分离苯甲苯筛板式精馏塔的设计论述

1、 、设计题目：分离苯-甲苯筛板式精馏塔的设计二、设计任务及操作条件1、设计任务生产能力（进料量）11万操作周期300X24=7200小时/年进料组成50%（质量分率,下同）塔顶产品组成99%塔底产品组成2%2、操作条件压）操作压力常压（表进料热状态泡点进料冷却水:20C加热蒸汽:0.2MPa塔顶为全凝器,中间泡点进料，连续精馏。筛板式温州3、设备型式4、厂址三、设计内容1、概述2、设计方案的选择及流程说明3、塔板数的计算（板式塔）或填料层高度计算（填料塔）4、主要设备工艺尺寸设计板式塔：（1）塔径及提馏段塔板结构尺寸的确定（2）塔板的流体力学校核（难）（3）塔板的负荷性能图（难）（4）总塔咼、

2、总压降填料塔：填料塔流体力学计算（1）压力降计算（2）喷淋密度计算6、设计结果汇总7、工艺流程图及精馏塔装配图8、设计评述（自己评价自己的设计）四、图纸要求1工艺流程图（在说明书上花草图）2精馏塔装配图五、参考资料1石油化学工业规划设计院塔的工艺计算北京：石油化学工业出版社，19972化工设备技术全书编辑委员会化工设备全书一塔设备设计.上海：上海科学技术出版社，19883时钧，汪家鼎等化学工程手册，北京：化学工业出版社，19864上海医药设计院.化工工艺设计手册（上、下）.北京：化学工业出版社，1986陈敏恒，丛德兹等化工原理（上、下册）（第二版）北京：化学工业出版社，2000大连理工大学化工

3、原理教研室.化工原理课程设计.大连：大连理工大学出版社，1994柴诚敬，刘国维，李阿娜化工原理课程设计.天津：天津科学技术出版社，1995目录TOC o 1-5 h z HYPERLINK l bookmark2 o Current Document 目录1概述51.1精馏塔51.2再沸器51.3冷凝器5精馏设计方案的制定及说明5工艺计算63.1生产要求:63.2塔的物料衡算6塔板数的确定74.1理论板层数NT的求取74.2实际板层数的求取8塔的工艺条件及物性数据计算95.1操作压强的计算Pm95.2操作温度95.3平均摩尔质量计算95.4平均密度计算95.5液体平均表面张力的计算m105.6

4、液体粘度计算11精馏塔的塔体工艺尺寸计算116.1塔径的计算116.2精馏塔有效高度的计算12塔板主要工艺尺寸的计算137.1溢流装置计算137.2塔板布置148.筛板的流体力学验算158.1塔板压降158.2液沫夹带158.3漏液168.4液泛16塔板负荷性能图169.1液漏线169.2液沫夹带线179.3液相负荷下限线189.4液相负荷上限线189.5液泛线18工艺计算汇总表20总结21概述精馏是分离过程中的重要单元操作之一，所用设备主要包括精馏塔及再沸器和冷凝器。1.1精馏塔精馏塔是一圆形筒体，塔内装有多层塔板或填料，塔中部适宜位置设有进料板。两相在塔板上相互接触时，液相被加热，液相中易

5、挥发组分向气相中转移；气相被部分冷凝，气相中难挥发组分向液相中转移，从而使混合物中的组分得到高程度的分离。简单精馏中，只有一股进料，进料位置将塔分为精馏段和提馏段，而在塔顶和塔底分别引出一股产品。精馏塔内，气、液两相的温度和压力自上而下逐渐增加，塔顶最低，塔底最高本设计为筛板塔，筛板的突出优点是结构简单、造价低、塔板阻力小且效率高。但易漏液，易堵塞。然而经长期研究发现其尚能满足生产要求，目前应用较为广泛。1.2再沸器作用：用以将塔底液体部分汽化后送回精馏塔，使塔内气液两相间的接触传质得以进行。本设计采用立式热虹吸式再沸器，它是一垂直放置的管壳式换热器。液体在自下而上通过换热器管程时部分汽化，由

6、在壳程内的载热体供热。立式热虹吸特点：循环推动力：釜液和换热器传热管气液混合物的密度差。结构紧凑、占地面积小、传热系数高。壳程不能机械清洗，不适宜高粘度、或脏的传热介质。塔釜提供气液分离空间和缓冲区。1.3冷凝器用以将塔顶蒸气冷凝成液体，部分冷凝液作塔顶产品，其余作回流液返回塔顶，使塔内气液两相间的接触传质得以进行，最常用的冷凝器是管壳式换热器。精馏设计方案的制定及说明精馏塔的类型筛板塔汽液两相流动方式汽液两相在每层板上成错流流动，对于整个塔来说汽液两相成逆流流动附层设备换热器，全凝器，预热器，再沸器泵原料泵，回流泵及其他流程结构单流程操作压力常压进料状态泡点进料操作条件回流方式：冷回流，强制

