毕业设计-化工原理---分离苯—甲苯混合物5000kgh的连续操作精馏装置.doc

天津商业大学化工学院化工原理课程设计各专业全套优秀毕业设计图纸天津商业大学食品科学与工程系化 工 原 理 课 程 设 计说 明 书 设计题目：分离苯甲苯混合物5000kg/h的连续操作精馏装置设计者：班级 食品科学与工程1202 姓名 日期 2014年12月25日 设计指导人：签名 日期 设计答辩成绩： 答辩委员会：签名 日期 绪论 4二 设计任务书 51设计题目 52. 设计方案的选定及基础数据搜集 53. 相平衡 7三 设计计算 9 1.精馏塔物料衡算 91.1原料液及塔顶、塔底产品摩尔分数 91.2原料液及塔顶、塔底产品平均摩尔质量 91.3物料衡算 92 塔板数的确定 101、理论塔板数NT的计算 10 1.1最小回流比及操作回流比的计算 . .10 1.2求精馏段气、液相负荷 10 1.3求操作线方程 10 1.4图解法计算理论板数 102、实际板层数的计算 . .11四工艺条件及相关物性数据的计算 . 111、操作压力计算 .112、操作温度计算 . 123、平均摩尔质量计算 .124、平均密度计算 .135、液体平均表明张力计算 .156、液体平均黏度计算 .157气液负荷计算 .16五 精馏塔塔体工艺尺寸计算 171、塔径的计算 .172、精馏塔有效高度的计算 18六 塔板主要工艺尺寸计算 .181、溢流装置计算 . 18 1.1堰长lw . 181.2溢流堰高度 18 1.3弓形降液管宽度和截面积 . .18 1.4降液管底隙高度h0 18 2、塔板布置19 2.1塔板的分块.19 2.2边缘区宽度确定. 19 2.3开孔区面积计算.19七 筛板的流体力学验算.19 1.精馏段流体力学计算.19 11塔板压降.19 1.11干板阻力算.19 1.1.2气体通过液层的阻力算.19 1.1.3液体表面张力的阻力算.19 1.2雾沫夹带20 1.3漏液20 1.4液泛20 2.提馏段流体力学计算 .202.1塔板压降 .20 2.11气体通过液层的阻力算 202.1.2干板阻力算 .20 2.13液体表面张力的阻力算 .21 2.2雾沫夹带21 2.3漏液21 2.4液泛21八 塔板负荷性能图.21 1 精馏段 21 1.1雾沫夹带线21 1.2液泛线.22 1.3液相负荷上线.23 1.4漏液线. . 23 1.5液相负荷下限.24 2提馏段24 2.1雾沫夹带线 24 22液泛线24 23液相负荷上线. .2524漏液线.25 2.5液相负荷下限. 26九 板式塔附件设计261. 总塔结构262. 冷凝器273. 再沸器27十 精馏塔设计计算结果摘要.27十一 对本设计的评述27十二 参考文献30十三 附图（带控制点的工艺流程简图、主体设备设计条件图）緒 论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离，利用液相混合物中各组分的挥发度的不同，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离。根据生产上的不同要求，精馏操作可以是连续的或间歇的，有些特殊的物系还可采用衡沸精馏或萃取精馏等特殊方法进行分离。本设计的题目是苯-甲苯连续精馏筛板塔的设计，即需设计一个精馏塔用来分离易挥发的苯和不易挥发的甲苯，采用连续操作方式，需设计一板式塔将其分离。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气冷凝冷凝液在泡点下一部分回流至塔内，其余部分经产品冷却后送至储罐。该物系属于易分离物系，最小回流比比较小，所以操作回流比采取最新回流比的2倍。塔釜采用间接蒸汽加热，塔底产品经冷却后送至储罐。 板式精馏塔设计任务书设计题目苯-甲苯连续精馏筛板塔的设计。二、设计任务进料量：21.6千吨/年操作周期：300×247200小时/年进料组成：50%（质量分率）塔顶产品组成：93%塔底<2压力4kpa单板压降<0.7kpa全塔效率:50%进料热状况参数自选回流比自选设计方案的选定及基础数据的搜集 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。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人精馏塔内。塔顶上升蒸气采用全凝器冷凝，冷凝液在泡点下一部分回流至塔内，其余部分经产品冷却器冷却后送至储罐。