2022年苯与甲苯连续精馏塔设计方案青海大学.docx

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1、精选学习资料 - - - - - - - - - 化 工 过 程 设 备 设 计设计题目：设计一座处理苯 设计人：旷天亮 班级： 11 级化工 设计结果概要或设计结果一览表 第五章 .对本设计的评述和有关问题的分析争论 .34化工原理课程设计二任务书1 一） 设计题目：试设计一座苯 甲苯连续精馏塔,要求进料量5 吨/小时,塔顶馏出液中苯含量不低于99%,塔底馏出液中苯含量不高于 2%,原料液中含苯 41%以上均为质量 %）；二）操作条件1）塔顶压强 4kPa表压）2）进料热状况气液混合进料 3）回流比自选液：气 =1：2）4）单板压降不大于0.7kPa 三）设备型式 ：筛板塔四）设备工作日 ：

2、每年 330 天,每天 24 小时连续运行五）厂址 ：西宁地区六）设计要求：1、概述2、设计方案的确定及流程说明3、塔的工艺运算4、塔和塔板主要工艺尺寸的设计（1） 塔高、塔径及塔板结构尺寸的确定；（2） 塔板的流体力学验算2 / 22 名师归纳总结 - - - - - - -第 2 页,共 22 页精选学习资料 - - - - - - - - - （3） 塔板的负荷性能图5、设计结果概要或设计结果一览表6、对本设计的评述和有关问题的分析争论 ,苯 甲苯394.1 386.9 379.3 371.5 363.2 379.9 373.8 367.6 361.2 354.6 （十三） 8、其它物性

3、数据：查相关手册得到第一章设计概述 一 塔设备的类型；塔设备是化工、炼油生产中重要的设备之一；塔设备的设计和争论,已经受 到化工行业的极大重视；在化工生产中,塔设备的性能对于整个装置的产品产量、质量、生产才能和消耗定额,以及三废处理和环境爱护等各个方面,都有特别重 大的影响；精馏过程的实质是利用混合物中各组分具有不同的挥发度；即在同一温度下,各组分的饱和蒸汽压不同这一性质,使液相中的轻组分转移到汽相中,汽相中的 重组分转移到液相中,从而达到分别的目的；因此精馏塔操作弹性的好坏直接关 系到石油化工企业的经济效益；板式塔内设置肯定数量的塔板,气体以鼓泡或喷射形式穿过板上的液层,进 行传质与传热；在

4、正常操作下,气相分为分散相,液相为连续相,气相组成呈阶 梯变化,属逐级接触逆流操作过程；填料塔内装有肯定高度的填料层,液体自塔顶沿填料表面下流,气体逆流向 上有时也采纳并流向下）流淌；气液两相亲密接触进行传质与传热；在正常操 作下,气相为连续相,液相为分散相,气相组成呈连续变化,属微分接触逆流操 作过程；本设计方案连续板式精馏塔；二塔板类型；板式塔的塔板大致可分为两类：导向筛板、新型垂直筛板、蛇形、1）有降液管的塔板,如泡罩、浮阀、筛板、S 型、多降液管塔板； 2）无降液管的塔板,如穿流式筛板 栅板）、穿流式波纹板等；工业应用较多的是有降液管的塔板,如浮阀、筛板、泡罩塔板等；筛板塔是扎板塔的一

5、种,内装如干层水平塔板,板上有很多小孔,外形如筛；并装有溢流管或没有溢流管；操作时,液体由塔顶进入,经溢流管 一部分经筛孔）逐板下降,并在板上积存液层；气体或蒸气）由塔底进入,经筛孔上升穿过液层,鼓泡而出,因而两相可以充分接触,并相互作用；泡沫式接触气液传质 过程的一种形式,性能优于泡罩塔；为克服筛板安装水平要求过高的困难,进展 了环流筛板；克服筛板在低负荷下显现漏液现象,设计了板下带盘的筛板；减轻 筛板上雾沫夹带缩短板间距,制造出板上带挡的的筛板和突孔式筛板和用斜的增 泡台代替进口堰,塔板上开设气体导向缝的林德筛板；筛板塔普遍用作 H2S-H2O 双温交换过程的冷、热塔；应用于蒸馏、吸取和除