7、回流冷却介质：20C普通水加热介质：水釜底加热方式：间接蒸汽加热热能综合利用为了节约能源考虑经济性及合理性，可以用高温釜液来预热原料以回收部分热能，节约加热介质，可以用较低温度的原料液冷却塔顶蒸汽，同时可节省部分冷却剂。废液处理及环境保护本实验设计为苯一甲苯物系，均有毒，故塔顶馏出液及塔釜残液应妥善处理。冷却剂为水，无毒气味，可排入地沟中。工艺计算3.1生产要求：原料液组成：苯50%(wt%)。产品中：苯含量99%残夜中：苯含量2%生产能力11万吨/年按300天开工/年3.2塔的物料衡算:料液及塔顶塔底产品含苯摩尔分数5078.11=0.5415078.11+5092.139978.11=0.

8、9929978.11+192.132/78.11278.11+92.130.0235平均摩尔质量MF=0.5X78.11+(1-0.5)x92.13=85.12kg/molMD=0.99x78.11+(1-0.99)x92.13=78.25kg/molMW=0.0235x78.11+(1-0.0235)x92.13=91.85kg/mol物料衡算总物料衡算D+W=F易挥发组分物料衡算DxD+WxW=FxFminX-ytqy-xqq0.992-0.7280.728-0.5=1.16D=83.58kmol/hw=95.90kmol/h塔板数的确定4.1理论板层数NT的求取苯一甲苯属于理想物系，可采

9、用图解法求理论层数图薛法求理论板数F=300：鳥12=yh采用作图法求最小回流比，在图中对角线上，自e(0.5,0.5)作垂线ef即为进料线，该线于平衡线的交点坐标为yq=0.728,xq=0.5“x-y0.992-0.7284让R=qq=1.16minyx0.7280.5qq本设计取R=1.5Rmin=1.74求精馏塔的气液相负荷L=RD=1.74*83.58=145.43kmol/hV=(R+1)D=(1.74+1)*83.58=229.01kmol/hL=L+F=145.43+229.01=374.44kmol/hV=V=229.01kmol/h.操作线方程精馏段操作线方程：LDxny=

10、x+D=0.635x+0.362VV提馏段操作方程：y=1.318x-0.0075图解法求理论板层数图薛法农理论板藪其中精馏段理论板数为7层，第8层为加料板。42实际板层数的求取精馏段实际板数N精=7/0.5=14提馏段实际板数N提=11/0.5=22塔的工艺条件及物性数据计算5.1操作压强的计算Pm取每层塔板压强厶P=0.7kpa塔顶压强PD=101.3-14*0.7=91.5kpa进料板压强PF101.3=kpa101.3+91.5精镏段平均操作压强Pm=2二96.4kpa52操作温度塔顶温度tD=80.2oC进料温度tF=90.1oC精馏段平均温度tm=(80.2+90.1)/2=85.

11、2oC5.3平均摩尔质量计算由XD=y1=0.992查平衡曲线得X=0.93MvDm=0.992*78.11+(1-0.992)*92.13=78.22kg/kmolMLDm=0.93*78.11+(1-0.93)*92.13二83.78kg/kmol进料段y厂0.7查平衡曲线得xf=0.47MvFm=0.71*78.11+(1-0.1)*92.14=82.18kg/kmolMlFm=0.47*78.11+(1-0.47)*92.14=85.55kg/kmol则精馏段平均分子量MVVmkmolMlLm83.78+85.552=84.67kg/kmol5.4平均密度计算(1)气相平均密度计算由理

12、想气体状态方程计算即pM96.4*80.22n“P=mmv=2.60vmRT8.314*(85.2+273.15丿m=809.7塔顶液相平均密度计算由tD=80.2oC查手册得PA=814.5PLDm=1/(0.992/814.5+0.008/809.7)=814.5液相平均密度计算液相平均密度依下式计算，即1=aA+aBPLMPB（a为质量分数）10.990.01=+p塔顶81538096LMD=815.2kg/m3LMD（3）进料板液相平均密度的计算tF=90.1C，查手册得pLA=806.7kg/m3Plb=794.1kg/m3进料板液相的质量分率_0.47x78.11a0.429A0.

