常压分离环己醇苯酚连续操作筛板精馏塔的工艺设计

年4月19日常压分离环己醇苯酚连续操作筛板精馏塔的工艺设计文档仅供参考，不当之处，请联系改正。化工原理课程设计学生姓名：张杏娟专业班级：化工11002指导老师：吴洪特设计分数：时间：.7.1-.7.11

目录1化工原理课程设计任务书 41.1设计题目 41.2设计条件 41.3设计内容 41.4设计成果 52设计计算 52.1精馏流程的确定 52.2全塔物料恒算 52.2.1料液及塔顶产品的流率及含苯的摩尔流率 52.2.2平均摩尔质量 52.2.3料液及塔顶产品的摩尔流率 62.3塔板数的确定 62.3.1理论塔板数的求取 62.3.2实际塔板数Np 112.4塔的精馏操作工艺条件及相关物性数据的计算 112.4.1平均压强Pm 112.4.2平均温度tm 122.4.3平均分子量Mm 122.4.4平均密度ρm 132.4.5液体的平均表面张力σm 142.4.6液体平均粘度的计算 142.4.7精馏段的汽负荷计算 152.5精馏塔和塔板主要工艺结构尺寸的计算 162.5.1塔径 162.5.2精馏段工艺结构尺寸的设计与计算 162.5.3塔板布置 182.6塔板上的流体力学验算 192.6.1塔板压降 192.7精馏段塔板负荷性能图 212.7.1漏液线 212.7.2液沫夹带线 222.7.3液相负荷下限线 222.7.4液相负荷上限线 232.7.5液泛线 233辅助设备选型与计算 253.1塔高 253.2接管设计 253.2.1塔顶蒸汽出口管径 253.2.2回流液管径 253.2.3加料管管径 263.2.3釜液排出管管径 263.3封头和法兰 263.3.1法兰 263.3.2封头 263.4精馏塔的附属设备 263.4.1塔顶回流全凝器 264精馏塔的设计计算结果汇总一览表 315附基础数据 326总结 33

1化工原理课程设计任务书1.1设计题目常压分离环己醇—苯酚连续操作筛板精馏塔的工艺设计任务书1.2设计条件1.2.1处理量／(t/a)：7000t1.2.2料液组成(质量分数)：环己醇30％1.2.3塔顶产品组成(质量分数)：99.0％1.2.4塔顶易挥发组分回收率：99.0％1.2.5每年实际生产时间：7200h1.2.6进料状态：泡点进料1.2.7塔顶压强：760mmHg(1mmHg＝133.322Pa)1.2.8公用工程：循环冷却水进口温度：301.2.9预热油温度：2601.3设计内容1.3.1设计方案的确定及流程说明1.3.2塔的工艺计算1.3.3塔和塔板的工艺尺1.3.3.1塔高、塔径及塔板结构尺寸的确定1.3.3.2塔板的流体力学验算1.3.3.3塔板的负荷性能图1.3.4设计结果概要或设计一览表1.3.5辅助设备选型与计算1.3.6生产工艺流程图及精馏塔的工艺条件图1.3.7对本设计的评述或有关问题的分析讨论1.4设计成果1.4.1设计说明书一份1.4.2A4设计图纸包括：流程图、精馏塔工艺条件图2设计计算2.1精馏流程的确定环己醇——苯酚混合料经原料预热器加热至泡点后，送至精馏塔，塔顶采全凝器冷凝后，一部分作回流，其余为塔顶产品经冷却后送贮槽，塔釜采用间接预热油再沸器供热，塔底产品经冷却后送至贮槽，流程图如图12.2全塔物料恒算2.2.1料液及塔顶产品的流率及含苯的摩尔流率环己醇和苯酚的相对摩尔分子质量分别为100和94kg/kmol。