化工原理课程设计-苯-甲苯连续精馏筛板塔的设计

化工原理课程设计——板式精馏塔的设计指导老师2012年2月序言精馏是分离液体混合物(含可液化的气体混合物)最常用的一种单元操 (有时加质量剂),使气液两相多次直接接触和分离，利用液相混合物中各组分一、板式精馏塔课程设计任务书 4 4 4 4 51、设计方案的选定及基础数据的搜集 52、精馏塔的物料衡算 73、塔板数的确定 84、精馏塔的工艺条件及相关物性数据的计算 95、气液负荷计算 6、精馏塔的塔体工艺尺寸计算(一)塔径的计算 7、筛板的流体力学验算 8、塔板负荷性能图 三、设计结果汇总一览表 四、精馏塔的附属设备与接管尺寸的计算(略) 五、设计心得体会 【1】苯——甲苯连续精馏过程板式精馏塔示意图 【2】苯——甲苯精馏控制工艺流程图 一、板式精馏塔课程设计任务书料液组成：60%苯，苯-甲苯常温混合溶液(质量分率，下同)2、精馏过程的工艺计算7、典型辅助设备选型与计算(略)8、带控制点的生产工艺流程图及精馏塔设计工艺条件图的绘制 、设计计算本设计任务为分离苯一甲苯混合物。由于对物料没有特殊的要求，可以在常压下操作。操作回流比取最小回流比的2倍。塔底设置再沸器采用间接蒸汽加热，塔底产品经冷却后送热量作为低温热源产生低压蒸汽作为原料预热器的热源之一，充分利用了能量。塔板的类型为筛板塔精馏，筛板塔塔板上开有许多均布的筛孔，孔径一般为3～8mm,筛孔在塔板上作正三角形排列。筛板塔也是传质过程常用的塔设备，它的主要优点有：(1)结构比浮阀塔更简单，易于加工，造价约为泡罩塔的60%,为浮阀塔的80%左右。(2)处理能力大，比同塔径的泡罩塔可增加10～15%。(3)塔板效率高，比泡罩塔高15%左右(4)压降较低，每板压力比泡罩塔约低30%左右。(2)操作弹性较小(约2～3)。(3)小孔筛板容易堵塞。下图是板式塔的简略图：表1.1苯和甲苯的物理性质([1]:P289)表1.2苯-甲苯的饱和蒸汽压([2]:P73表10-1)4107.7表1.3常温下苯—甲苯气液平衡数据([2]:P73表10-2)X0y10苯甲苯表1.5组分的液相密度([6]:Px附录图8)p/(kg/m³)苯甲苯2、精馏塔的物料衡算(1)原料液及塔顶、塔底产品中苯的摩尔分率M=78.11kg/kmo!Mg=92.13kg/kmol(2)原料液及塔顶、塔底产品的平均摩尔质量M=0.639×78.11+(1-0.639)×92.13=83.17kg/kmolM=0.983×78.11+(1-0.983)×92.13=78.35kg/kmolM=0.024×78.11+(1-0.024)×92.13=91.80kg/kmo·(3)物料衡算式中F------原料液流量3、塔板数的确定(1)理论塔板数n,的求取①由手册查得苯一甲苯物系的气液平衡数据，绘出x～y图，见下图②求最小回流比及操作回流比。③求理论塔板数提馏段操作线为过(0.639,0.760)和(0.0235,0.0235)两点的直线。图解得N₇=15-1=14块(不含塔釜)。其中，精馏段N=6块，提馏段N₂=9块，第7块(2)实际塔板数n。全塔效率的计算(在95℃下，查表得各组分黏度μ₄=0.242,μ=0.280)μ=xH₁+(1-·)μ₂=0.639×0.242+(1-0.639)×0.280=0.256精馏段实际板层数Np₁=6/0.53=11.3,取Np=12块精馏段塔高Z₁=(Np₁-1)H=(12-1)×0.4=4.4m提馏段实际板层数Np₂=9/0.53=16.9,取Np₂=17快提馏段塔高Z=(Np₁-1)H=(17-1)×0.4=6.4m(1)操作压力计算取每层塔板压降△P=0.9kPa塔顶操作压力P。=101.3+4=105.3kPa进料板压力P=105.3+0.9×29=131.4kPa精馏段平均压力Pm=(105.3+116.1)/2=110.7kPε提馏段平均压力P′。