13、47x78.11+0.53x92.13PLFm=(0.423/806.7+0.531/794.1)=熒弘吵口彳1（4）精馏段平均液相密度为PLm=(815.2+833)/2=824.1kg/m35.5液体平均表面张力的计算am由tD=80.2C查手册，得oA=21.2mNmoB=21.3mNimLDm0.99x21.2+(10.99)x21.3=21.2mNm由tF=90.1C查手册，得oA=20.36mNmoB=20.76mNmb二0.45x20.6+（1-0.45）x20.9二20.77mN/mLFmbLm=（21.2+20.9）/2=21mN/m5.6液体粘度计算液相平均粘度依下式计算，

14、即lg卩Lm=2Xilg卩i塔顶液相平均粘度的计算由tD=80.2C，查手册得pA=0.3Cm6PaspB=0.312mPa.slgPLDm=0.99g（0.31）+0.01lg（0.313）解得PLDm=0.310mPa.s进料板液相平均粘度的计算由tF=90.1CpA=0.272mPa.spB=0.284mPa.slgpLFm=0.471g（0.264）+0.53lg（0.273）P心=0.269mPa.sLFm精馏段液相平均粘度的计算pLm=（0.310+0.269）/2=0.289mPa.s精馏塔的塔体工艺尺寸计算6.1塔径的计算精馏段的气、液相体积流率为3600pVm229.01x8

15、0.224/=1.96m3/slmtLm3600pLm145.43x84.673600 x824.1=0.0042m3/s3600 x2.6max式中C由式，其中的C20由史密斯关联图查得，图的横坐标为.42X3600f824111二0.003822-1.96x36002.6丿取板间距HT=0.40m板上液层高度hL=0.06mHthL=0.400.06=0.34m查图得C20=0.072C=C20=0.07221丫.2=0.071取安全系数为0.7,则空塔气速为u=0.7u=0.7xl.262=0.883m/s理maxD4xl.96兀x0.883=1.68m根据标准塔径圆整后为D=2.2m塔

16、截面积为兀兀A=D2=x1.682=2.22m2T44实际空塔气速为196u、=0.883m/s实2.226.2精馏塔有效高度的计算精馏段有效高度为Z精一(N精1)HT=(14-l)x0.405.2m精精T提馏段有效咼度为Z提(N提1)Ht(221)X0.40=8.4m在进料板上方开一入孔，其高度为0.8m。故精馏塔的有效高度为Z=Z精+Z提+0.8=5.2+8.4+0.8=14.4m塔板主要工艺尺寸的计算7.1溢流装置计算因塔径D=1.68m，可选用68单溢流弓形降液管，采用凹形受液盘。各项计算如下:堰长取1=0.66书0 x66=1.681.11mw溢流堰高度hwh=h-h由WLOW选用平

17、直堰，堰上液层高度由h=OW2.841000近似取E=1，则h=竺OW1000 x1xf0042X3600I1.110.0162m取板上清液层高度hL=0.06m故h=0.06-0.00162=0.0438mW弓形降液管宽度Wd和截面积Af由弓形降液管的参数图，得AWf=0.0722d=0.124atD故Af=0.0722AT=0.0722x2.22=0.160m2W=0.124D=0.124x1.68=0.208md验算液体在降液管中的停留时间，即=15.24s5s故降液管设计合理。3600AfHT=3600 x0.160 x0.4_L=0.0042x3600h降液管底隙高度hoLh36秋取

18、u；=lm/s则册囂韜36mhWho0.0438-0.036=0.0078m0.006m故降液管底隙高度设计合理。选用凹形受液盘，深度hw60mm7.2塔板布置塔板的分块因DV2200，故塔板采用分块式。查表得，塔板分为5块。边缘区宽度确定取W=W=0.065mW=0.035mTOC o 1-5 h zss开孔区面积计算r HYPERLINK l bookmark90 o Current Document ,小/兀r2.x开孔区面积Aa按式Aa二2xjr2x2-sin计算(180r丿其中x二D(W,+W)=(0.208+0.065)=0.567m2ds2r=W二1680.035二0.805m2

19、c2.“r丿c“r兀0.8052.0.567)v一故A=20.567J0.80520.5672+sin1=1.66m2aI1800.805丿筛孔计算及排列本例所处理的物系无腐蚀性，可选用53mm碳钢板，取筛孔直径do5mmo筛孔按正三角形排列，取孔中心距t为t=3d0=3x5=15mm1.155A1.155x1.66师孔数目n为n=a=8521个120.0152开孔率为0=0.907（如It丿=0.907(0.00510.015丿=10.1%V196气本通过阀孔的气速为u0=As=0.g1.6169m/s8筛板的流体力学验算81塔板压降干板阻力he的计算h=0.051CIeo丿由d/6=5/3