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1.8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至储罐。其中由于蒸馏过程的原理是多次进行部分汽化和冷凝，热效率比较低，但塔顶冷凝器放出的热量很多，但其能量品位较低，不能直接用于塔釜的热源，在本次设计中设计把其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38mm，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： () 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。 () 处理能力大，比同塔径的泡罩塔可增加1015。 () 塔板效率高，比泡罩塔高15左右。 () 压降较低，每板压力比泡罩塔约低30左右。 筛板塔的缺点是： () 塔板安装的水平度要求较高，否则气液接触不匀。 () 操作弹性较小(约23)。() 小孔筛板容易堵塞。下图是板式塔的简略图：表1 苯和甲苯的物理性质项目分子式分子量M沸点（）临界温度tC（）临界压强PC（kPa）苯AC6H678.1180.1288.56833.4甲苯BC6H5CH392.13110.6318.574107.7表2 苯和甲苯的饱和蒸汽压温度80.1859095100105110.6,kPa101.33116.9135.5155.7179.2204.2240.0，kPa40.046.054.063.374.386.0利用公式 ; 得出下表：温度t/80.284889296100104108110.4xA1.0 0.83 0.639 0.508 0.376 0.255 0.1550.0580yA1.0 0.93 0.82 0.72 0.596 0.452 0.3040.1280表3 常温下苯甲苯气液平衡数据（2：例11附表2）温度80.1859095100105液相中苯的摩尔分率1.0000.7800.5810.4120.2580.130汽相中苯的摩尔分率1.0000.9000.7770.6300.4560.262表4 纯组分的表面张力(1：附录图7)温度8090100110120苯，mN/m甲苯，Mn/m21.221.72020.618.819.517.518.416.217.3表5 组分的液相密度(1：附录图8)温度()8090100110120苯,kg/814805791778763甲苯,kg/809801791780768表6 液体粘度µ（1：）温度()8090100110120苯（mP.s）0.3080.2790.2550.2330.215甲苯（mP.s）0.3110.2860.2640.2540.228表7常压下苯甲苯的气液平衡数据温度t液相中苯的摩尔分率x气相中苯的摩尔分率y110.560.000.00109.911.002.50108.793.007.11107.615.0011.2105.0510.020.8102.7915.029.4100.7520.037.298.8425.044.297.1330.050.795.5835.056.694.0940.061.992.6945.066.791.4050.071.390.1155.075.580.8060.079.187.6365.082.586.5270.085.785.4475.088.584.4080.091.283.3385.093.682.2590.095.981.1195.098.080.6697.098.880.2199.099.6180.01100.0100.0三 设计计算精馏塔的物料衡算（1）原料液及塔顶塔底产品的摩尔分数。苯的摩尔质量 M a=78.11kg/kmol甲苯的摩尔质量Mb=92.13kg/kmol54013.92/5.011.78/5.011.78/5.0xF=+=94.013.92/07.011.78/93.011.78/93.0xD=+=012.013.92/99.011.78/01.011.78/01.0xW=+=原料液，及塔顶，塔底产品的平均摩尔质量原料液及塔顶、塔底产品的平均摩尔质量 )/(kg .56 843.192)54.01(11.7854.0kmolMF=´-+´=)/(kg78.953.192)94.01(11.7894.0kmolMD=´-+´=)/91.96(kg3.192)012.01(11.78012.0kmolMW=´-+´=物料衡算 原料处理量)/(35.48.2430056.8421600000hkmolF=´´=总物料衡算D+W=35.48(Kmol/h)苯物料衡算84.56F=78.95D+91.96W F=35.48联立解得 D=19.47(Kmol/h) W=15.91(Kmol/h)式中 F-原料液流量 D-塔顶产品量 W-塔底产品量塔板数的确定 （1）理论板层数NT的求取 苯一甲苯属理想物系，可采图解法求理论板层数。