=(116.1+131.4)/2=123.8kPa(2)操作温度计算塔顶温度t,=80.5℃进料板温度t=88.3℃塔底温度t=109.5℃(3)平均摩尔质量计算M=0.960×78.11+(1-0.960)×92.13=78.67kg/kmolMm=0.983×78.11+(1-0.983)×92.13=78.35kg/kmolM=0.639×78.11+(1-0.639)×92.13=83.17kg/kmolM=0.818×78.11+(1-0.818)×92.13=80.66kg/kmolMm=0.0513×78.11+(1-0.0513)×92.13=91.41kg/kmolM,=0.0235×78.11+(1-0.0235)×92.13=91.80kg/kmol(4)平均密度计算①气相平均密度计算②液相平均密度计算(5)液体平均表面张力计算σLm=(21.19+20.43)/2=20.81mN/m=(20.43+18.46)/2=19.45mN/m(6)液体平均粘度计算液相平均粘度依下式计算，即μLm=Zxiuμi塔顶：查化工原理上册附录中的液体黏度共线图，在80.5℃下有：μA=0.273mPa·sμB=0.304mPa·sμLDm=0.983×0.273+(1-0.983)×0.304=0.274mPa·sμA=0.268mPa·sμB=0.299mPa·sμLFm=0.639×0.268+(1-0.639)×0.299=0.279塔底：在109.5℃下，查手册得μLwm=0.0235×0.227+(1-0.0235)×0.265=0.264精馏段液相平均粘度为μLm=(0.274+0.279)/2=0.277mPa·s提馏段液相平均粘度为μm=(0.279+0.264)/2=0.272mPa·smPa·smPa·s5、气液负荷计算V=(R+1)D=(1.844+1)×34.0L=RD=1.844×34.08=62.84Kmol/hL=0.001742×3600=6.272m³/h提馏段：V'=V+(q-1)F=96.92Kmol/hL=V¹+W=96.92+19.06=115.98Kmol/hL=0.003510×3600=12.635m³/h6、精馏塔的塔体工艺尺寸计算(一)塔径的计算塔板间距Hr的选定很重要，它与塔高、塔径、物系性质、分离效率、塔的操作弹性，以及塔的安装、检修等都有关。可参照下表所示经验关系选取。板间距H,mm0.3～0.5200～3000.5～0.8300～3500.8～1.6350～450450～6002.0～4.0500～800故H₇-h₂=0.40-0.06=0.34m;查Smith通用关联图([3]:P158图5-40),得C₀=0.072;依可取安全系数为0.7,则u=0.7u=0.7×1.193=0.835m/s提馏段：故H-h,=0.40-0.06=0.34m;查Smith通用关联图5-40,得C₂=0.0678;依式可取安全系数为0.7,则u'=0.7u=0.7×1.006=0.704m/·(二)、塔板主要工艺尺寸的计算因塔径D=1.1m,可选用单溢流弓形降液管，采用平行受液盘，且不设进口堰。由Lw/D=0.7,查([2]:P₃,图11-16)得W₄/D=0.14,A,/A,=0.09,满足要求)由L/D=0.7,m故h=0.06-0.019=0.041m取h=0.05m,则h',=0.060m由Lw/D=0.7,查([2]:P₃,图11-16)得W₄/D=0.14,A,/A,=0.09故W=0.14D=0.154m,,满足要求)①塔板的分块W=70～100mm(3)筛孔数n与开孔率φ3mm,且取t/d₀=2.8,故孔中心距t=2.8×5=14.0mm7、筛板的流体力学验算精馏段：(1)塔板压降h。=βh=0.59×0.06=0.0354mh₁=h₀+h₀=0.0711+0.0354=0.1065m则△P=h,P₁g=0.1065×810.7×9.81=847Pa<0.9kpa(设计允许值)(2)液面落差(3)雾沫夹带(4)漏液的验算(5)液泛的验算H≤φ(H,+hH=0.1065+0.060+0.00098=0.167m(1)塔板压降h。=βh=0.58×0.060=0.0348mh₁'=h+h=0.0719+0.0348=0.1067m(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(3)雾沫夹带(4)漏液的验算筛板的稳定性系数,故在设计负荷下不会产生过量(5)液泛的验算H≤φ(H₇+hH=0.1067+0.060+0.00098=0.168m通过以上塔板的各项液体力学验算，可认为提馏段塔径及各项工艺尺寸也是适合的8、塔板负荷性能图精馏段：(1)漏液线V:min=A₂u₀min,A。