苯—甲苯溶液连续精馏塔设计(32页).doc

-苯甲苯溶液连续精馏塔设计-第 30 页江汉大学化工原理课程设计说明书题目 苯甲苯溶液连续精馏塔设计 专业班级 过控141 学 生 陶翔 指导老师 刘红姣 成 绩 2017 年 7 月 5 日 化工原理课程设计任务书一、设计名称： 苯-甲苯溶液连续精馏塔设计二设计条件处理量： 10万吨/y料液组成（质量分数）： 45%塔顶产品组成（质量分数）： 99%塔顶易挥发组分回收率： 99%每年实际生产时间： 7200h精馏塔顶的压强：4kPa (表压) 加热蒸汽：低压蒸汽单板压降：三、设计任务1、设备选型、设计方案的确定和流程说明； 2、精馏塔的工艺计算：塔径、塔高、溢流装置、塔板的布置、升气道等的设计与排列； 3、流体力学性能的验算； 4、绘制塔板负荷性能图并结合流体力学验算进行调整； 5、有关附属设备的计算选型； 6、编写设计说明书和设计结果概要或设计一览表，绘制主体设备工艺条件图目录1.流程和工艺条件的确定和说明32.操作条件和基础数据3操作条件3基础数据33.设计计算3精馏塔的物料衡算3塔板数的确定43.2.苯甲苯混合物的-图和x-y图4确定最小回流比和回流比6精馏塔气、液相负荷的确定6操作线方程7图解法求理论板层数7全塔效率的计算7实际板层数9精馏塔的工艺条件及有关物性数据的计算9操作压力计算9平均摩尔质量计算9平均密度计算10液体平均表面张力计算12液体平均粘度计算13精馏塔的塔体工艺尺寸计算与板间距的确定13塔径的计算13塔高度计算15塔板主要工艺尺寸计算16溢流装置的计算16塔板布置18筛板的流体力学验算19精馏段筛板的流体力学验算19提馏段筛板的流体力学验算21塔板负荷性能图23精馏段塔板负荷性计算23提馏段塔板负荷性能计算25塔的辅助设备及附件的计算与选型28全凝器28再沸器28接管管径计算与选型29塔顶空间31人孔31设计结果一览表31参考文献351.流程和工艺条件的确定和说明本设计任务为分离苯甲苯混合物。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入精馏塔内。塔顶上升蒸汽采用全凝器冷凝，冷凝液在泡点下一部分回流至塔内，其余部分经产品冷凝冷却后送至储罐。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倍。塔釜采用间接蒸汽加热，塔底产品经冷却后送至储罐。2.操作条件和基础数据操作条件塔顶压力：4kPa进料热状态：泡点进料回流比：倍加热蒸汽：低压加热单板压降：基础数据进料中苯的含量（质量分数）：45%塔顶苯的含量（质量分数）：99%塔顶易挥发组分回收率： 99%生产能力（万吨/年）：103.设计计算精馏塔的物料衡算苯的摩尔质量=78kg/kmol甲苯的摩尔质量=92kg/kmol进料组成（摩尔分数）塔顶馏出液组成（摩尔分数）进料平均摩尔质量塔顶溜出液平均摩尔质量根据全塔物料及轻组分衡算列平衡方程式，如下：而，进料量流量以塔顶苯为主要产品，回收率可以解得签残液平均摩尔质量式中 F-原料液流量 D-塔顶产品流量 W-塔底产品流量塔板数的确定3.2.苯甲苯混合物的-图和x-y图由化工工艺设计手册查得的苯-甲苯物系的气液平衡数据，如表3-1所示：表3-1苯-甲苯物系的气液平衡数据表苯的摩尔分数温度/苯的摩尔分数温度/液相气相液相气相 根据表3-1作苯甲苯混合液的相平衡图如图3-2所示根据表3-1作苯甲苯混合液的-y图，如图3-3所示确定最小回流比和回流比采用作图法求最小回流比。