2022年苯甲苯筛板精馏塔课程设计方案.docx

精选学习资料 - - - - - - - - - 河西学院Hexi University 化 工 原 理 课 程 设 计题目 : 苯- 甲苯筛板式精馏塔设计名师归纳总结 学院 : 化学化工学院第 1 页,共 46 页- - - - - - -精选学习资料 - - - - - - - - - 专业 : 化学工程与工艺 学号 : 姓名 : 指导老师 :2022 年 12 月 6 日 目录化工原理课程设计任务书 1.概述 5 1.1 序言 6 1.2 再沸器 7 1.3 冷凝器 7 2.方案的挑选及流程说明 7 3.塔的工艺运算 8 3.1 原料及塔顶塔底产品的摩尔分率 8 3.2 原料液及塔顶、塔底产品的平均摩尔质量 9 3.3 物料衡算 9 4.塔板数的确定 9 4.1 理论塔板数 N 9 2 名师归纳总结 - - - - - - -第 2 页,共 46 页精选学习资料 - - - - - - - - - 4.2 最小回流比及操作回流比 10 4.3 精馏塔的气、液相负荷 11 4.4 操作线方程 11 4.5 图解法求理论塔板数 11 4.6 实际板层数 12 5.精馏塔的工艺条件及有关物性数据 12 5.1 操作压力 12 5.2 操作温度 12 5.3 平军摩尔质量 13 5.4 平均密度 14 5.5 液体平均表面张力 15 5.6 液体平均黏度 16 6.精馏塔的塔体工艺尺寸 17 6.1 塔径 17 6.2 空塔气速 18 6.3 实际空塔气速 19 6.4 精馏塔有效高度 19 7.踏板主要工艺尺寸的设计 20 7.1 塔板布置 23 7.2.塔板布3 名师归纳总结 - - - - - - -第 3 页,共 46 页精选学习资料 - - - - - - - - - 置 .18 8.筛板的流体力学验算 25 8.1 塔板压降 25 8.2 液面落差 26 8.3 液沫夹带 26 8.4 漏液 27 8.5 液泛 28 9.塔板负荷性能图 28 9.1 漏液线 28 9.2 液沫夹带线 29 9.3 液相负荷下限线 31 9.4 液相负荷上限线 32 9.5 液泛线 32 10.板式塔常见附件 35 10.1 进料罐线管径 36 11.附属设备 39 11.1 塔顶空间 39 11.2 塔底空间 .39 11.3 人孔 39 11.4 塔高 40 4 名师归纳总结 - - - - - - -第 4 页,共 46 页精选学习资料 - - - - - - - - - 12.设计筛板塔的主要结果汇总：40 参考文献 42 设计心得体会 42 成果评定 ：44 化工原理课程设计任务书一、设计题目 苯 - 甲苯板式精馏塔设计 二、设计任务及操作条件 1. 设计任务 生产才能（进料量） 100000 吨/ 年 操作周期 7000 小时/ 年 进料组成 56% （苯质量分率,下同）塔顶产品组成 98.5% 塔底产品组成 1.5% 2. 操作条件 操作压力 4kPa 进料热状态泡点进料5 名师归纳总结 - - - - - - -第 5 页,共 46 页精选学习资料 - - - - - - - - - 加热蒸汽低压蒸汽 3.设备型式筛板塔 4. 厂址天津 三、设计内容 1. 设计方案的挑选及流程说明 2. 塔的工艺运算 3. 主要设备工艺尺寸设计 . 塔径塔高及板结构尺寸的确定 . 塔板的流体力学校核 . 塔板的负荷性能图 . 总塔高总压降及接管尺寸的确定 4. 帮助设备选型与运算 5. 设计结果汇总 6. 工艺流程图及精馏工艺条件图 7. 设计评述1. 概述 1.1 序言 化工原理课程设计是综合运用化工原理课程和有关先修课程（物理化学,化工制图等）所学学问,完成一个单元设备设计为主的一次性实践教案,是理论 联系实践的桥梁, 在整个教案中起着培育同学才能的重要作用；通过课程设计, 要求 更加熟识工程设计的基本内容,把握化工单元操作设计的主要程序及方法,锤炼和提 6 名师归纳总结 - - - - - - -第 6 页,共 46 页精选学习资料 - - - - - - - - - 高同学综合运用理论学问和技能的才能,问题分析才能, 摸索问题才能, 设计才能等；精馏是分别液体混合物 （含可液化的气体混合物） 最常用的一种单元操作, 在化 