=0.0472m²,整理得表8.1Ls/(m³/s)Vs/(m³/s)(2)雾沫夹带线H,=2.5h₁=2.5(h+how)h=0.048ho=0.7941L,2/3将已知数据代入ev式中，令ev=0.1,整理得(3)液相负荷下限线Lmin=6.57×10~⁴m³/s(4)液相负荷上限线(5)液泛线表8.3Ls/(m³/s)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8.4图8.4精馏段筛板负荷性能图(6)操作线与操作弹性操作气液比V/L,=0.716/0.00174=411.5在负荷性能图上，作出操作点P,连接OP,即作出操作线。由图可看出，该筛板的操作上限为液泛控制，下限为漏液控制。由上图查得故操作弹性为Vs,max/Vs,min=3.51(1)漏液线在操作范围内，任取几个Ls值，依上式计算出Vs值，计算结果列于表8.1.2。表8.1.2由上表数据即可作出漏液线1(2)雾沫夹带线以ev=0.1kg液/kg气为限，求Vs-Ls关系如下：H,=2.5h,=2.5(h+how)h=0.050h=0.7941L,²′将已知数据代入ev式中，令ev=0.1,整理得表8.2.2Vs/(m³/s)(3)液相负荷下限线Lmn=6.57×10~⁴m³/s(4)液相负荷上限线(5)液泛线联立上式，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8.3.2。表8.3.20.0006570.00684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8.4.2,如图所示。图8.4.2提馏段筛板负荷性能图(6)操作线与操作弹性在负荷性能图上，作出操作点P,连接OP,即作出操作线。由图可看出，该筛板的操作上限为液泛控制，下限为漏液控制。由上图查得故操作弹性为Vs,max/Vs,min=3.37、设计结果汇总一览表符号单位计算结果精馏段提馏段各段平均温度℃平均流量Vsm³/s0.7160.654液相mì/s0.007140.00351实际塔板数Np块板间距Hrm塔的有效高度ZM塔径Dm空塔气速Um/s0.7530.688塔板液流形式单流型单流型溢流装置溢流管型式弓形弓形堰长m堰高M0.0480.050溢流堰宽度Wam0.1540.154管底与受液盘距离M0.02830.0570板上清液层高度M孔径mm孔间距tmm孔数n个开孔面积Ao0.04720.0472筛孔气速m/s塔板压降0.1060.108液体在降液管中停留时间S降液管内清液层高度Ham0.1670.168雾沫夹带0.01270.0101负荷上限液泛控制液泛控制负荷下限漏液控制漏液控制气相最大负荷气相最小负荷操作弹性算(略)本次课程设计通过给定的生产操作工艺条件自行设计一套苯一甲苯物系的分离工艺生产技术要求，而且操作弹性大，生产能力强，达到了预期的目通过这次课程设计我进一步熟练了许多软件操作(如word排版，公式编辑接下来塔的工艺尺寸计算，筛板流体力学验算，塔板负荷性能图计算等一个接一个的被我们拿下，当然这一路下来并不是一帆风顺的。繁重感到晕头转向，期间，在后续检查时因为塔间距弄错而不得不重新计算(整整花了一个下午),这让我懂得成败在于细节。使我们对书本上所学理论知识有了进一步的理解，也使我们自主学习了新的知识并在设计中加以应用。此次课程设计也给我们提供了很大的发挥空间确定设计方案。通过这次课程设计提高了我们的认识问题、分析问题、解决问题英文字母Aa-塔板开孔区面积，m²;Ar-降液管截面积，m²;c₀-流量系数，无因次；Cs_气相负荷因子，m/s;e-液体夹带量，kg(液)/kg(气);E—液流收缩系数，无因次；Er-总板效率，无因次；g—重力加速度，9.81m/s²;h—填料层分段高度，m;h₁-进口堰与降液管间的水平距离，m;he-与干板压降相当的液柱高度，m液柱；ha-与液体流过降液管的压降相当的液柱he-塔板上鼓泡