6、尘等；浮阀塔的塔板上,按肯定中心距开阀孔,阀孔里装有可以升降的阀片,阀孔4 / 22 名师归纳总结 - - - - - - -第 4 页,共 22 页精选学习资料 - - - - - - - - - 的排列方式,应使绝大部分液体内有气泡透过,并使相邻两阀简洁吹开,鼓泡均 匀；为此常采纳对液流方向成错排的三角形的排列方式；蒸汽自阀孔上升,顶开 阀片,穿过环形缝隙,以水平方向吹入液层,形成泡沫,浮阀能随着气速的增减 在相当宽的气速范畴内自由升降,以保持稳固的操作；但是,浮阀塔的抗腐蚀性 较高 结构比浮阀塔更简洁,易于加工,造价约为泡罩塔的 的 80左右；60,为浮阀塔 处理才能大,比同塔径的泡罩塔

7、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： 1 塔板安装的水平度要求较高,否就气液接触不匀； 操作弹性较小 约 23； 3 小孔筛板简洁堵塞；下图是板式塔的简略图：5 / 22 名师归纳总结 - - - - - - -第 5 页,共 22 页精选学习资料 - - - - - - - - - 其次章设计方案的确定及流程说明 一设计方案遵循的原就；确定设计方案总的原就是在可能的条件下,尽量采纳科学技术上的最新成就,使生产达到技术上最先进、经济上最合理的要求,符合优质、高产、安全、低消耗的原就；为此,必需详细考虑如下几点：1.满意工艺

8、和操作的要求：所设计出来的流程和设备,第一必需保证产品达到任务规定的要求,而且质量要稳固,这 就要求各流体流量和压头稳固,入塔料液的温度和状态稳固,从而需要实行相应 的措施；其次所定的设计方案需要有肯定的操作弹性,各处流量应能在肯定范畴 内进行调剂,必要时传热量也可进行调整；因此,在必要的位置上要装置调剂阀 门,在管路中安装备用支线；运算传热面积和选取操作指标时,也应考虑到生产上的可能波动；再其次,要考虑必需装置的外表如温度计、压强计,流量计等及其装置的位置,以便能通过这些外表来观测生产过程是否正常,从而帮忙找出 不正常的缘由,以便实行相应措施；2.满意经济上的要求：要节约热能和电能的消耗,削

9、减设备及基建费用；如 前所述在蒸馏过程中如能适当地利用塔顶、塔底的废热,就能节约很多生蒸汽和 冷却水,也能削减电能消耗；又如冷却水出口温度的高低,一方面影响到冷却水 用量,另方面也影响到所需传热面积的大小,即对操作费和设备费都有影响；同 样,回流比的大小对操作费和设备费也有很大影响；名师归纳总结 3保证安全生产：例如苯属有毒物料,不能让其蒸汽充满车间；又如,塔第 6 页,共 22 页6 / 22 - - - - - - -精选学习资料 - - - - - - - - - 是指定在常压下操作的,塔内压力过大或塔骤冷而产生真空,都会使塔受到破坏,因而需要安全装置；以上三项原就在生产中都是同样重要的

10、；但在化工原理课程设计中,对第一 个原就应作较多的考虑,对其次个原就只作定性的考虑,而对第三个原就只要求 作一般的考虑；二 装置流程的确定；蒸馏装置包括精馏塔、原料预热器、蒸馏釜 物料衡算与操作线方程 1、全塔物料衡算 1.1 原料液及塔顶底产品含苯的摩尔分率 苯和甲苯的相对摩尔质量分别为 78.11 kg/kmol 和 92.14kg/kmol,原料含苯的质量 百分率为 41%,塔顶苯含量不低于 99%,塔底苯含量不大于 2%,就：原料液含苯的摩尔分率：=0.450 塔顶含苯的摩尔分率 : =0.992 塔釜含苯的摩尔分率： 0.024 1.2 原料液及塔顶底产品的平均摩尔质量 由 1.1

