苯-甲苯90000吨精馏塔设计.doc

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1、【精品文档】如有侵权，请联系网站删除，仅供学习与交流苯-甲苯90000吨精馏塔设计.精品文档. 化工原理课程设计 精馏塔设计姓名：班级：学号：指导教师：设计时间: 目 录（一）设计任务书 （二）主要物性参数表 （三）精馏塔的物料衡算（四）塔板数的确定1. 理论板层数的求取2. 全塔效率的求取3. 实际板层数的求取（五）精馏塔的工艺条件及有关物性数据计算1. 操作压力计算2. 操作温度计算3. 平均摩尔质量计算4. 液体平均密度计算5. 液体平均表面张力计算6. 液体平均黏度计算（六） 精馏塔塔体工艺尺寸计算1.塔径的计算2.精馏塔有效高度的计算（七） 塔板主要工艺尺寸的计算1. 溢流装置计算2

2、. 塔板布置（八） 筛板的流体力学验算1. 塔板压降2. 液面落差3. 液沫夹带4 漏液5. 液泛（九） 塔板负荷性能图1. 漏液线2. 液沫夹带线3. 液相负荷下限线4. 液相负荷上限线5. 液泛线 （十） 主要接管尺寸的选取 （十一） 法兰的选取 （十二） 封头的选取（十三） 设计结果汇总（十四） 精馏塔工艺流程图（十五） 设计中主要符号说明（十六） 参考文献（一）、设计任务书 一、设计题目：分离苯甲苯精馏设计二、设计任务及操作条件1设计任务 生产能力（进料量）：90000吨/年 操作周期：7200小时/年 进料组成：41（质量分率，下同） 塔顶产品组成：96 塔底产品组成：12操作条件操

3、作压力：4 Kpa进料状态：自选单板压降：0.7 kPa3设备型式：筛板塔4厂址：齐齐哈尔地区（二）、主要物性参数表 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 C6H6 7811 8012885 68334 甲苯C6H5-CH3 9213 110631857 410772. 常压下苯甲苯的气液平衡数据温度，液相中苯的摩尔分数，x气相中苯的摩尔分数，y110560000001099110025010879300711107615001121050510020810279150294100752003729884250442971330050795

4、583505669409400619926945066791405007139011550755888060079187336508258652700857854475088584408009128333850936822590095981119509808066970988802199099618001100010003饱和蒸气压P苯甲苯的饱和蒸气压可用方程求算，即式中 t_物系温度， P_饱和蒸气压，Kpa ABC_Antoine常数，其值见附表：组分ABC苯603212063522024甲苯6078134394219584.苯与甲苯的液相密度温度t，8090100110120L苯,kg/

5、m3815803.9792.5780.3768.9L甲苯,kg/m3810800.2790.3780.3770.0 5.液体表面张力温度t，8090100110120苯 , mN/m21.2720.0618.8517.6616.49甲苯 ,mN/m21.6920.5919.9418.4117.31 6液体粘度L温度t，8090100110120苯，mPa.s0.3080.2790.2550.2330.215甲苯，mPa.s0.3110.2860.2640.2540.228 7液体汽化热4温度t，8090100110120苯，KJ/Kg394.1386.9379.3371.5363.2甲苯，KJ

6、/Kg379.9373.8367.6361.2354.68塔板分块数表塔径，mm800120014016001800200022002400塔板分块3456 9塔板间距与塔径关系3塔径 D,m 0.30.5 0.50.8 0.81.6 1.62.0 2.02.4 2.4板间距HT,mm 200300300350 350450 450600 500800 800（五）、精馏塔的物料衡算2.原料液及塔顶、塔底产品的摩尔分率苯的摩尔质量MA=78.11 Kg/Kmol甲苯的摩尔质量MB=92.13 Kg/KmolXf=0.450Xd=0.966Xw=0.0123.原料液及塔顶、塔底产品的平均摩尔质量

7、0.29378.11+（1-0.450）92.1385.82Kg/Kmol0.96678.11+（1-0.966）92.1378.59Kg/Kmol0.01278.11+（1-0.012）92.1391.16Kg/Kmol4.物料衡算原料处理量 F145.7Kmol/h总物料恒算 F=D+W = 145.7苯物料恒算 145.70.4500.966D+0.012W 联立解得 D78.806Kmol/h W68.894Kmol/h式中 F-原料液流量 D-塔顶产品量 W-塔底产品量（六）塔板数的确定1.理论板层数NT的求取苯甲苯理想物系，可采取图解求理论板层数 由手册（表2）查苯甲苯物系的气液平