20、=1.67,查图得，c=0.772f11.69Y2.6丿10.772丿824.1丿IPL丿3V)故he=0.051=0.0369m液柱气体通过液层的阻力hl计算hl”hLu=一=1.96=0.951s/aAt-Af2.220.160F0=uap=0.951/16=1.53kg1/2/(s.mi/2)查图，得0=0.60h=0hL=0(hW+hOW)=0.60X(0.0438+0.0162)=0.036m液柱液体表面张力的阻力ho的计算液体表面张力所产生的阻力由下式计算，即4gl4x21x10-3PLgd0824.1x9.81x0.005=0.00208m液柱气体通过每层塔板的液柱高度hp可按下

21、式计算，即hp=hc+h+=0.0369+0.036+0.0021=0.075m液柱气体通过每层塔板的压降为AP=hpg=0.075x824.1x9.81=606Pa0.7kPa(设计允许值)ppL8.2液沫夹带5.7x10-6f、3.2u屮-h丿Tf丿=2.h0.4l5.7x10-6(0.951)3.2x21x10-3(0.4-0.15丿二0.01950.1kg/kg液气在允许范围内。8.3漏液漏液点气速的计算，得u二4.4cj(0.0050.13h-h)p；p0,minoLbLv二4.4x0.772-(0.0056b0.13U0,min稳定系数为K=作=1.821.5故在本设计中无明显漏液

22、。u6.42ow8.4液泛防止发生液泛，降液管内液层高度应服从Hd（Ht+hw）关系，取0=0.5,则0（H+h）=0.5x（0.4+0.0438）=0.2219mTw而H=h+H+hdpLd(h=0.153dLSL-hWo）2丿(00042)2=0.153x=0.00169m(l.llx0.036丿H=0.075+0.06+0.00169=0.13669mdH0(H+h)故不会发生液泛现象。dTw9.塔板负荷性能图9.1液漏线根据气速式u二4.4Cowo0.0056+0.13(h-h)PVs.min一二4.4x0.772xA0f0.0056+0.13(20.0438+0.471L30.002

23、1sV丿PVLC82412.6V二1.025x(3.1673+17.0647L；s.min耳sL,m3/ss0.00150.0030.00450.01V,m3/ss1.881.8921.9432.049.2液沫夹带线以ev二恥液/kg气为限5.7x10-6e-v、uCHh丿Tf丿3.2Vu=s=0.48V4aAAsTf3600L23r2h+2.84x10-3E=2.50.0438+0.6222L3wV1丿wsV丿h=2.5(h+h)=2.5fwow2=0.1095+1.5555L3sH-h=0.290-1.555L：Tfs5.7x10-6ev厂0.4854s21x103(0.2905-1.55

24、L5丿s、3.2=0.13.7933-20.3117L2s13058x02909-1.5555L2s在操作范围内任取几个数据计算Vs值列表得L,m3/ss0.00150.0030.00450.01V,m3/ss3.53.43.22.993液相负荷下限线液相负荷下限线h取平堰堰液层高度ow=0.006作为液相下限条件取E=1.0h2843600L2ow=E(l)3w284得0006=W00 x1x(3600L3I1.11丿Ls.min=0.000947m3/s94液相负荷上限线以9=4s作液体在降液管中的停留时间下限，由L=O4x0160smax44=0.016m3/S9.5液泛线令H=p(H+

25、h)dTwH=h+h+h；h=h+h+h；h=ph；h二h+hdpLdpclOlLLwowpH+(p-p-1)h二(p+1)h+h+h+hTwowcdO忽略h，将与V的关系代入上式，并整理得saV2=b-cL-dZ2/3sss式中、0.051a=（A0c0）2农丿0.051(0.101x1.66x0.772)2(824.1丿=0.0096b二pH+(p-p-1)h二0.5x0.4+(0.5-0.60-1)x0.0438=0.175Twc=0.153/(lh)2=0.153/(1.11x0.036)=9582w0d-2.84x10-3E(1+0)3600W=2.84x10-3x1x1.60 x(3600丫/31.11丿=0.9956故0.0096V2=0.175-95.82L2-0.9956L2/3sssL,m3/ss0.00150.0030.00450.01V,m3/ss4.14.04.03.58r64200.0050.010.0150.020.025Ls伽讥)在负荷性能图上，作操作点A,连接OA,即为操作线，由图可知，该筛板的操作上限、一、V=3.6