工,炼油,石油化工等工业中得到广泛应用；精馏过程在能量剂驱动下（有时加质量 剂）,使气液两相多次直接接触和分别,利用液相混合物中各组分的挥发度的不通,使易挥发组分由液相向气相转移难挥发组分由气相向液相转移,实现原料混合液中各 组分的分别； 依据生产上的不同要求, 精馏操作可以是连续的或间歇的,有些特别的 物系仍可以采纳恒沸精馏或萃取精馏等特别方法进行分别；本设计得题目是苯-甲苯 连续精馏板式塔的设计,即需设计一个精馏塔用来分别一会发的苯和不易挥发的甲 苯,采纳连续操作方式,需设计一板式塔将其分别；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得以进行； 本设计采纳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,由在壳程内的载热体供热；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；2.方案的挑选及流程说明精馏是通过多级蒸馏, 使混合气液两相经多次混合接触和分别,并进行质量和热量的传递,使混合物中的组分达到高程度的分别,进而得到高纯度的产品； 流程如下：原料（丙稀和丙烷的混合液体）经进料管由精馏塔中的某一位置（进料板处）流 入塔内,开头精馏操作；当釜中的料液建立起适当液位时,再沸器进行加热,使之部 分汽化返回塔内；气相沿塔上升直至塔顶,由塔顶冷凝器将其进行全部或部分冷凝；将塔顶蒸气凝液部分作为塔顶产品取出,称为馏出物； 另一部分凝液作为回流返回塔顶；回流液从塔顶沿塔流下, 在下降过程中与来自塔底的上升蒸气多次逆向接触和分 离；当流至塔底时,被再沸器加热部分汽化,其气相返回塔内作为气相回流,而其液 7 名师归纳总结 - - - - - - -第 7 页,共 46 页精选学习资料 - - - - - - - - - 相就作为塔底产品采出；多为分别苯 甲苯混合物； 对于二元混合物的分别, 应采纳连续精馏流程； 设计中采纳泡点进料, 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,其余部分经冷却器冷却后送至储罐；该物系属易分别物系,最小回流比较小,取操作回流比为最小回流比的 2 倍；塔釜采纳间接蒸汽加热塔底产品经冷却后送至储罐；图 1 筛板精馏塔操作流程图3.精馏塔的工艺运算3.1 原料及塔顶塔底产品的摩尔分率苯的摩尔质量：MA78.11kg kmol1甲苯的摩尔质量：B1M92.13kg kmol8 名师归纳总结 - - - - - - -第 8 页,共 46 页精选学习资料 - - - - - - - - - x =0.56 / 78.11=0.6000.56 / 78.110.44 / 92.13xDxW0.985 / 78.110.9870.985 / 78.110.015 / 92.130.015 / 78.110.0180.015 / 78.110.985 / 92.133. 2 原料液及塔顶、塔底产品的平均摩尔质量MFD0.600 78.11 1 0.60092.1383.72kg kmol11M0.987 78.11 10.987 92.1278.29kg kmolMW0.018 78.11 1 0.018 92.1391.88kg kmol13. 3 物料衡算原料液处理：F=14285.71=170.64kmolh1h183.72总物料衡算： 170.64DW苯物料衡算： 170.640.60.987D0.018 W联立解得：D102.49kmolh1W68.15kmol4 精馏塔塔板数的确定4.1 理论塔板数NT苯-甲苯属抱负物系,可采纳图解法求理论塔板数；绘制苯 -甲苯物系的气液平稳数据绘制 x-y 图,如下：9 名师归纳总结 - - - - - - -第 9 页,共 46 页精选学习资料 - - - - - - - - - 表 1 苯-甲苯物系的气液平稳数据表苯（ x）0 0.058 0.155 0.256 0.376 0.508 0.659 0.923 1 0 0.128 0.304 0.453 0.596 0.720 0.830 0.922 1 甲苯（y）图 2 苯- 甲苯物系的气液平稳图4.2 最小回流比及操作回流比采纳作图法求最小回流比；在图4-2 