苯—甲苯板式精馏塔的工艺设计.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板式精馏塔的工艺设计.精品文档.化工原理课程设计说明书苯甲苯板式精馏塔的工艺设计工艺计算书（精馏段部分）学院：化学化工学院专业：应用化学专业设计者： 杨 钱 生班级：2007级07班学号：2007104407372010年7月1日（一） 设计题目设计一座苯-甲苯连续精馏塔，要求年产纯度为99.1%的甲苯1.9104t，塔顶馏出液中含甲苯不得高于2%，原料液中含甲苯38%（以上均为质量分数）（二） 操作条件1. 塔顶压力4kPa（表压）。2. 进料热状态自选。3. 回流比自选。4. 塔底加热蒸汽压力0.5MPa（表压）。5. 单板压降0.

2、7kPa。（三） 塔板类型筛板（四） 工作日每年300天，每天24小时连续运行。（五） 厂址天津地区（六） 设计类容1. 精馏塔的物料衡算；2. 塔板数的确定；3. 精馏塔的工艺条件及有关物性数据的计算;4. 精馏塔的塔体工艺尺寸计算；5. 塔板主要工艺尺寸的计算；6. 塔板的流体力学验算；7. 塔板负荷性能图；8. 精馏塔接管尺寸计算；9. 绘制生产工艺流程图；10. 绘制精馏塔设计条件图；11. 绘制塔板施工图（选作）；12. 对设计过程的评述和有关问题的讨论;（七） 设计基础数据表1-1苯(A)-甲苯(B)饱和蒸气压（总压1.013105Pa）温度/859095100105pA*/105

3、Pa1.1691.3351.5571.7922.042PB*/105Pa0.4600.5400.6330.7430.860表1-2 苯-甲苯物系的气液平衡数据x00.0580.1550.2560.3760.5080.6590.8301y00.1280.3040.4530.5960.7200.8300.9431表1-3 苯-甲苯部分温度下的密度温度/81.091.4815.9803.5808.88798.6设计计算设计方案的确定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。塔顶上升蒸气采用全凝器冷凝，冷凝

4、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，故操作回流比去最小回流比的倍。塔釜采用间接蒸汽加热，塔底产品经冷却后送至储罐。1. 精馏塔的物料衡算a) 原料液及塔顶、塔底产品的摩尔分率苯的摩尔质量MA=78.11kg/kmol甲苯的摩尔质量MB=92.13kg/kmolb) 原料液及塔顶、塔底产品的平均摩尔质量MF=0.65878.11+(1-0.658)92.13=82.90kg/kmolMF=0.98378.11+(1-0.983)92.13=78.59kg/kmolMF=0.01278.11+(1-0.012)92.13=91.96k

5、g/kmolc) 物料衡算原料处理量总物料衡算31.83=D+W苯物料衡算31.830.658=0.983D+0.011W联立解得D=21.19kmol/hW=10.64kmol/h2. 塔板数的确定a)理论板层数NT的求取苯-甲苯属理想物系，可采用图解法求理论板层数。i. 由手册查得苯-甲苯物系的气液平衡数据表1-2，绘出x-y图，如图1-1。ii. 求最小回流比及操作回流比。采用作图法求最小回流比。在图1-1中对角线上，自e(0.658,0.658)作垂线ef即为进料线(q线)，该线与平衡线的交点坐标为xq=0.658yq=0.828故最小回流比为取操作回流比为R=2Rmin=20.91=

6、1.82iii. 求精馏塔的气、液相负荷L=RD=1.8221.19=38.57kmol/hV=(R+1)D=(1.82+1)21.19=59.76kmol/hL=L+F=38.57+31.83=70.40kmol/hV=V=59.76kmol/hiv. 求操作线方程精馏段操作线方程为提馏段操作线方程为v. 图解法求理论板层数采用图解法求理论塔板层数，如图1-1所示。求解结果为总理论板层数NT=14(包括再沸器)进料板位置NF=6b) 实际塔板数的求取精馏段实际板层数N精=5/0.52=9.610提馏段实际板层数N提=9/0.52=17.3183. 精馏塔的工艺条件及有关物性数据的计算以径流段

7、为例进行计算a) 操作压力计算塔顶操作压力PD=101.3+4=105.3kPa每层塔板压降P =0.7kPa进料板压力PF=105.3+0.710=112.3kPa精馏段平均压力Pm=(105.3+112.3)/2=108.8kPab) 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东尼方程计算，计算过程略。计算结果如下：塔顶温度tD=81.0进料板温度tF=91.4精馏段平均温度tm=(81.0+91.4)/2=86.2c) 平均摩尔质量塔顶平均摩尔质量计算由xD=y1=0.983,查平衡曲线（见图1-1），得x1=0.955MVDm=0.9837