11、知产品中苯的摩尔分率,故可运算出产品的平均摩尔质量：原料液的平均摩尔质量：78.11 0.45010.450 92.1485.827kg/kmol 塔顶液的平均摩尔质量：78.11 0.99210.992 92.1478.222kg/kmol 塔底液的平均摩尔质量：78.11 0.02410.024 92.14=91.803 kg/kmol 1.3 料液及塔顶底产品的摩尔流率 依设计条件：一年以 330 天,一天以 24 小时计,得：F5000kg/h,全塔物料衡算：进料液： F=5000kg/h）/85.827D=2.89+1 25.638=99.732kmol/h （2）提镏段：液相流量：

12、 L=L+F=74.094+58.257=132.351kmol/h 气相流量： V=V=99.372kmol/h 所以,由精馏段操作线方程可得：3.提馏段操作线方程 又由平稳方程可得：提馏段操作线可由bxW,xW及精馏段操作线和q 线的交点 d 打算；q=1/3 时,就有对全塔物料横算由1、2式得=0.440 5 将5）中的 =0.440代入 提馏段的操作线为：4.进料线 q 线方程）由于 q=1/3, 所以 q 线方程为： =-0.5x+0.675 二）、理论板数的求算 采纳图解法求理论板层数,如下图所示,求解结果为：9 / 22 名师归纳总结 - - - - - - -第 9 页,共 2

13、2 页精选学习资料 - - - - - - - - - 总理论板层数为 14.塔效率的估算E TNT%NP苯-甲苯在某些温度下的粘度：温度,苯80 90 100 110 120 0.308 0.279 0.255 0.233 0.215 l,mPas 甲苯0.311 0.286 0.264 0.254 0.228 查 t-x-y 图知,当 x=0.45时, t=92.69采纳内插法可以求得相应温度下的黏度：苯：u1=0.273 同理,甲苯： u2=0.280 = xi i=0.45*0.273+0.55*0.280=0.2769mPa.s 表示以加料摩尔组成为准的液体的平均摩尔粘度；可以简洁的

14、用以下 近似公式运算塔的总效率：E=0.563-0.276lg 2=0.50 四）实际塔板数的运算 所以,精馏段的实际塔板数：提馏段的实际塔板数：实际是在第 15 块塔板塔板进料的；五）.塔的工艺条件及物性数据运算 1.操作压强 塔顶操作压力 P4+101.3 kPa 每层塔板压降 P0.7 kPa 进料板压力 FP105.3+0.7 10112.2 kPa 塔底操作压力 wP=119.3 kPa 精馏段平均压力 P m1 105.3+112.3）2108.8 kPa 提馏段平均压力 P m2 =112.3+119.3）/2 =115.8 kPa 2.操作温度 tm 运算 常压下苯 甲苯的气液

15、平稳数据温度 t,液相中笨的摩尔分率x 气相中笨的摩尔分率x 110.56 0.00 0.00 10 / 22 名师归纳总结 - - - - - - -第 10 页,共 22 页精选学习资料 - - - - - - - - - 109.91 1.00 2.50 108.79 3.00 7.11 107.61 5.00 11.2 105.05 10.0 20.8 102.79 15.0 29.4 100.75 20.0 37.2 98.84 25.0 44.2 97.13 30.0 50.7 95.58 35.0 56.6 94.09 40.0 61.9 92.69 45.0 66.7 91.4

16、0 50.0 71.3 90.11 55.0 75.5 88.80 60.0 79.1 87.63 65.0 82.5 86.52 70.0 85.7 85.44 75.0 88.5 84.40 80.0 91.2 83.33 85.0 93.6 82.25 90.0 95.9 81.11 95.0 98.0 80.66 97.0 98.8 80.21 99.0 99.61 80.01 100 100.0 由内插法可以求得各个组分下的温度：由于塔顶温度： =80.15塔底温度： =109.4 - 精馏段平均温度 = 80.15+92.69）/2 = 86.42提馏段平均温度 =92.69+10

17、9.4）/2 =101.0453.平均分子量 Mm 的运算 1）塔顶平均摩尔质量运算 由 XD=y1=0.992,查平稳曲线,得 X1=0.961 2）进料板平均摩尔质量运算 由图解理论板,得 yF=0.600 查平稳曲线,得 xF=0.376 3）塔釜平均摩尔质量运算 由图解理论板,得 yw=0.07 查平稳曲线,得 xw=0.021 所以,精馏段的摩尔质量为：提馏段平均摩尔质量为：11 / 22 名师归纳总结 - - - - - - -第 11 页,共 22 页精选学习资料 - - - - - - - - - 4.平均密度运算 1 ）气相平均密度运算 由抱负气体状态方程式运算,即 = =