应为是泡点进料，则,在图3-3对角线上，（）做垂线即为进料线（q线），该线与平衡线的交点坐标为 故最小回流比为则操作回流比为精馏塔气、液相负荷的确定操作线方程精馏段操作线方程提馏段操作线方程图解法求理论板层数理论板图3-4图解得总理论板层数为块，进料板为第9块。全塔效率的计算（1）操作温度 由图3-2，画图可得精馏段平均温度 提馏段平均温度(2)相对挥发度塔顶相对挥发度操作温度已知则查手册，用内插法的平均相对挥发度（3）液体的平均粘度表3-5 苯和甲苯的液体粘度操作温度已知通过表3-5，经内插法得当时，当时，当时，根据液相平均粘度公式塔顶：当时，进料板：当时，塔底：当时，则液相平均粘度为(4)全塔效率全塔效率实际板层数精馏段的实际板层数：提馏段的实际板层数：总实际板层数：3.3精馏塔的工艺条件及有关物性数据的计算3操作压力计算塔顶操作压力每层塔板压降进料板压力塔底操作压力精馏段的平均压力提溜段的平均压力3平均摩尔质量计算从图3-3可知塔顶：加料板：塔底：塔顶的平均摩尔质量计算进料的平均摩尔质量计算进料的平均摩尔质量计算精馏段与提馏段的平均摩尔质量计算3平均密度计算精馏段的平均温度：提馏段的平均温度：(1) 气相平均密度计算精馏段与提馏段的平均气相密度计算如下：()液相平均密度计算液相平均密度计算公式表3-6 苯和甲苯的液相密度（1）塔顶液相平均密度：当时，查表3-6由内插法得（2）进料板液相平均密度：当时，查表3-6由内插法得进料板液相质量分率（）塔底液相平均密度：当时，查表3-6由内插法得精馏段液相平均密度为提馏段液相平均密度为液体平均表面张力计算液相平均表面张为依据下式计算，即表3-7苯和甲苯的表面张力（）塔顶液相平均表面张力：当时，查表3-7由内插法得由，得（2）进料板液相平均表面张力；当时，查表3-7由内插法得由，得（3）塔底液相平均表面张力：当时，查表3-7由内插法得精馏段液相平均表面张力为提馏段液相平均密度为液体平均粘度计算前面已经计算得塔顶：当时，进料板：当时，塔底：当时，精馏段平均粘度提馏段平均粘度精馏塔的塔体工艺尺寸计算与板间距的确定塔径的计算（1）精馏段塔径计算精馏段的气、液相体积流率由 式中由计算，式中是由化工原理（下）史密斯关联图查出，图的横坐标为 取板间距，板上液层高度，则由化工原理（下）史密斯关联图查出，安全系数为，则空塔气速为按标准塔径圆整后为（2）提馏段塔径计算提馏段的气、液相体积流率由式中由计算，式中是由化工原理（下）史密斯关联图查出，图的横坐标为取板间距，板上液层高度，则由化工原理（下）史密斯关联图查出，安全系数为，则空塔气速为按标准塔径圆整后为由此塔径都取塔截面积为实际空塔气速为精馏段 提馏段 塔高度计算精馏段有效高度提馏段有效高度精馏与提馏各开一人孔，其高度为.所以精馏塔有效高度为塔板主要工艺尺寸计算溢流装置的计算塔径，选用单溢流弓形降液管，采用凹型受液盘。精馏段的各项计算如下：（） 堰长取（） 溢流堰高度由 选用平直堰，堰上液层高度用弗兰西斯公式计算，查化工原理（下）液流收缩系数计算图得：板上清液高度故 (3) 弓形降液管宽度和截面积由查化工原理（下）弓形降液管宽度与面积表得故依据验算液体在降液管中停留的时间，故降液管设计合理。（4）降液管底隙高度取 则 故降液管底隙高度设计合理。