xF=xD=由已知条件得处理量F'＝7000t/a=810.19kg/h全塔物料恒算：F2.2.2平均摩尔质量MF=100×0.287+MD=100×0.989+MW=100×0.00403+2.2.3料液及塔顶产品的摩尔流率F=D=W=2.3塔板数的确定2.3.1理论塔板数的求取2.3.1.1相平衡线方程的求取附表1环己醇—苯酚的相平衡数据t／℃xyt／℃xy181.9179.1176.4173.8171.3169.6166.7164.5162.4160.4158.5156.7154.9153.2151.7150.0148.5147.0145.6144.2142.90.0000.0250.0500.0750.1000.1250.1500.1750.2000.2250.2500.2750.3000.3250.3500.3750.4000.4250.4500.4750.5000.0000.0990.1860.2630.3330.3960.4510.50l0.5460.5870.6230.6560.6870.7140.7390.7620.7830.8020.8190.8350.850141.6140.4139.2138.0136.9135.8134.7133.7132.7131.7130.7129.8129.0128.1127.2126.4125.6124.8124.0123.30.5250.5500.5750.6000.6250.6500.6750.7000.7250.7500.7750.8000.8250.8500.8750.9000.9250.9500.9751.0000.8640.8770.8880.8990.9090.9180.9270.9350.9430.9500.9560.9630.9680.9740.9790.9840.9880.9920.9961.000将表1中的数据作图得x–y图（图2），并将其理合得到相平衡方程。将表1中的数据作图得t-x(y)图（图3）。各梯级的数据表3梯级线xy10.9890.9890.9410.98920.9410.9610.8140.96130.8140.8860.5810.88640.5810.7470.3380.7475加料板0.3380.6020.2120.60260.2120.4210.1150.42170.1150.2260.0490.22680.0490.0950.0180.09590.0180.0330.0060.033100.0060.0080.0010.0080.0010.0012.3.1.2确定操作的回流比xe=xF=0.287,ye故有：Rm=x取实际操作的回流比为最小回流比的2倍，即有：R=2R2.3.1.3求理论板数精馏段操作线：y=Rq线方程：x=.287提馏段操作线：y=-0.0038+1.94356x图解得NT=10-2.3.2实际塔板数Np2.3.2.1全塔板效率塔的平均温度为181.9+123.32=152.6℃μA=0.22mpa.s,μμL=μA在152.6℃下环己醇对苯酚的相对挥发度由内插法可算得：α=5.214板效率用E=0.49αμ则有E=0.49αμL对于筛板精馏塔，总板效率的相对值要大与1，取1.1则实际板效率E2.3.2.2实际塔板数N精馏段：N提馏段：N总板数：N2.4塔的精馏操作工艺条件及相关物性数据的计算2.4.1平均压强P取每层塔板压降为0.7kpa计算。塔顶：P加料板：P平均压强：P2.4.2平均温度t查表1并由内插法得：塔顶为123.7℃；加料板为155.8℃，塔底为181.5℃则t2.4.3平均分子量M塔顶、塔底平均摩尔质量计算塔顶：y1=MVD,m=0.989MLD,m=0.941加料板：yMVF,mMLF,m=0.287塔底：y MVw,mMLw,m=0.287精馏段平均摩尔质量：MVmM提馏段平均摩尔质量：MºM2.4.4平均密度ρ2.4.1.1液相平均密度ρL,m塔顶：进料板：ρ塔底：ρa精馏段：ρ提馏段：ρ2.4.1.2汽相平均密度ρρ2.4.5液体的平均表面张力σ塔顶：σD,A=17.57mN进料板：σF,A=15.07mNσ塔底:σw,A=12.76mN=精馏段：σ提馏段：σ2.4.6液体平均粘度的计算查化工原理书的在123.7℃，155.8℃和181.5℃环己醇和苯酚的粘度分别为：μD,A=0.65mpa.sμμF,A=0.20mpa.sμμW,A=0.11mpa.sμ按加权求平均粘度塔顶：μ=0.65×0.989+0.51×0.011=0.649mpa.s加料板:μLF,m=0.20×0.287+0.26×0.713=0.243mpa.s塔底：μ=0.11×0.00403+0.15×0.99597=0.150mpa.s精馏段液相平均粘度：μL,m提馏段液相平均粘度：μ'2.4.7精馏段的汽负荷计算汽相摩尔流率V=汽相体积流量V汽相体积流量V液相回流摩尔流率L=RD=1.458液相体积流量L液相体积流量L2.5精馏塔和塔板主要工艺结构尺寸的计算2.5.1塔径1.