8、衡数据绘出X-Y图,见下图。00.20.40.60.811.200.20.40.60.811.2系列1系列2系列3 求最小回流比及操作回流比采用图解法求最小回流比。在上图中对角线线上，自点e（0.256，0.256）作垂线ef即为进料线（q线）,该线与平衡线交点坐标为yq =0.63 xq =0.41故最小回流比为:Rmin=1.53可取操作回流比为R=1.8 Rmin =1.81.53=2.75 求精馏的气、液相负荷L=RD2.7560.78167.145Kmol/hV=(R+1)D(2.75+1)60.78227.925Kmol/hLL+F167.145+145.7=312.845Kmol

9、/hVV227.925Kmol/h 求操作线方程精馏段操作线方程提馏段操作线方程实际板层数的求取 又根据 可解得=2.405 = 0.966 0.922y2 = 0.7330.922+0.258= 0.934x2=0.855y3= 0.7330.855+0.258= 0.885x3 =0.762同理可求 y4= 0.817 x4 = 0.650 y5 = 0.735 x5 = 0.530 y6 = 0.651 x6 = 0.437 y7 = 0.578 x7 = 0.364因为 x7 xf精馏段理论板层数 6x6 =0.437y6=0.595 同理可求y7= 0.516 x7= 0.359y

10、8= 0.488 x8= 0.284y 9= 0.385 x9= 0.207y10= 0.279 x10= 0.139y11= 0.185 x11= 0.095y12= 0.125 x12= 0.056y13= 0.072 x13= 0.031y14= 0.038 x14= 0.016y15= 0.017 x15= 0.0072所以n=9提馏段理论板层数 92.全塔效率ET的求取 ET=0.17-0.616lg甲苯根据塔顶塔底液相组成查图表6，得塔平均温度为95.15，该温度下进液相平均粘度为：m =0.450苯+(1-0.450) 甲苯=0.269MPas 故 ET523.实际板层数的求取精

11、馏段实际板层数 N精6/0.5212提馏段实际板层数 N=9/0.52-1=18（七）. 精馏塔的工艺条件及有关物性数据计算以精馏段为例进行计算1.操作压力计算（每块塔板压降P0.7Kpa）塔顶操作压力PD=101.3+4=105.3KPa进料板压力PF=108.3KPa总压降为P总=24P=240.7=16.8 KPa精馏段平均压力Pm=104.8 KPa2.操作温度计算（试差法）泡点方程：安托尼方程： 求塔顶温度tD其中P=105.3KPa由xD=y1=0.966查平衡曲线得x1=0.916设tD=82.4lgPA= PA=111.17KPa lgPB= PB=42.46KPa 两x值近似

12、相等，故可认为塔顶温度tD为82.10 求进料板温度tF其中P=112.3KPa查平衡曲线得xF=0.388设tF=97.97即进料板温度tF为97.97同理可得=104.4精馏段平均温度t=(82.10+97.97)/2=90.035提馏段平均温度t=(97.97+104.4)/2=101.1853.平均摩尔质量计算 塔顶平均摩尔质量计算由xD=y1=0.966，查平衡曲线，得x1=0.924MVDm0.96678.11+(1-0.966)92.1378.59Kg/KmolMLDm0.91678.11+(1-0.916)92.1379.29Kg/Kmol进料板平均摩尔质量计算由理论板，得yF

13、=0.492查平衡曲线，得xF=0.450MVFm=0.49278.11+（1-0.492）92.13=85.3 Kg/KmolMLFm=0.45078.11+(1-0.450)92.13=85.8 Kg/Kmol精馏段平均摩尔质量MVm=(78.6+85.3)/2=81.95Kg/KmolMLm=(78.2+85.8)/2=82.0Kg/Kmol4.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,即vm=PmMvm/RTm=(104.281.95)/8.314(90.035+273.15)=2.84Kg/m3 液相平均密度计算液相平均密度计算依下式计算，即1/Lm=ai/i1塔顶液相平

14、均密度计算由tD=82.4查得A=812.7Kg/m3 B=807.9 Kg/m3 LDM=1/ (0.96/821.7+0.04/807.9)=811.3 Kg/m32进料板液相平均密度计算由tF=97.97 进料板液相的质量分率A =0.26 LFM=792.81Kg/m3 精馏段液相平均密度为Lm =802.05 Kg/m35.液体平均表面张力计算液相平均表面张力依下式计算，即Lm=xii 塔顶液相平均表面张力的计算： 由tD=82.10, 查表5得：LDm=0.96621.02+0.03421.47=21.04 mN/m 进料板液相平均表面张力的计算：由tF=97.97 ,查表5得：L