选用凹型受液盘，深度提馏段的各项计算如下：（1）堰长取（2）溢流堰高度由 选用平直堰，堰上液层高度用弗兰西斯公式计算，查化工原理（下）液流收缩系数计算图得：板上清液高度故 (3) 弓形降液管宽度和截面积由查化工原理（下）弓形降液管宽度与面积表得故依据验算液体在降液管中停留的时间，故降液管设计合理。（4）降液管底隙高度取 则故降液管底隙高度设计合理。选用凹型受液盘，深度塔板布置（1）塔板的分块因,故塔板采用分块式。查表3-8，塔板分为4块。表3-8 塔板分块数（2）边缘区宽度计算取（3）开孔区面积计算 开孔区面积按公式计算其中故（4）筛孔的设计及其排列苯和甲苯无明显腐蚀，可选用的碳钢，取筛孔直径筛孔按正三角形排列，孔中心距t为筛孔数目n为开孔率为气体通过阀孔的气速为精馏段：提馏段：3.6筛板的流体力学验算3.6.1精馏段筛板的流体力学验算 （1）塔板压降平板阻力计算干板阻力由式由，查化工原理（下）干筛孔的流量系数图得：故液柱气体通过液层阻力计算气体通过液层阻力由式计算查化工原理课程设计充气系数关联图故液柱液体表面张力的阻力计算液体表面张力的阻力由式计算，液柱气体通过每层塔板的液柱高度由式 计算，液柱气体通过每层塔板的压降为(2)雾沫夹带雾沫夹带量由式计算设计的雾沫夹带量在允许范围内。（3）漏液对筛板塔，漏液点气速可由式计算计算得实际孔速稳定系数为故本设计中无明显漏液。（4）泛液 为了防止塔内发生泛液，降液管内液层高度应服从公式的关系，取，则液柱而,其中计算，算的液柱则液柱故在设计中不会发生泛液现象。.2提馏段筛板的流体力学验算 （1）塔板压降平板阻力计算干板阻力由式由，查化工原理（下）干筛孔的流量系数图得：故液柱气体通过液层阻力计算气体通过液层阻力由式计算查化工原理课程设计（下）充气系数关联图故液柱液体表面张力的阻力计算液体表面张力的阻力由式计算，液柱气体通过每层塔板的液柱高度由式 计算，液柱气体通过每层塔板的压降为(2)雾沫夹带雾沫夹带量由式计算设计的雾沫夹带量在允许范围内。（3）漏液对筛板塔，漏液点气速可由式计算计算得实际孔速稳定系数为故本设计中无明显漏液。（4）泛液 为了防止塔内发生泛液，降液管内液层高度应服从公式的关系，取，则液柱而,其中计算，算的液柱则m液柱故在设计中不会发生泛液现象。 3.7塔板负荷性能图3.7.1精馏段塔板负荷性计算（1）漏液线由联合整理得在操作范围内，任取几个值，按公式计算出 ，计算结果如表3-9.由上表3-9的数据可作出漏液线1.(2)液沫夹带线以为限，求关系如下：由 求得整理的在操作范围内，任取几个值，按公式计算出 ，计算结果如表3-10.由上表3-10的数据可作出液沫夹带线2（3）液相负荷下限线对于平直堰，取堰上层清液作为最小液体负荷标准。由公式得取E=1.024，则整理得由此可以作出与气体流量无关的垂直液相负荷下限线3（4）液相负荷下限线以作为液体在降液管中时间的下限由整理得由此可以做出与气体流量无关的垂直液相负荷下限线4（5）泛液线令由联令两式得忽略，并整理得式中代入数据整理得在操作范围内，任取几个值，按公式计算出 ，计算结果如表3-11由上表3-11的数据可做出泛液线5根据以上各线方程，可作出精馏段筛板塔的负荷性能图，如图3-12所示.2提馏段塔板负荷性能计算（1）漏液线由联合整理得在操作范围内，任取几个值，按公式计算出 ，计算结果如表3-13.由上表3-13的数据可作出漏液线1.