8、8.11+(1-0.983)92.13=78.34kg/kmolMLDm=0.95578.11+(1-0.955)92.13=78.74kg/kmol进料平均摩尔质量计算由图解理论板（见图1-1），得yF=0.808查平衡曲线（见图1-1），得xF=0.630MVFm=0.80878.11+(1-0.808)92.13=80.80kg/kmolMLFm=0.63078.11+(1-0.630)92.13=83.30kg/kmol精馏段平均摩尔质量MVm=（78.34+80.80）/2=79.57kg/kmolMLm=（78.74+83.30）/2=81.02kg/kmold) 平均密度计算i.

9、 气相平均密度计算由理想气体状态方程计算，即ii. 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tD=81.0,查“化学化工物性数据手册 有机卷1”P305得进料板液相平均密度的计算由tF=91.4,查手册得进料板液相的质量分率精馏段液相平均密度为e) 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tD=81.0,查手册得进料板液相平均表面张力的计算由tF=91.4,查手册得精馏段液相平均表面张力为f) 液体平均粘度计算液相平均粘度依下式计算，即塔顶液相平均粘度的计算由tD=81.0,查“化学化工物性数据手册 有机卷1”P303得进料板液相

10、平均粘度的计算由tF=91.4,查“化学化工物性数据手册 有机卷1”P303得精馏段液相平均粘度为4. 精馏塔的塔体工艺尺寸计算a) 塔径的计算精馏段的气、液相体积流率为由 式中计算，其中的C20由“史密斯关联图”查取，图的横坐标为取板间距HT=0.40m,板上液层高度hL=0.04m,则HT-hL=0.40-0.04=0.36m查“史密斯关联图”得C20=0.073取安全系数为0. 6，则空塔气速为u=0.6umax=0.61.235=0.887m/s按标准塔径圆整后为D=1.0m塔截面积为实际空塔气速为b) 精馏塔有效高度的计算精馏段有效高度为Z精=(N精-1)HT=(10-1)0.40=

11、3.6m提馏段有效高度为Z提=(N提-1)HT=(18-1)0.40=6.8m在进料板上方开一人孔，其高度为0.8m故精馏塔的有效高度为Z=Z精+Z提+0.8=11.2m5. 塔板主要工艺尺寸的计算a) 溢流装置计算因塔径D=1m，可选用单溢流弓形降液管，采用凹形受液盘。各项计算如下：i. 堰长lW取lW=0.66D=0.661.0=0.66mii. 溢流堰高度hW由hW=hL-hOW选用平直堰，堰上液层高度近似取E=1,则取板上清液层高度hL=40mm故hW=0.04-0.0094=0.031miii. 弓形降液管宽度Wd和截面积Af由 查“弓形降液管的参数图”，得故Af=0.0722AT=

12、0.07220.503=0.0363m2Wd=0.124D=0.1241.0=0.124m依式验算液体在降液管中停留时间，即故降液管设计合理。iv. 降液管底隙高度h0取u0=0.08m/s则hw-h0=0.051-0.031=0.0097m0.006m故降液管底隙高度设计合理。选用凹形受液盘，深度hw=50mm。b) 塔板布置i. 塔板的分块因D800mm，故塔板采用分块式。查“塔板分块数表”得，塔板分为3块。ii. 边缘区宽度的确定取Ws=Ws=0.065m，Wc=0.035m。iii. 开孔区面积计算开孔区面积其中故iv. 筛孔计算及其排列本题所处理的物系无腐蚀性，可选用碳钢板，取筛孔直

13、径d0=5mm。筛孔按正三角形排列，取孔中心距t为t=3d0=35=15mm筛孔数目n为开孔率为6. 塔板的流体力学验算a) 塔板压降i. 干板阻力hc计算干板阻力hc由式计算，由，查“干筛孔的流量系数图”得，c0=0.772故ii. 气体通过液层的阻力hl计算气体通过液层的阻力h1由式计算查“充气系数关联图”，得0.57故iii. 液体表面张力的阻力计算表面张力所产生的阻力由式计算气体通过每层塔板的液柱高度hp可按下式计算气体通过每层塔板的压降为b) 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。c) 液沫夹带液沫夹带量由式计算故故在本设计中液沫夹带量

