选取273mm×7mm.(5)塔底进气

14、管径采用直管出气管。管径计算如下：取 ,查标准系列，选取245mm×6.5mm.1. 2筒体与封头(1)筒体 壁厚选4mm 所用材质为A3 (2)封头 封头采用椭圆形封头，由公称直径DN=1200mm，查GB/T 25198-2010得总深度275mm，内表面积A=1.1625m2，容积V = 0.1505m3，名义厚度n=6mm，质量53.8kg。 1. 3除沫器本设计采用丝网除沫器，设计气速选取：除沫器直径：选取不锈钢除沫器：类型：标准型，规格：40100，材料：不锈钢丝(1Gr18Ni9)，丝网尺寸圆丝0.23。1. 4裙座由于裙座内径>800mm，故裙座壁厚取16mm基

15、础环厚度，考虑到腐蚀余量取18mm 考虑到再沸器，裙座高度取3m，地角螺栓直径取M301. 5吊柱本设计中塔高度大，因此设吊柱。设计塔径D=1200mm，可选用吊柱500kg。s=1000mm，L=3400mm，H=1000mm。材料为A31. 6人孔进料板处、塔顶、塔底各设一个人孔，直径均为450mm。2塔总体高度的设计2.1塔的顶部空间高度取除沫器到第一块板的距离为600mm，塔的顶部空间高度为1200mm。2.2塔的底部空间高度釜液停留时间取5min。2.3塔体高度3附属设备设计3.1冷凝器的选择取传热系数，出料液温度：80.1 (饱和气)80.1 (饱和液)冷却水温度：25 35 逆流

16、操作： 由， 查液体汽化热共线图得第一种，塔顶被冷凝量 冷凝的热量则传热面积3.2再沸器的选择选用0.25MPa(表压) 饱和水蒸气加热，温度为138.8，传热系数由， 查液体汽化热共线图得3.3预热器的选择选用0.25MPa(表压) 饱和水蒸气加热，温度为，将原料液从加热到序号项 目数 值序号项 目数 值1塔顶产品量D(kmol/h)31.0831筛孔直径d0(m)0.0052塔顶产品量W(kmol/h)32.7532筛孔数目n41023最小回流比(Rmin)1.2633孔中心距t(m)0.0154精馏段上升蒸汽V(kmol/h)108.7834开空率(%)10.15提馏段上升蒸汽V(kmo

17、l/h)108.7835空塔气速u(m/s)0.9326精馏段下降液体L(kmol/h)77.7036筛孔气速u0(m/s)11.047提馏段下降液体L(kmol/h)141.5337稳定系数K2.088塔顶冷凝器热负荷Qc(kJ/h)38单板压降pp(kPa)0.5829塔底再沸器热负荷QB(kJ/h)39负荷上限液沫夹带控制10再沸器加热蒸汽量Wh(kg/h)40负荷下限漏液控制11冷凝器冷却水量Wc(kg/h)41液沫夹带ev(kg液/kg气)0.01412理论板层数NT13.542气相负荷上限Vs,max(m3/s)1.61113实际板层数Np2343气相负荷下限Vs,min(m3/s

18、)0.50714平均温度tm()85.844操作弹性3.17815平均压力pm(kPa)101.345进料管D(mm)4016气相流量Vs(m3/s)0.89146回流管dR(mm)4117液相流量Ls(m3/s)0.002247塔釜进气管D(mm)23218塔的有效高度Z(m)9.248塔顶蒸气出料管D(mm)23519塔径D(m)1.249筒体壁厚(mm)420板间距HT(m)0.450封头(mm)621溢流形式单溢流51除沫器直径D(mm)7922降液管形式弓形52裙座/基础环内径Dbi(mm)100023堰长lw(m)0.79253裙座/基础环外径Dbo(mm)160024堰高hw(m

19、)0.04954人孔数325板上液层高度hL(m)0.0655塔的顶部空间高度H顶(m)1.226堰上液层高度how(m)0.01156塔的底部空间高度HB(m)1.727降液管底隙高度ho(m)0.03557塔体高度H(m)15.37528安定区宽度Ws(m)0.06558冷凝器面积A(m2)3229边缘区宽度Wc(m)0.03559再沸器面积A(m2)73.730开孔区面积Aa(m2)0.799筛板塔设计计算结果六参考文献1夏清,陈常贵.化工原理.天津：天津大学出版社,20072马江权，冷一欣. 化工原理课程设计. 北京：中国石化出版社，20113柴诚敬，刘国维等.化工原理课程设计.天津：

20、天津大学科学技术出版社，19944贾绍义，柴诚敬等.化工原理课程设计.天津：天津大学出版社，20025大连理工大学化工原理教研室.化工原理课程设计.大连：大连理工大学出版社，19946时钧，汪家鼎等.化学工程手册.北京：化学工业出版社，19867全国锅炉压力容器标准化委员会 编 GB 150-2011钢制压力容器,20118全国锅炉压力容器标准化委员会 编 GB/T25198-2010压力容器封头,20108中华人民共和国行业标准，HG 20652-1998 塔器设计技术规定，19989中华人民共和国行业标准，HG T21618-1998丝网除沫器，1998七主要符号说明1.英文字母Aa塔板开孔区面积，m2Af降液管截面积，m2