中对角线上,自点e0.6,0.6 作垂线 ed即为进料线（ q 线）,该线于平稳线的交点坐标为y =0.786 q x =0.6 q故最小回流比为10 名师归纳总结 - - - - - - -第 10 页,共 46 页精选学习资料 - - - - - - - - - R min=x -xq=0.9870.786=1.08y -xq0.7860.6操作回流比为R2R min2.164.3 精馏塔的气、液相负荷精馏段：液相负荷：LRD2.16102.49=221.38kmolh11气相负荷：VR1 D2.161 102.49323.87kmol h提馏段：液相负荷：L221.38170.64392.02kmolh1气相负荷：VV323.87kmolh14.4 操作线方程精馏段操作线为yn+1=R1xn11xD0.68xn0.457RR提馏段操作线方程为yn 1=LFqFxmLWWx =1.21xm0.004L+qWqF4.5 图解法求理论塔板数采纳图解法求理论板数,如图 1 所示；11 名师归纳总结 - - - - - - -第 11 页,共 46 页精选学习资料 - - - - - - - - - 求解结果为：总理论板层数：N T714.2包括再沸器 进料板位置：NF4.6 实际板层数精馏段实际板层数：N精 6 / 0.61 10提馏段实际板层数：N提 （14.2-7 ）/0.61 12所以实际板层数：N 实 = N 精 N提 =22 块5.精馏塔的工艺条件及有关物性数据5.1 操作压力塔顶压力：P D 4 101.3 105.3k Pa每层塔板压降 P =0.7kPa塔底压力：P W 105.3 22 0.7 120.7kPa进料板压力 P F 105.3 10 0.7 112.3kPa精馏段平均压力：P m=（105.3+112.3 ）/2 108.8 kPa提馏段平均压力：P m=（120.7+112.3 ）/2 116.5 kPa5.2 操作温度由内插法求12 名师归纳总结 - - - - - - -第 12 页,共 46 页精选学习资料 - - - - - - - - - 塔顶温度： tD80.89进料板温度： tF88.82D+t / 280.89288.8284.86C塔底温度： t =110.36 W所以精馏段平均温度：t =t提馏段平均温度：t=tF2tW99.59C5.3 平均摩尔质量 5.3.1 塔顶平均摩尔质量由x =y =0.987,查平稳曲线,得x =0.971塔顶气相平均摩尔质量为MVDm=0.98778.11（1-0.987 ） 92.13 78.29kg kmol1塔顶液相平均摩尔质量为MLDm=0.971 78.11（1-0.971 ） 92.13 77.60kg kmol1进料板气相平均摩尔质量为由图知yF0.769xF0.575MLDm=0.76978.11（1-0.769 ） 92.13 81.35kg kmol1进料板液相平均摩尔质量为MLDm=0.57578.11（1-0.575 ） 92.13=84.07kg kmol1同理得：13 名师归纳总结 - - - - - - -第 13 页,共 46 页精选学习资料 - - - - - - - - - MVW m=91.88kg kmol1MLWm=92.02kg kmol15.3.2 平均摩尔质量 精馏段；气相平均摩尔质量为（78.29+81.35 ）/2=79.82kg kmol1液相平均摩尔质量为（77.60+84.07 ）/2=80.84kg kmol1提馏段：MVm=86.62kg kmol1MLm=88.05kg kmol15.4 平均密度5.4.1 气相平均密度 由抱负气体状态方程运算,即V m=P M mVm=108.9 79.82 =2.92kg m8.314（84.86 273.15）3RT mV m=P MVm=3.26kgm3RT m5.4.2 液相平均密度14 名师归纳总结 - - - - - - -第 14 页,共 46 页精选学习资料 - - - - - - - - - 液相平均密度依下式运算,即1/Lm= aA/LAa B/LB塔顶液相密度的运算由 tD80.89C ,内插法得m33A 814.0kgm3B 