由手册查的苯甲苯物系的气液平衡数据，绘得x-y图。采用作图法球的最小回流比。在平衡图的对角线上，自点e(0.54,0,54)作垂线ef即为进料线q线，该线与平衡线的交点坐标为Y= 0.774 x= 0.54 最小回流比为Rmin=(xd-y)/(y-x)=0.709取操作回流比为 28.18.1=mRR求精馏塔的气、液相负荷 L=RD=1.28×19.47=24.9216V=(R1)×D=2.28×19.47=44.3916L=L+F=24.9216+35.48=60.4016V=V=44.3916q=1求操作线方程 精馏段操作线方程为.0.41256.0111+=+=+nDnnxRxxRRy提馏段操作线方程为0043.036.1'''1-=+=+nWnnxVWxxVLy（2）图解法求理论板经图解后总理论板数为 Nt=15(包括再沸器)进料板位置Nf=6实际塔板数精馏段实际塔板数 N精=5/0.5=10提溜段实际塔板数 N提=10/0.5=20精馏塔的工艺条件及有关物性数据的计算提馏段平均压力P m2 =（112.3+119.3）/2 =115.8 kPa四工艺条件及相关物性数据的计算操作压力计算 塔顶操作压力P4+101.3 kPa=105.3KPA每层塔板压降 P0.5 kPa进料板压力105.3+0.5×10110.3 kPa精馏段平均压力 P m1 （105.3+110.3）2107.8 kPa操作温度计算 依据操作压力，由泡点方程通过试差法计算出泡点温度，其中苯、甲苯的饱和蒸气压由 安托尼方程计算，计算过程略。计算结果如下： 塔顶温度进料板温度85.53 塔底温度=105.0精馏段平均温度=（ 80.9.+85.53）/2 = 83.24提馏段平均温度=（85.53+105.0）/2 =95.27平均摩尔质量计算 塔顶平均摩尔质量计算 由xD=y1=0.957,代入相平衡方程得x1=0.959进料板平均摩尔质量计算 由上面理论板的算法，得0.877， 0.742塔底平均摩尔质量计算由xw=0.077,由相平衡方程，得yw=0.171精馏段平均摩尔质量 提馏段平均摩尔质量平均密度计算 气相平均密度计算 由理想气体状态方程计算，精馏段的平均气相密度即)/(88.2)15.27324.83(314.809.798.1073mkgRTPVmMVm=+´´=r提馏段的平均气相密度液相平均密度计算 液相平均密度依下式计算，即 塔顶液相平均密度的计算 由tD80.94，查手册得 塔顶液相的质量分率 进料板液相平均密度的计算 由tF85.53，查手册得 进料板液相的质量分率 塔底液相平均密度的计算 由tw105.0，查手册得 塔底液相的质量分率 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 液相平均表面张力依下式计算，即 塔顶液相平均表面张力的计算 由 tD80.94，查手册得 进料板液相平均表面张力的计算 由tF85.53，查手册得 塔底液相平均表面张力的计算 由 tW105.0，查手册得 精馏段液相平均表面张力为 提馏段液相平均表面张力为 液体平均粘度计算 液相平均粘度依下式计算，即 Lm=xii塔顶液相平均粘度的计算 由 tD80.94，查手册得 进料板液相平均粘度的计算 由tF85.53，查手册得 塔底液相平均粘度的计算 由tw105.0，查手册得 精馏段液相平均粘度为 提馏段液相平均粘度为 气液负荷计算 精馏段：)/(00068.06.810360021.80.24.923600)/(24.92.19.4728.1)/(0.33690.2360009.7944.39.3600)/(44.39.19.47)128.1()1(33smMVLhkmolDRLsmMVVhkmolDRVLmLmSVmVms=´´=×=´=×=´´=×=´+=+=rr 提馏段： )/(0018.015.796360039.86.60.43600)/(60.4.35.4819.4728.1)/(0.33621.3360079.8489.2743600)/(44.39.119)131.1()1()1(33smMVLhkmolqFDRLsmMVVhkmolFqDRVLmLmSVmVms=´´=×=+´=+×=´´=×=´+=-+=rr五 精馏塔的塔体工艺尺寸计算 塔径的计算塔板间距HT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。