18、+0.039lg0.310 =0.222mpa.s 进料液相平均黏度的运算：进料温度：查表可得： =0.270mpa.s =0.280mpa.s =0.376lg0.270+0.624lg0.280 =0.276mpa.s 塔釜液相平均黏度的运算 塔底温度：=109.4 查表可得： =0.232mpa.s =0.253mpa.s =0.021lg0.232+0.979lg0.253 =0.253mpa.s 精馏段的液相平均黏度为：0.249mpa.s 提馏段的液相平均黏度为：0.265mpa.s 第四章塔和塔板主要工艺尺寸的设计名师归纳总结 塔径的运算 精馏段的气、液相体积流率为：V SVM

19、Vm99 .73280 .97.0761 m 3/s3600Vm3600.2947L SLM Lm74 .09482 .76.03 0022 m/s3600Lm360077585提馏段的气、液相体积流率为：由umaxCLVVV SVM Vm2099 .73287 .44.0744 m 3/s3600Vm3600.325513235189 .35.03 0043 m/sL SLM Lm3600Lm36007585L.02求取,其中C20由筛板塔汽液负荷因子曲线图查,式中 C由CC20取,图横坐标为L hL1 2.000223600 3600775 85.2 9471 2.0.00469sV h.

20、0761V取板间距H T0 4.m,板上液层高度hL0 . 06 m,就0725HTh L0 4.0060 . 34m查筛板塔汽液负荷因子曲线图得C 20.0072C.0072L .0202.007020 . 72 020.2u maxCLVV0 .072577585.2947.1174 m /.2947取安全系数为 0.7,就空塔气速为：按标准塔径圆整后为D.1u.07u max.07.1174.0822 m /sD4 V S3 .4.0761.1086 mu14.08220 m；塔截面积为：AT0 .785 D 20 .785.10 20 .785 m 214 / 22 名师归纳总结 -

21、- - - - - -第 14 页,共 22 页精选学习资料 - - - - - - - - - uv S.0761.0969 m /sA.07852精馏塔有效高度的运算精馏段有效高度为：Z精（N精-1）HT（14-1）0.45.2m提馏段有效高度为：Z 提（N 提-1）H T（14-1）.04.52 m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：ZZ 精Z 提.08.52.52.08112 m溢流装置运算因塔径 D 1 . 4 m,可选用单溢流弓形降液管,采纳凹形受液盘；各项运算如下： 堰长 wl取 l w .0 66 D .0 66 .1 0 .0 66 m 溢流堰高度

22、h w由 h ow h L h ow,选用平直堰,堰上液层高度 h ow 由下式运算,即：h ow 2 . 84E L h 231000 l whow .2 841 0 . 0022 3600 23 0 . 0149 m近似取 E=1,就 1000 .0 66取板上清液层高度 hL 60 mm故 h w h L h ow .0 06 .0 0149 .0 0451 m 弓形降液管宽度 W 和截面积 A ：由 l wD 0 . 66,查弓形降液管参数图得：A fA T 0 . 0722 WdD .0 124就：Af .0 0722 .0 785 .0 0567 m 2,Wd .0 124 .1

23、0 .0 124 m验算液体在降液管中停留时间,即：3600 A fH T3600.00567.0410 .31 s5 sL h.00022360015 / 22 名师归纳总结 - - - - - - -第 15 页,共 22 页精选学习资料 - - - - - - - - - 故降液管设计合理；降液管底隙高度0ho .0042 m降液管底隙的流速u0 . 08 m/s,就：h 0L h0.000223600hwh 03600 w u 3600.066.008.00451.0042.0009 m.0006 m故降液管底隙高度设计合理；选用凹形受液盘,深度h w50 mm；2塔板布置塔板的分块； 因D800mm,故塔板采纳分块式；查塔板块数表得塔板分为3 块；边缘区宽度确定：取W sWs.0065 m,Wc0 . 035 m1x开孔区面积运算； 开孔区面积A 运算为：Aa2 xr2x2180r2sinr其中xD2W dW s.050.1240.065