809.1kg1m=0.9850.015LDm813.9kg mLD814.0809.1进料板液相平均密度运算A由 tF88.82C ,得m3m3B 801.3kg 805.1kg进料板液相的质量分率aA=0.57578.110.575=0.540（1-0.575 ） 92.131m=0.540.46LDm803.3kg m3LD805.1801.3精馏段液相平均密度为Lm=813.92803.3=808.6kg m3同理提馏段液相平均密度为'791.6 kg m3Lm15 名师归纳总结 - - - - - - -第 15 页,共 46 页精选学习资料 - - - - - - - - - 5.5 液体平均表面张力液体平均表面张力依下式运算,即nLm=i1xii5.5.1 塔顶液相平均表面张力由 tD80.89C ,得1B20.72m Nm121.17m Nm1A21.16m NmB0.987 21.161 0.987 21.595.5.2 进料板液相平均表面张力由 tF88.82C ,得20.43m Nm1Am20.21B20.720.575 20.21 1 0.575 20.72LF精馏段液相平均表面张力为Lm=21.17220.43=20.80mNm1同理得：提馏段液相平均表面张力为'19.42 mN m1Lm16 名师归纳总结 - - - - - - -第 16 页,共 46 页精选学习资料 - - - - - - - - - 5.6 液体平均黏度 液体平均黏度依下式运算,即nlgLm=i1x lgi5.6.1 塔顶液相平均黏度A由 tD80.89C ,得lg0.309LDm=0.305mPa s3.6. =0.305mPasB=0.309mPa slgLDm=0.987 lg0.305+（1-0.987 ）进料板液相平均黏度由 tF88.82C ,得lg0.290LDm=0.287mPa sA=0.285mPa sB=0.290mPa slgLDm=0.575 lg0.285+（1-0.575 ）精馏段液相平均黏度为Lm=0.30520.287=0.296mPa s6.精馏塔的塔体工艺尺寸 6.1 塔径6.1.1 精馏塔的气、液相体积流速分别为V =VMV mm=228.9779.82=1.739m3s13600V36002.9217 名师归纳总结 - - - - - - -第 17 页,共 46 页精选学习资料 - - - - - - - - - Ls=LMLm=156.5680.84=0.0043m3s13600Lm3600808.6同理得提馏段V s '1.690 m 3s1L 's0.0062 m 3s16.2 空塔气速空塔气速是指在没有塔板和液体的空塔中的流淌速度,可定性反映气流在穿越塔板数及液层时的速度； 在流量肯定的条件下, 空塔气速越大, 就气流穿越塔板的速度 越快,塔径越小,气液两相的接触时间越短,板效率越低,所需的塔板数越多,同时易发生过量液沫夹带等不正常操作现象；定；由umax=CLVVC=C20L0.220反之亦然； 因此,操作空塔气速必需合理确1 3C蒸汽负荷因子,m s L-液相密度, kg m3V-气相密度, kg m式中 C 由上式运算,其中的 C 20 由史密斯关联查图可知1 1L h（L）= 808.6 2 0.0043 3600 0.0411V h V 2.92 1.739 3600取板间距 H T 0.4m,板上液层高度 h =0.06m,就H T h =0.34m6.2.1 精馏塔塔径18 名师归纳总结 - - - - - - -第 18 页,共 46 页精选学习资料 - - - - - - - - - 查史密斯关联图得,精馏段 C =0.073C=C20L0.2=0.073（20.800.2）=0.07361.228ms12020umax=CLVV=0.0736808.62.922.92取安全系数为 0.75,就空塔气速为u=0.75umax=0.75 1.228=0.921m s1所以精馏塔的塔径为D=4 V s=4 1.739 =1.55m0.921u按标准塔径圆整为D=1.6m6.3 实际空塔气速塔的截面积为AT4D22.010m2实际空塔气速为u=V s1.7390.865m s1A T2.010同理得：u'1.6900.841m s12.01019 名师归纳总结 - - - - - - -第 19 页,共 46 页精选学习资料 - - - - - - - - - 6.4 精馏塔有效高度6.4.1 精馏段有效高度Z =（N -1）H T10 1 0.43.6m6.4.2 提馏段有效高度 Z =（N -1 ）H T 12 1 0.4 4.4m在进料板上方开一入口,其高度为 0.7m 故精馏塔的有效高度为：Z= Z 精 Z 提 0.7=8.7m7.