初选塔板间距HT=0.5m及板上液层高度H2.按Smith法求取允许的空塔气速umax(即泛点气速uL查Smith通用关联图得C负荷因子C=泛点气速：μ3.操作气速取μ=0.74.精馏段的塔径

.D=圆整取300mm,此时的操作气速为0.736m/s2.5.2精馏段工艺结构尺寸的设计与计算采用单溢流型的平顶弓型溢流堰、弓型降液管、平型受液管，且设进口內堰。2.5.2.1溢流堰长L取Lw堰上溢流强度Lh2.5.2.2出口堰高h.h对平直堰h由LwD=0.6及Lh.h2.5.2.3降液管的宽度Wd和降液管的面积由LwD=0.6查弓型降液管几何关系图得WWd=0.03m,液体在降液管内的停留时间为：τ=2.5.2.4降液管的底隙高度h降液管底缘与下一板的间隙h0应比外堰高度hhw液相经过此间隙时的流速应小于0.4m/s，取μ'02.5.2.5內堰高度hhw=0.051m<h2.5.3塔板布置2.5.3.1塔板因D=300mm<800mm2.5.3.2边缘区宽度W取边缘区宽度W取安定区宽度2.5.3.3开孔面积A.A=2式中x=.R=2.5.3.4开孔数和开孔率取筛孔的孔径d0=5mm,正三角形排列，取筛板厚度δ=3mm，且取t每层塔板的开孔数目n=每层塔板的开孔率ψ每层塔板的开孔面积A气体经过筛孔的孔速μ2.5.3.5精馏段的塔高Z.Z2.6塔板上的流体力学验算2.6.1塔板压降2.6.1.1干板阻力hc由d0δ故hc=0.051μ02.6.1.2气体经过液层的阻力h气体经过有效流通截面积的气速μa.μ动能因子F查图得β=0.50hl2.6.1.3液体表面张力的阻力计算hh气体经过每层塔板的液柱高度hhp=气体经过每层板的压降为∆p2.6.1.4液面落差对于筛板塔，液面落差很小，且塔径的液流量都不大，故可忽略液面落差的影响。2.6.1.5液沫夹带e=0.0020kg始终Hf2.6.1.6漏液的验算对筛板塔，漏点的气速.μ=4.4×0.8×实际孔速μ稳定系数为：.K=2.6.1.7液泛为防止降液管内发生液泛，降液管内液层高度应满足H设进口堰时hHφH根据以上塔板各项流体力学验算，能够认为精馏段塔径及工艺尺寸是合适的。2.7精馏段塔板负荷性能图2.7.1漏液线 由.μμom.how得V=4.4×0.8×0.0035×。整整理得V在操作范围内，任取几个Ls值，依上式计算出Vs值，计算结果列于表表4漏液线流量L0.000050.00010.000150.00020.000250.00030.000350.0004V0.021770.022000.022190.022360.022520.022670.022800.022932.7.2液沫夹带线以eevμHh.h故HHe整理得V在操作范围内，任取几个Ls值，依上式计算出Vs值，计算结果列于表表5液沫夹带流量L0.000050.00010.000150.00020.000250.00030.000350.0004V0.151940.150080.148520.147130.145850.144660.143520.142452.7.3液相负荷下限线取平堰堰上液层高度how则L2.7.4液相负荷上限线以θ=5s作为液体在降液管中停留时间的下限，得θ=故L2.7.5液泛线令H由Hh..