苯-甲苯分离过程浮阀板式精馏塔设计.doc

烟台大学化学化工学院课程设计说明书烟台大学化学化工学院课程设计说明书设计题目：苯-甲苯分离过程浮阀板式精馏塔设计 学 号： 200821504119 学生姓名： 鲁家刚 专业班级： 化学工程与工艺一班（化081-1） 指导教师： 孙烈刚 总评成绩： 2011 年7月4日课程设计任务书一、设计题目苯-甲苯分离过程浮阀板精馏塔设计二、设计任务1.原料名称:苯-甲苯二元均相混合物；2.原料组成：含苯38%（质量百分比）；3.产品要求：塔顶产品中苯含量不低于99%，塔釜中苯含量小于1%；4.生产能力：年产量3万吨/年；5.设备形式：浮阀塔；6.生产时间：300天/年，每天24h运行；7.进料状况：泡点进料；8.操作压力：常压；9.加热蒸汽压力：270.18kpa10.冷却水温度：进口35，出口45；三、设计内容1.设计方案的选定及流程说明2.精馏塔的物料衡算3.精馏塔的工艺条件及有关物性数据的计算（加热物料进出口温度、密度、粘度）4.塔板数的确定5.精馏塔塔体工艺尺寸的计算6.塔板主要工艺尺寸的计算7.塔板的流体力学验算8.塔板负荷性能图9.换热器设计10.馏塔接管尺寸计算11.绘制生产工艺流程图（带控制点、机绘，a2图纸）12.绘制板式精馏塔的总装置图（包括部分构件，a1图纸）13.撰写课程设计说明书一份四、设计要求1.工艺设计说明书一份2.工艺流程图一张，主要设备总装配图一张（采用autocad绘制）五、设计完成时间2011年6月27日2011年7月15日目 录概述5第一章 塔板的工艺设计7第一节 精馏塔全塔物料衡算7第二节 基本数据7第三节 实际塔板数计算13第四节 塔径的初步计算14第五节 溢流装置15第六节 塔板布置及浮阀数目与排列16第二章 塔板的流体力学计算18第一节 气体通过浮阀塔的压降18第二节 液泛19第三节 雾沫夹带20第四节 塔的负荷性能图20第三章 塔附件设计24第一节 接管24第二节 筒体与封头26第三节 塔的总体高度27第四章 附属设备设计28第一节 原料预热器28第二节 塔顶冷凝器29第三节 再沸器30第四节 泵的计算与选型30自我评价32参考文献33概述本设计任务为分离苯-甲苯混合物。对于该二元均相混合物的分离，应采用连续精馏过程。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1.22倍。塔釜采用间接蒸汽加热，塔底产品经冷却后送至储罐。本设计的目的是分离苯甲苯二元均相混合物，选用板式浮阀塔。工艺流程确定及说明1. 塔板类型精馏塔的塔板类型有三种：泡罩塔板，筛孔塔板，浮阀塔板。浮阀塔板具有结构简单，制造方便，造价低等优点，且开孔率大，生产能力大，操作弹性大，汽液接触时间长，因此塔板效率高。本设计采用板式浮阀塔2. 加料方式本精馏塔加料选择泵直接加料，结构简单，安装方便，而且可以引入自动控制系统来实时调节流量及流速。3. 进料状况本精馏塔选择泡点进料。4. 塔顶冷凝方式苯与甲苯不反应，且容易冷凝，故本精馏塔塔顶选择全凝器，用水冷凝。5. 回流方式本设计处理量大，所需塔板数多，塔较高，回流冷凝器不适宜塔顶安装，故采用强制回流。6. 进料状况加热方式可分为：直接蒸汽加热和间接蒸汽加热。直接蒸汽加热在一定的回流比条件下，塔底蒸汽对回流液有一定的稀释作用，从而使理论板数增加，设备费用上升，所以本设计采用间接蒸汽加热（135）。7. 操作压力苯-甲苯在常压下相对挥发度较大，因此在常压下也比较容易分离，故本设计采用常压精馏。第一章 塔板的工艺设计第一节 精馏塔全塔物料衡算1.原料液级塔顶、塔底产品的摩尔分率已知苯的摩尔质量 甲苯的摩尔质量原料液组成xf (摩尔分数，下同) 塔顶组成 塔底组成 2. 原料液及塔顶、塔底产品的平均摩尔质量 3. 物料衡算一年以300天，一天以24小时计，计算可得塔顶产品流率： 全塔物料衡算： 解的f127.98kmol/h w74.71kmol/h第二节 基本数据1.各种定性温度由下表中的数据，采用内插法计算一下温度(液相温度) 得93.54 得80.18 得109.81精馏段的平均温度为： =86.86提馏段的平均温度为： =101.68精馏段：=86.86 由表1内差法可得=68.47% =84.72%精馏段液相平均摩尔质量：=82.53kg/kmol精馏段气相平均摩尔质量：=80.25 kg/kmol 提馏段：=101.68 由表1内差法可得=21.41% =39.17%提馏段液相平均摩尔质量：=89.13kg/kmol提馏段气相平均摩尔质量：=86.64 kg/kmol 表1 苯-甲苯汽液平衡数据2.密度表2不同温度苯-甲苯的密度对于混合液体的密度 ：（其中为质量分率）对于混合气体的密度 ：（其中m为平均摩尔质量）精馏段： =86.86由表2内差法可得 =0.648=0.352由计算得 =805.94由计算得 =2.72 提馏段： =101.68由表2内差法可得 =0.1876=0.8124由计算得 =788.96由计算得 =2.82 3.