15、Fm= 0.29319.1+0.70720.07=19.79 mN/m精馏段液相平均表面张力为Lm=(21.04+19.79)/2=20.415 mN/m6.液体平均粘度计算 液相平均粘度依下式计算，即lgLm=xilgi 塔顶液相平均粘度的计算由tD=82.10，查表6得：lgLDm=0.966lg(0.302)+0.034lg(0.30) 解得：LDm=0.30 mPa.s 进料板液相平均粘度的计算 由tF=97.97 查表6得：lgLFm=0.293lg(0.259)+0.707lg(0.268) 解得：LFm=0.265mPa.s精馏段液相平均粘度为LFm=（0.3+0.265）=0.

16、282 mPa.s（八）精馏塔的塔体工艺尺寸计算1.塔径的计算 精馏塔的气、液相体积流率为： VS=VMVm/3600Vm=(186.1481.95)/(36002.84)=1.49 m3/sLS=LMLm/3600Lm=(144.3183.1)/(3600802.05)=0.00415m3/s由 可知式中C= C20(L/20)0.2计算，其中的C20由图中所查取其中横坐标为： (Ls/Vs)*(Pl/Pv)0.5=0.0638取板间距HT=0.45m , 板上液层高度hL=0.06m,则HThL=0.450.06=0.39m史密斯关联图由上图可查得：C20=0.063 C=C20(L/20

17、)0.2= 0.063(20.415/20)0.2=0.064umax=0.064(802.052.84)/2.841/2=1.07m/s取安全系数为0.7，则空塔气速为u=0.7umax=0.71.07=0.749 m/sD=(4Vs/u)1/2=(41.49)/(3.140.749)1/2=1.592m按标准塔径圆整后为： D=1.6m 塔截面积为：AT=(3.14/4)D2=（3.14/4）1.62=2.01m2 实际空塔气速为：u= Vs/AT =1.49/2.01=0.74m/s2. 塔高的计算=(30-3-1)*0.45+3*0.45+0.9+2+0.5+3=20.8m式中 -塔高

18、，m；n实际塔板数 -人孔数（按八层塔板设一人孔，需三个人孔） -设人孔处的板间距，m（人孔直径一般为450-600，取600mm） -塔顶空间高度，m（通常取为1.5-2.0，取2.0） -塔底空间高度，m（经验值，取2m） -封头高度，m（经验值，取0.5m） -裙座高度，m（经验值，取3m）(九). 塔板主要工艺尺寸的计算 1溢流装置的计算因为塔径D=1.60m 可以选用单溢流弓形降液管，采用凹形受液盘。各项计算如下：因塔径D1.0m，可选用单溢流弓形降液管，采用凹形受液盘。对精馏段各项计算如下： a)溢流堰长：单溢流去lW=（0.60.8）D，取堰长为0.66D=0.661.6=0.6

19、6mb)出口堰高 由，查手册，知E=1.042,依式可得故c)降液管的宽度与降液管的面积：由查手册得，计算液体在降液管中停留时间以检验降液管面积，即（大于5s，符合要求）d)降液管底隙高度：取液体通过降液管底隙的流速（0.07-0.25）符合（）e)受液盘 采用凹形受液盘，不设进堰口，深度为50mm 对提溜段：a)溢流堰长：单溢流去lW=（0.60.8）D，取堰长为0.8D=0.81.0=0.8mb)出口堰高：由，查手册得E=1.02,依式可得故c)降液管的宽度与降液管的面积：由查手册得 ，故， 计算液体在降液管中停留时间以检验降液管面积，即（大于5s，符合要求）d)降液管底隙高度：取液体通过

20、降液管底隙的流速（0.07-0.25）依公式：符合（）(2) 塔板布置 塔板的分块 因D800mm，故塔板采用分块式。查表得，塔极分为4块。对精馏段：a)取边缘区宽度Wc=0.05m(3050mm),安定区宽度，（当D1.5m时，Ws=6075mmb)依公式：计算开空区面积得：c)筛孔数与开孔率：取筛空的孔径为，正三角形排列，一般碳钢的板厚为,取，故孔中心距筛孔数：个， 则（在515范围内）则每层板上的开孔面积为气体通过筛孔的气速为对提馏段：a)取边缘区宽度Wc=0.05m(3050mm),安定区宽度，（当D1.5m时，Ws=6075mmb)依公式 计算开空区面积c)筛孔数与开孔率：取筛空的孔