联立得φ将各参数方程代入上式中，能够整理得.aa==2.84×故.22.48在操作范围内，任取几个Ls值，依上式计算出Vs值，计算结果列于表表6液流量L0.000050.00010.000150.00020.000250.00030.000350.0004V0.093000.092330.091760.091220.090710.090210.089710.08922根据以上各线方程，可作出筛板塔的负荷性能图，如图4所示。在负荷性能图上操作点为A(0.00011,0.052),由操作线过OA得出操作线方程为:y=472.73x由图4可看出该筛板塔的操作上限为液泛线，下限为漏液线。操作弹性定义为操作线与界限曲线交点的气相最大负荷Vs,max与气相允许最小负荷VV3辅助设备选型与计算3.1塔高已知全塔板间距HT=0.5m，可选择塔顶空间高度HD=2.0HT=1m。塔底空间HH==1+=11.05m3.2接管设计各接管直径由流体速度及其流量，按如下关系进行计算:d=3.2.1塔顶蒸汽出口管径低压气体管内流速为15~20ms因此取蒸汽速度d查GB8163-87,选用∅76×4mm的无缝钢管。3.2.2回流液管径由于用泵回流，因此uRd查GB8163-87,选用∅18×3mm的无缝钢管。3.2.3加料管管径由于用泵进料，因此取uFFd查GB8163-87,选用∅25×3mm的无缝钢管。3.2.3釜液排出管管径釜液流出速度取uwW则管径.d查GB8163-87,选用∅32×3mm的无缝钢管。3.3封头和法兰3.3.1法兰由于常压操作所有法兰均采用标准管法兰，平焊法兰，由不同的直径选相应的法兰。如：根据进料管选取进料管接管法兰：PN0.25MPaDN15(GB20593-1997),其余选取方法同。3.3.2封头本设计采用椭圆封头，由公称直径DN=300，查得曲面高度边高度h2=25mm3.4精馏塔的附属设备3.4.1塔顶回流全凝器考虑到易于清洗和检修采用浮头式换热器3.4.1.1设备选型由于循环冷却水较易结垢,且塔顶压力为常压，塔顶温度为123.7℃，因此可采用锯齿形板式换热器。选取管径∅25×2.5mm,管内流速u已知冷凝水进口温度t取冷凝水出口温度t2=40℃3.4.1.2工艺计算冷凝水的定性温度：t=混合气的定性温度：T=查得两流体在定性温度下的物性数据见7 物性数据定性温度/℃密度kg黏度mPa∙s比热容KJ/(kg∙℃)热导率W/(m∙℃)汽化热kJ∙混合气91.853589993.60.510.7421.324.1740.01220.628304水计算热负荷：Q=ms1冷凝水用量为m计算平均温差（按逆流计算）∆初估换热面积及版型取K为370w/(m初估换热面积A’=QK∆t‘考虑15%的面积裕度A=1.15A=1.15×2.34=2.69管径∅25×2.5mm,管内流速u1=1.30mn按单管程计算所需换热管的长度：L=按单管程设计，传热管过长，根据实际情况取管长L=6m,则该换热器的管程为Np传热管的总根数为：NTP=t2查双壳程的温差系数图得φ=0.97故∆t'm初估换热面积为A1=传热管排列和分程方法采用组合排列，即每层内按正三角形排列，隔板两侧按正方形排列。取管心距t=1.25隔板中心到其中最近的一排管中心距离S:按净空不小于6mm的原则确定，亦可按下式求取：S=分程隔板两侧相邻管排之间的管心距t管中心距t与分程隔板槽两侧相邻管排中心距ta采用3管程结构，取管板利用率η＝D=1.05t圆整取D=100mm。折流板：采用弓形折流板，取弓形折流板圆缺高度为壳体内径的25%，则切去的圆缺高度为0.25×100=25mm,取h=25mm。取折流板间距为B=0.3D=0.3×100=30mm。.折流板水平安装。2.核算总传热系数K①壳程对流传热系数当量直径由正三角形排列得d壳程流通截面积Su.RPα②管程给热系数管程流通截面积SuRP故采用下式下式计算α.α.=3583③污垢热阻与管壁热阻管外侧污垢热阻：取.Rs0管外侧污垢热阻：取R管壁的热导率：取λ=17W/(m∙℃)④总传热系数。1=。=0.0049。⑤传热面积理论传热面积A=4精馏塔的设计计算结果汇总一览表表8精馏塔的计算结果汇总一览表项目符号单位计算结果精馏段