表7 板间距与塔径关系塔径DT，m0.30.50.50.80.81.61.62.42.44.0板间距HT，mm200300250350300450350600400600对精馏段：初选板间距，取板上液层高度，故；0338.09.265.810.0.33600068.05.05.0=÷øöçèæ÷øöçèæ=÷÷øöççèæ÷÷øöççèæVSLSVLrr查史密斯关联图 得C20=0.070；依式校正物系表面张力为时0.0707 可取安全系数为0.7，则（安全系数0.60.8），故 )(0.719826.014.3.0.33644)/(826.0180.17.07.0maxmVDsmS=´´=´=pmmm按标准,塔径圆整为1.0m对提馏段：初选板间距，取板上液层高度，故；0.0717查2：图38得C20=0.068；依式=0.069校正物系表面张力为时)(.0.75759.014.3.0.33644)/(759.008.17.07.0)/(08.121.321.315.796069.0maxmaxmVDsmsmCSVVL=´´=´=-=-=pmmmrrrm按标准,塔径圆整为1.0m将精馏段和提溜段相比较可以知道二者的塔径不一致，根据塔径的选择规定，对于相差不大的二塔径取二者中较大的，因此在设计塔的时候塔径取1.0m。精馏塔有效高度的计算Z精=（10-1）*0.4=3.6mZ提=（20-1）*0.4=7.6m在精馏塔上方开一人孔，高度为0.8m所以精馏塔总高度为3.6+7.6+0.8=12m六 塔板主要工艺尺寸的计算溢流装置计算 因塔径为1m可以选用单溢流弓形降液管 堰长Lw=0.66D=0.66m溢流堰高度Hw=hl-how选用平直How=84/1000*1*(0.00088*7*3600/0.66)=0.094选取上清液层高度HL=60mmHw=0.06-0.0094=0.0506m弓形降液管高度Wd和截面积Af由Lw/D=0.66Af/at=0.0722，Wd/D=0.124所以Af=0.0722 *0.785=0.0567m2Wd=0.124*1=0.124所以停留时间=3600*Af*Ht/Lh=3600*0.0567*0.4/0.0017*3600=13.34>5所以设计合理弓形降液管低隙高度 Ho=Lh/3600*0.66*0.08=0.0167Hw-h0=0.056-0.0167=0.0339所以设计合理塔板布置根据经验值取无效区宽度Wc=0.04m、安定区宽度Ws=0.07m1x=D/2-(Wd+Ws)=1.0/2-(0.129+0.04)=0.331mR=D/2-WC=1.0/2-0.04=0.46m代入Aa=2×0.331 (0.462-0.3312)0.5+3.14/180×0.462Sin-1(0.331/0.46)=0.551m2筛孔数n与开孔率取筛空孔径dO=5mm，正三角形排列，筛板碳钢厚度=3mm取t/dO =4.0 孔心距t=4×dO=3×5=20mm塔板上的筛孔数n=(1158×103/t2)×Aa=1158×103/202×0.551=1894孔塔板上开空区的开空率= A0/Aa=0.907/(t/ dO)2=0.907/16=5.67%(在515%范围内)。每层塔板上开孔面积A0=× Aa=0.0567×0.551=0.0312m2气体通过筛孔的气速uo= vs/ Ao=0.372/0.0312=11.91m/s七 筛板塔的流体力学验算精馏段流体力学验算当的液体高度hp=hc+hL+h(1)干板压降相当的液体高度hL，依d0/=5/3=1.67，查图4131可知c0=0.772，hc=0.051×(uo/co)0.5×(pv/pL)=0.051×(11.56/0.772) 0.5×(2.91/802.1)=0.0401(2)气流穿过板上液层压降相当的液体高度hLUa=VS/(AT-AF)=0.271/(0.785-0.0567)=0.037m/sFa= Ua(v)0.5=0.853×(2.91)0.5=1.46 查的=0.61， Hl=0.61*(0.0506+0.094)=0.088(3)克服液体表面张力压降相当的液体高度hh=4/(Lgd0)=4×20.4731×10-3/(802.13×9.81×0.005)=2.86×10-3mhp=0.0372+0.039+2.86×10-3=0.07926m单板压降p= hpLg=0.07926×802.13×9.81=623Pa(设计允许值）2.