14、eV在允许范围内。d) 漏液对筛板塔，漏液点气速u0,min可如下计算实际孔速u0=8.52m/su0,min稳定系数为故在本设计中无明显漏液。e) 液泛为防止塔内发生液泛，降液管内液层高应有苯-甲苯物系属一般物系，取，则而板上不设进口堰，hd可由式计算，即Hd=0.047+0.40+0.001=0.088m液柱故在本设计中不会发生液泛现象。7. 塔板负荷性能图a) 漏液线由得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/s0.00060.00150.00300.0045Vs，m3/s0.2800.2910.3050.317由上表数据即可作出漏液线1。b

15、) 液沫夹带线以ev=0.1kg液/kg气为限，求Vs-Ls关系如下:由故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/s0.00060.00150.00300.0045Vs，m3/s1.4461.3841.3041.236由上表数据即可作出液沫夹带线2c) 液相负荷下限线对于平直堰，取堰上液层高度hOW=0.006m作为最小液体负荷标准，则=0.006取E=1，则据此可作出与气体流量无关的垂直液相负荷下限线3。d) 液相负荷上限线以作为液体在降液管中停留时间的下限，则故据此可作出与气体流量无关的垂直液相负荷上线线4e) 液泛线令由联立得忽略，将与LS，

16、与LS，与VS的关系式带入上式，并整理得式中将有关数据代入，得故或在操作范围内，任取几个LS值，依上式计算出VS值，计算结果列于下表。Ls，m3/s0.00060.00150.00300.0045Vs，m3/s1.2261.1871.1201.040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，如下。在负荷性能图上，作出操作点A，连接OA，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。并可查得Vs,max=1.163m3/sVs,min=0.282m3/s故操作弹性为所设计筛板的主要结果汇总于下表。序号项目数值1平均温度tm,86.22平均压力

17、Pm,kPa108.83气相流量Vs,(m3/s)2.854液相流量Ls,(m3/s)808.65实际塔板数286有效段高度Z,m11.27塔径D，m1.08板间距HT，m0.49溢流形式单溢流10降液管形式弓形11堰长lW，m0.6612堰高hW，m0.03113板上液层高度hL，m0.0414堰上液层高度hOW，m0.009415降液管底隙高度h0，m0.02116安定区宽度WS，m0.06517边缘区宽度WC，m0.03518开孔区面积Aa，m20.53219筛孔直径d0，m0.00520筛孔数目n273121孔中心距t，m0.01522开孔率，%10.123空塔气速u，m/s0.583

18、24筛孔气速u0，m/s8.5225稳定系数K1.6026每层塔板压降Pp，Pa37127负荷上限液泛控制28负荷上限漏液控制29液沫夹带eV，（kg液/kg气）0.002730气相负荷上限，m3/s1.16331气相负荷下限，m3/s0.28232操作弹性4.1248. 精馏塔接管尺寸计算1.塔顶蒸汽出口管径依据流速选取，但塔顶蒸汽出口流速与塔内操作压力有关，常压可取1220m/s。2.回流液管径回流量前已算出，回流液的流速范围为0.20.5m/s；若用泵输送回流液，流速可取12.5 m/s。3.加料管径料液由高位槽自流，流速可取0.40.8 m/s；泵送时流速可取1.52.5m/s。4.料

19、液排出管径塔釜液出塔的流速可取0.51.0m/s。5.饱和蒸汽管径蒸汽流速：295kPa：2040 m/s；2950 kPa：80 m/s。9. 绘制生产工艺流程图10. 绘制精馏塔设计条件图11. 绘制塔板施工图（选作）12. 对设计过程的评述和有关问题的讨论这是我们人生中第一次做课设，也是第一次比较系统的将理论与实际相联系（虽然很大一定程度上仍然是比较理论化的）。在这次设计过程中，我学到了不少东西。我认识到实际中，操作条件下，会要求的设计有多苛刻。有一些前面的演算完全没有错，结果在验算是才发现错了，又必须重新修改。还有塔径、塔高等重要数据都是可以计算出来的，虽然计算结果难免与实际有一定冲突，但是，还是有一定指导意义的，尤其是在考虑了一些实际情况后，便几乎不会有什么冲突。更重要的是，我还学会了自主学习，这次老师几乎没直接教我们什么东西，而是要求我们自己查找资料，这在以后的学习和生活中都是很有实际意义的，因为我们已经学会了自己找需要的东西。