塔板主要工艺尺寸的设计7.1 溢流装置为提高传热和传质的成效,降低液面落差,削减倾向性的可能行,液体在塔板上常采纳不同的溢流方式；主要有单溢流,双溢流,阶梯溢流,u 型流等几种形式；准确的挑选方式见下表：表 2 液体负荷与溢流类型表液体流量（m3h1）塔径/mm1000 U 型流单溢流双溢流阶梯溢流7 45 20 名师归纳总结 - - - - - - -第 20 页,共 46 页精选学习资料 - - - - - - - - - 1400 9 70 2000 11 90 90160 200300 3000 11 110 110200 4000 11 110 110230 230350 5000 11 110 110250 250400 6000 11 110 110250 250450 因塔径 D=1.6m ,可选用单溢流弓形降液管,采纳凹形受液盘；各项设计如下：7.1.1 堰长lw是维护板上液位, 保证两相接触时间的装置, 一般有平堰与齿堰两种, 多采平堰取：wl =0.75D=0.751.6=1.2m7.1.2 溢流装置高度由：h =hLh Whow由下式运算,即选用平直堰,堰上液层高度how=2.84ELh2/51000lw2/3）=0.017m近似取E1,就how=2.841（0.0043360010001.2同理得：21 名师归纳总结 - - - - - - -第 21 页,共 46 页精选学习资料 - - - - - - - - - ' h ow0.023 m取板上清液层高度：h L0.06 m60 mm故： hw0.060.0170.043m同理得：' ' 'h w h L h ow 0.037 m7.1.3 弓形降液管宽度 W 和截面积 A f由：wl =0.75DA f0.124 W d 0.171A T D故：A f =0.124 A T 0.0963m 2W d =0.171 D =1.6 0.171=0.165m依下式运算液体在降液管中的停留时间,即=3600 A HT=3600 0.0963 0.4=8.96s>5sL h0.043 3600'6.21 s5s故降液管设计合理；如不满意,就需通过加大板间距及他竟的方法解决；7.1.4 降液管底隙高度h 0h 0L h'3600l u w022 名师归纳总结 - - - - - - -第 22 页,共 46 页精选学习资料 - - - - - - - - - 取：' u 00.70 m s就：h 00.004336000.018m3600 1.20.20h wh 00.043 0.0180.0250.006 m同理得：' oh0.025 m' h w' h o0.0370.0250.012 m0.06 m故降液管底隙高度设计合理；选用凹形受溢盘,深度：' h w50 mm；7.2 塔板布置7.2.1 塔板的分块因1400mmD1600mm,故塔板采纳分块式；查表7-4 得,塔板分为 4 块；分块式塔板即降液管区以外的部分是由如干块钢板组装而成,撑上,塔身为焊制整体圆筒,不分节；表 3 踏板分块参考表装焊与塔体内壁的塔板支塔径/mm 800 12001400 16001800 20002200 24003 4 5 6 塔板分块数7.2.2 边缘区的宽度开孔区面积W s= W s'91 mm,W c=0.05m=50mm7.2.3 开孔区面积开孔区面积 A 按下式运算,即 23 名师归纳总结 - - - - - - -第 23 页,共 46 页精选学习资料 - - - - - - - - - A a2xY2X2r2sin1x180r其中：xDW dW d1.60.1650.910.544m10.5501.474m222rD 2W c1.60.0500.750m2故：A