雾沫夹带量ev的验算ev=5.7×10-6/(Ua/HT-hf)3.2=5.7×10-6/(20.2731×10-3)×0.51/(0.40-2.5×0.06)3.2=0.00141kg液/kg气<0.1 kg液/kg气故在设计负荷下不会发生过量雾沫夹带。3.漏液检验 Uow=4.4C0(0.0056+0.13hL- h) L/v0.5=4.4×0.772×(0.0056+0.13×0.06- 0.002061）×802.13 /2.910.5=6.53筛板的稳定性k=Uo /Uow=11.91/6.53=1.82(>1.5)故在设计负荷下不会发生过量漏液4.液泛检验为防止降液管液泛的发生，硬是降液管中青液层高度Hd(HT+hw)Hd=hp+hL+hdhd=0.153(LS/lw/h0)2=0.153×(9.62×10-4/0.65/0.0148)2=0.00153mHd=0.0783+0.06+0.00153=0.140m取=0.5则(HT+hw)=0.5×(0.4 +0.0511)=0.225m故Hd(HT+hw)，在设计负荷下不会发生液泛。根据以上踏板的各项流体力学验算，可以认为精馏段塔径及各工艺尺寸是合适的。提留段流体力学验算1.气体通过筛板压降相当的液体高hp=hc+hL+h(1)干板压降相当的液体高度hL，依d0/=5/3=1.67，、查图413 可知c0=0.84，hc=0.051×(uo/co)0.5×(pv/pL)=0.051×(11.99/0.84) 0.5×(2.99/799.96)=0.043 0.072(2)气流穿过板上液层压降相当的液体高度hLUa=VS/(AT-AF)=0.363/(0.451/0.0785-0.0567)=0.651m/sFa= Ua(v)0.5=0.651×(3.24)0.5=1.107取板上液层充气系数0为0.64hl=0 hL=0(hw+how)=0.64×0.07=0.0448m(3)克服液体表面张力压降相当的液体高度hh=4/(Lgd0)=4×18.68×10-3/(782.94×9.81×0.005)=0.00195mhp=0.043+0.0448+0.00195=0.08975m单板压降p= hpLg=0.08975×782.94×9.81=689.3Pa<0.7kPa(设计允许值)2.雾沫夹带量ev的验算ev=5.7×10-6/(Ua/HT-hf)3.=5.7×10-6/(18.68×10-3)0.615/(0.4-0.175)3.2=0.012kg液/kg气<0.1 kg液/kg气故在设计负荷下不会发生过量雾沫夹带。3.漏液检验 Uow=4.4C0(0.0056+0.13hL- h) L/v0.5=4.4×0.84×(0.0056+0.13×0.07- 0.00195) ×782.94 /3.240.5=6.488筛板的稳定性k=Uo /Uow=11.99/6.488=1.848(>1.5)故在设计负荷下不会发生过量漏液。4.液泛检验为防止降液管液泛的发生，硬是降液管中青液层高度Hd(HT+hw)Hd=hp+hL+hdhd=0.153(LS/lw/h0)2=0.153×(0.0021/0.585/0.036)2=0.00152mHd=0.08975+0.07+0.00152=0.161m取=0.5则(HT+hw)=0.5×(0.4+0.0534)=0.2267m故Hd(HT+hw)，在设计负荷下不会发生液泛。根据以上踏板的各项流体力学验算，可以认为精馏段塔径及各工艺尺寸是合适的。八 塔板的负荷性能图精馏段负荷性能图1.雾沫夹带线(1)ev=5.7×10-6/(Ua/HT-hf)3.2式中Ua=VS/(AT-Af)= VS/(0.0557/0.071-0.0557)=1.372 VS (a)hf=2.5(hw +how)=2.5hw+2.84×10-3E(3600LS/2.6)2/3近似取E=1.0, hw=0.051,lw=0.65m故hf=2.5×0.051+2.84×10-3×1.0×(3600LS/0.65)2/3=0.127+2.22