21、径为，正三角形排列，一般碳的板厚为,取，故孔中心距筛孔数个， 则（在515范围内）则每层板上的开孔面积为气体通过筛孔的气速为（十） 筛板的流体力学验算 塔板的流体力学计算，目的在于验算预选的塔板参数是否能维持塔的正常操作，以便决定对有关塔板参数进行必要的调整，最后还要作出塔板负荷性能图。(1) 气体通过筛板压强相当的液柱高度对精馏段：a)干板压降相当的液柱高度：依，查干筛孔的流量系数图得，C0=0.78 由式b)气体穿过板上液层压降相当的液柱高度：由与关联图查得板上液层充气系数=0.57，依式c)克服液体表面张力压降相当的液柱高度：依式故则单板压强：(2) 液面落差 对于筛板塔，液面落差很小，

22、且本例的塔径和液流量均不大，故可忽略液面落差的影响。 (3) 液沫夹带故在设计负荷下不会发生过量雾沫夹带。(4) 漏液由式=6.32m/s筛板的稳定性系数，故在设计负荷下不会产生过量漏液。(5) 液泛为防止降液管液泛的发生，应使降液管中清液层高度依式， 而H=0.0724+0.0342+0.00183=0.1084m取，则故在设计负荷下不会发生液泛。根据以上塔板的各项液体力学验算，可认为精馏段塔径及各项工艺尺寸是适合的。对提溜段：a)干板压降相当的液柱高度：依，查干筛孔的流量系数图得，C0=0.78由式b)气体穿过板上液层压降相当的液柱高度： 由与关联图查得板上液层充气系数=0.58，依式c)

23、克服液体表面张力压降相当的液柱高度：依式， 故则单板压强：(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，故可忽略液面落差的影响。(3) 液沫夹带 故在设计负荷下不会发生过量雾沫夹带。(4) 漏液由式筛板的稳定性系数，故在设计负荷下不会产生过量漏液。(5) 液泛为防止降液管液泛的发生，应使降液管中清液层高度依式， 而H=0.1139m 取，则故在设计负荷下不会发生液泛。根据以上塔板的各项液体力学验算，可认为精馏段塔径及各项工艺尺寸是适合的。9 塔板负荷性能图 对精馏段：漏液线由在操作范围内，任取几个Ls值，依上式计算出Vs值，计算结果列于下表。 Ls /(m3/s) 0

24、.0050.0120.030.035Vs /(m3/s)0.33670.37120.42930.4419由上表数据即可作出漏液线。 (2) 液沫夹带线 以 0.1kg液/kg气为限，求 Vs-Ls关系如下：由联立以上几式，整理得在操作范围内，任取几个Ls值，依上式计算出Vs值，计算结果列于下表。 Ls /(m3/s) 0.0050.0120.030.035Vs /(m3/s)1.5561.2660.7120.581由上表数据即可作出液沫夹带线2。 (3)液相负荷下限线 对于平直堰，取堰上液层高度hOW0.006m作为最小液体负荷标准。由公式得据此可作出与气体流量无关的垂直液相负荷下限线3。(4

25、)液相负荷上限线 以4s作为液体在降液管中停留时间的下限 据此可作出与气体流量元关的垂直液相负荷上限线0.0474。 (5) 液泛线令 由联立得忽略ho，将how与Ls，hd与Ls，hc与Vs的关系式代人上式，并整理得 式中：将有关的数据代入整理，得在操作范围内，任取几个Ls值，依上式计算出Vs值，计算结果列于下表。 Ls /(m3/s) 0.0050.0120.030.035Vs /(m3/s)1.2461.1180.8220.733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，如图所示。 00.511.522.5300.0050.010.015系列2系列3系列4

26、系列5系列1图2 精馏段筛板负荷性能图 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 Vs,max=1.4 m3/s Vs,min=0.3 m3/s故操作弹性为 Vs,max / Vs,min=5.19所设计筛板的主要结果汇总于表。 对提馏段（1） 漏液线 由得在操作范围内，任取几个Ls值，依上式计算出Vs值，计算结果列于下表。 Ls /(m3/s) 0.0050.0120.030.035Vs /(m3/s)0.04280.04380.04550.0459由上表数据即可作出漏液线。 (2) 液沫夹带线 以 0.1kg液