a20.5500.7502X0.55023.140.7502sin1800.7507.2.4 筛孔运算及排列苯-甲苯物系无腐蚀性,可选用t 为3mm碳钢板,取筛孔直径d05mm ；筛孔按正三角形排列,取孔中心距t3 d015 mm筛孔数目 n 为n1.155A 01.155 1.4747576 个t20.0152开孔率为=A 0100%0.907d 020.9075210.1%A at0.015气体通过筛孔的气速为u0V s1.73911.68m s1A 00.101 1.47424 名师归纳总结 - - - - - - -第 24 页,共 46 页精选学习资料 - - - - - - - - - 8.筛板的流体力学验算8.1 塔板压降8.1.1 干板阻力h c0.0336 m液柱干板阻力ch 由下式运算,即h c0.051u 0Vc 0L由d /5 / 31.667,查手册可知,c 00.772故：ch0.0512.9211.680.0424m 液柱808.60.772' ch0.0481 m液柱8.1.2 液体通过液层的阻力1h气体通过液层的阻力h 由下式运算,即h 1hLu =A TV sA f1.7390.909m s12.0100.0963F 0u aV=0.9092.981/2 1.57 kg1/2 s m1查手册,得0.56 ；故：h 1h Lhwh 0w0.560.04 30.017同理得：25 名师归纳总结 - - - - - - -第 25 页,共 46 页精选学习资料 - - - - - - - - - u'0.883 m s1' F 01/2 1.59 kg1/2 s m1a'=0.54 h 1 ' 0.0324 m （液柱）8.1.3 液体表面张力的阻力 h液体表面张力所产生的阻力按下式运算,即h 4 L 4 20.80 10 30.0021 m液柱L gd 0 808.6 9.81 0.005气体通过每层塔板的液柱高度 h 可按下式运算,即h p h c h 1 h 0.081 m 液柱气体通过每层塔板的压降为P Ph pg0.081 808.6 9.810.6430.7 kPa（设计答应值）h'0.0020 m液柱h'0.083 m液柱pp'0.645 kPa0.7 kPa （设计答应）8.2 液面落差对于本筛板精馏塔, 液面落差小, 且本塔的塔径和液流量不大, 所以可忽视液面落差的影响；8.3 液沫夹带液沫夹带量由下式运算,即26 名师归纳总结 - - - - - - -第 26 页,共 46 页精选学习资料 - - - - - - - - - e V5.7 106Hu ahf3.2LThf2.5 h L/ kg气故：Ve5.7 10630.40.9090.063.220.80 102.50.017 kg液/ kg气0.1 kg 液/ kg气故在本设计中液沫夹带量Ve 在答应范畴内；同理得：' Ve0.016 kg 液/ kg气0.1 kg 液8.4 漏液u0,min对筛板塔,漏液点气速u0,min可由下式运算,即4.4 C 0（0.00560.13 h Lh）LV4.4 0.772（0.00560.13 0.06808.6 0.0021）2.926.009m s16.009 m s1实际孔速：u011.68 m s1稳固系数为Ku 011.6811.941.514.327 m s1k'2.691.5u 0,min6.009u' 0,min4.327 m s' u 011.68 m s27 名师归纳总结 - - - - - - -第 27 页,共 46 页精选学习资料 - - - - - - - - - 故在本设计中无明显漏液；8.5 液泛为防止塔内发生液泛,降液管内液层高度应听从下述关系,即H d H T H 苯-甲苯物系属一般无系,取 0.5 ,就H T H 0.50.40 0.043 0.178m 液柱' 'H T H 0.50.40 0.037 0.182m 液柱而： H d h p h L h d采纳凹形液盘,一般不设进口堰,dh 可由下式运算,即' 2 2h d =0.153u 0.153 0.2 0.006 mH d 0.081 0.06 0.006 0.093 m液柱H d H T H w' 'h d 0.006 m液柱 H d 0.083 0.006 0.006 0.