(2)液沫夹带线以为限，求关系如下：由 求得整理的在操作范围内，任取几个值，按公式计算出 ，计算结果如表3-14由上表3-14的数据可做出液沫夹带线2（3）液相负荷下限线对于平直堰，取堰上层清液作为最小液体负荷标准。由公式得取E=1.024，则整理得由此可以作出与气体流量无关的垂直液相负荷下限线3（） 液相负荷下限线以作为液体在降液管中时间的下限由整理得由此可以做出与气体流量无关的垂直液相负荷下限线4（） 泛液线令 由联令两式得忽略，并整理得式中代入数据整理得在操作范围内，任取几个值，按公式计算出 ，计算结果如表3-15由上表3-15的数据可做出泛液线5根据以上各线方程，可做出精馏段筛板塔的负荷性能图，如图3-16所示塔的辅助设备及附件的计算与选型.1全凝器塔顶回流全凝器通常采用管壳式换热器，应为精馏塔处理量大，且板数较多，为避免给安装和检修带来不便，选择强制循环式，塔顶蒸汽温度，需冷却到,取冷却水进口温度，出口温度,查表由此温度范围内水的比热容故查资料，K取为由 得 故 所以换热面积.2再沸器选用饱和水蒸气，取总传热系数出料液温度： 走管程水蒸汽湿度：故塔底组成近似作为纯甲苯 所以换热面积.3接管管径计算与选型（1）进料管尺寸计算料液质量流速体积流速取管内流速为所以进料管管径为进料口管径选取的标准管法兰选取公称压力4.0MPa, 公称直径为70mm的平颈平焊钢制管法兰（1）塔顶回流管管径计算回流液质量流速体积流速取管内流速为所以回流管管径为塔顶回流管选用的标准管法兰选取公称压力4.0MPa, 公称直径为45mm的平颈平焊钢制管法兰（） 塔顶蒸汽出口管径计算蒸汽出口管的允许气速不应产生过大压降，其值参照表表3-17 蒸汽出口管中允许气速参照表因,所以出口气速故塔顶蒸汽出口选用的标准管法兰选取公称压力4.0MPa, 公称直径为400mm的平颈平焊钢制管法兰（2）塔底出料管径的计算取出料液质量流速体积流速塔底出料管管径塔底出料管选的标准管法兰选取公称压力4.0MPa, 公称直径为50mm的平颈平焊钢制管法兰3.8.4塔顶空间塔顶空间3.8.5人孔本塔开两个人孔，精馏与提馏各开一人孔，其高度为 设计结果一览表项目符号单位数值/形式精馏段提馏段平均温度tm平均压强PmkPa气相流量Vs液相流量Ls实际塔板数N块1517板间距m塔有效高度Zm塔径Dm空塔气速um/s溢流形式单溢流降液管形式弓形降液管堰长m堰高m8回流比R溢流堰宽度Wdm管底与受液盘距离m板上清液层高度m安定区宽度Wsm边缘区宽度Wcm0全塔效率Et%平均摩尔质量kg/kmol平均摩尔质量kg/kmol气相平均密度液相平均密度液相平均表面张力mN/m液相平均黏度mPa·s塔顶高度m含有人孔板的板距m开孔区面积Aa筛孔直径mm5孔中心距tmm15开孔率%筛孔气速m/s干板阻力m0.050气体通过液层阻力m克服表面张力阻力m塔板压强降kPa雾沫夹带线kg液体/kg气体0840811漏液速度m/s稳定系数K液体在降液管停留时间s降液管内清液层高度m527液相负荷上限 液相负荷下限气相最大负荷气相最小负荷操作弹性7塔板分块形式分块式分块数目4冷凝器热负荷Q再沸器热负荷Q参考文献【1】陈常贵，刘邦孚化工原理下S，天津科学技术出版社，2012，P158，P162，P163，P170【2】陈常贵，刘邦孚化工原理上 S，天津科学技术出版社，2012，P367，P347【3】吴俊，宋孝勇化工原理上课程设计S，华南理工大学出版社，2011，P73