27、/kg气为限，求 Vs-Ls关系如下： 由在操作范围内，任取几个Ls值，依上式计算出Vs值，计算结果列于表3-20。 Ls /(m3/s) 0.0050.0120.030.035Vs /(m3/s)1.1430.93130.52820.4328由上表数据即可作出液沫夹带线2。（3）液相负荷下限线 对于平直堰，取堰上液层高度hOW0.006m作为最小液体负荷标准。由式得 据此可作出与气体流量无关的垂直液相负荷下限线3。 （4）液相负荷上限线 以4s作为液体在降液管中停留时间的下限 据此可作出与气体流量元关的垂直液相负荷上限线4。 (5) 液泛线 令由联立得忽略ho，将hOW与Ls，hd与Ls，h

28、c与Vs的关系式代人上式，并整理得 将有关的数据代入整理，得在操作范围内，任取几个Ls值，依上式计算出Vs值，计算结果列于下表。 Ls /(m3/s) 0.0050.0120.030.035Vs /(m3/s)0.93560.8090.5100.406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， 具体如精馏段一样，比较俩个负荷性能图可知取精馏段的负荷性能图。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 Vs,max=0.92 m3/s Vs,min=0.23 m3/s故操作弹性为 Vs,ma

29、x / Vs,min=410.各接管尺寸的确定 （1）进料管 进料体积流量取适宜的输送速度，故经圆整选取热轧无缝钢管(YB231-64)，规格：实际管内流速：（2） 釜残液出料管釜残液的体积流量： 取适宜的输送速度，则经圆整选取热轧无缝钢管(YB231-64)，规格：实际管内流速：（3） 回流液管回流液体积流量利用液体的重力进行回流，取适宜的回流速度，那么经圆整选取热轧无缝钢管(YB231-64)，规格：实际管内流速：（4） 塔顶上升蒸汽管塔顶上升蒸汽的体积流量：取适宜速度，那么经圆整选取热轧无缝钢管(YB231-64)，规格：实际管内流速： （5）蒸汽进口管通入塔的水蒸气体积流量：取适宜速度

30、，那么经圆整选取螺旋电焊钢管，规格： 实际管内流速：（十三）法兰的选取1. 进料管因为进料管尺寸为108mm4mm，查手册5选取法兰Pg6Dg100HG5006-582.回流管因为回流管尺寸为159mm4.5mm,查手册选取法兰Pg6Dg150HG5006-583.釜液出口管因为釜液出口管径194mm14mm,查手册选取法兰Pg6Dg175HG5006-584.塔顶蒸汽管因为塔顶蒸汽管尺寸为377mm9mm,查手册选取法兰Pg6Dg400HG5006-58有关法兰数据如下表：Dg=6公斤厘米2Dg法 兰螺 栓DD1D2f b DmS1r d 数量直径1002051701483 18128145

31、184M161502602252023 20180155188M16175290225232322209176188M164005354954654284422182316M20（十四）封头选取因=8mm ,公称直径D=1600mm查化工设备设计手册5,取封头 Dg16003mm，其中曲面高度 H1=400mm, 直边高度H2=40mm所以，总塔高=H有效+2H封头+2=10.7+2(0.4+0.04)+20.008=11.6m（十五）设计结果汇总项目符号单位计算数据精馏段提留段各段平均压强PmkPa97.2105.1各段平均温度tm88.899.8气相流量VSm3/s1.972.13液相流量

32、LSm3/s0.00470.0098实际塔板数N块1218板间距HTm0.30.3塔的有效高度Zm5.44.2塔径Dm1.01.0空塔气速um/s0.9880.866塔板液流形式单流型单流型溢流管型式弓形弓形堰长堰高lwm0.660.80hwm0.0450.0385溢流堰宽度管底与受业盘距离Wdm0.1240.158hom0.0280.0245板上清液层高度hLm0.060.06孔径domm5.05.0孔间距tmm15.015.0孔数n个25632319开孔面积m20.050.045筛孔气速uom/s15412.89塔板压降hPkPa0.5710.551液体在降液管中停留时间s5.45.1降液管内清液层高度Hdm0.10840.1139雾沫夹带eVkg液/kg气0.015640.01079负荷上限雾沫夹带控制液泛控制负荷下限漏液控制漏液控制气相最大负荷VSmaxm3/s1.4092气相最小负荷VSminm3/s0.270.23操作弹性5.194附录（符号说明） 塔板开孔面积， 漏液点气速，m/s 降液管面积， 溢流堰高度，m 筛孔面积， V 塔内上升蒸汽流量，kmol/h 塔截面积， 塔内上升蒸汽流量，C 计算时的负荷系数，无因次 W 釜残液流量，kmol/h 流量系数，无因次 无效区宽度，mD 塔径流出液流量，kmol/h 弓形降液管宽度，mD 塔径，m