粘度表3不同温度苯-甲苯的密度由内差法分别求得精馏段与提馏段平均温度下苯和甲苯的粘度精馏段： =86.86计算得 =0.288mpas =0.294 mpas 则精馏段平均粘度为： =0.290 mpas提馏段： =101.68计算得 =0.251mpas =0.262 mpas 则提馏段平均粘度为：=0.260 mpas4.表面张力表4不同温度苯-甲苯的表面张力液相平均表面张力依下式计算，即： 精馏段： =86.86由内差法计算得 =20.85mn/m =20.94 mn/m精馏段平均表面张力为：=20.88 mn/m提馏段： =101.68由内差法计算得 =18.65 mn/m =19.68 mn/m提馏段平均表面张力为：=19.46 mn/m5.相对挥发度查相关化工手册可得苯的安托因常数为：a=6.0355 b=1211.033 c=220.79甲苯的安托因常数为：a=6.07954 b=1344.8 c=219.482精馏段 =86.86（a代表苯，b代表甲苯，下同） 则提馏段 =101.68 则全塔的相对挥发度为：6.实际回流比由于是泡点进料，有q=1，q线为一垂直线，。根据相平衡方程有=0.6438则最小回流比为=1.55取实际回流比为最小回流比的1.6倍: r=1.55*1.6=2.487.精馏塔的气、液相负荷精馏段液相流量 ： 气相流量 ：液相体积流量：气相体积流量：精馏段操作线方程：提馏段液相流量： 气相流量： 液相体积流量：气相体积流量：精馏段操作线方程： 表5精馏段提馏段数据汇总项目精馏段提馏段平均温度86.86101.68液相平均组成x0.68470.2141气相平均组成y0.84720.3917液相平均摩尔质量kg/kmol82.5389.13气相平均摩尔质量kg/kmol80.2586.64液相平均密度kg/m3805.94788.96气相平均密度kg/m32.722.82平均粘度mpas0.2900.260平均表面张力mn/m20.8819.46液相平均摩尔流量kmol/h132.11260.09气相平均摩尔流量kmol/h185.38185.38液相平均体积流量m3/s0.00380.0082气相平均体积流量m3/s1.5191.582相对挥发度2.562.44第三节 实际塔板数计算1.理论塔板数由芬斯克方程可知 = =9.03=0.267由吉利兰图可查的0.398 (天大化工原理下册p37)解得n=16.32 圆整n=17（不包括再沸器）精馏段最小理论塔板数： = =4.41前面已计算得0.398 n=8.65所以进料板为自塔顶向下第9块板精馏段理论板数为9块，提馏段理论板数为8块（不包括再沸器）2.实际塔板数精馏段和提馏段粘度的平均值为：=（0.290+0.260）/2=0.275mpas全塔效率估算: =53.7%精馏段实际板数为：提馏段实际板数为：（不包括再沸器）此精馏塔实际塔板数为 n=17+15=32块（不包括再沸器）第四节 塔径的初步计算本精馏塔设计：板间距取ht=0.45m 板上液层高度取hl=0.06m ht-hl=0.38m精馏段查史密斯关联图(天大化工原理下册p158)得：=0.082物系表面张力修正：取提馏段查史密斯关联图(天大化工原理下册p158)得：=0.077物系表面张力修正：取经圆整取d=1400mm，则塔截面积为=1.5386m2精馏段实际空塔气速为：提馏段实际空塔气速为：第五节 溢流装置1.堰长由计算的塔径及塔内液体流量，本精馏塔选用单溢流，弓形降液管，溢流堰选择平直堰。单溢流: 系数取0.7，则对于平直堰，堰上液层高度为：，对于苯-系统e1降液管有关参数精馏段：堰高：=0.06-0.0165=0.0435m：提馏段堰高：=0.06-0.0275=0.0325m2.降液管宽度及横截面查图得 精馏段停留时间为：提馏段停留时间为：3.降液管底隙高度精馏段：提馏段：第六节 塔板布置及浮阀数目与排列本次设计采用浮阀式塔板，根据机械部标准jb1118-68，选用f1型重阀，孔径39mm，选择碳钢材料制作浮阀，其厚度为2mm。1.浮阀的数目与排列孔速可由公式求的，其中为阀孔的动能因子，一般取812，本设计中，取10。则阀数为为保证塔板的强度，需留有一定的边缘区和安定区，在边缘区内不设置浮阀。取边缘区宽度=0.05m，安定区宽度=0.1m。 =0.65单溢流塔板鼓泡区面积为：=0.95m2精馏段：孔速：阀数： 取同排孔心距t=0.075m，则考虑到塔的直径较大，必须用分块式塔板，而各分块的支撑与衔接也要占去一部分鼓泡面积，因此排间距应该小于0.061m，取。按照t=0.075m，以等腰三角形叉排方式作图，排得n=188个。实际孔速为：动能因子为：=11.212,符合要求开孔率提馏段：孔速：阀数： 取同排孔心距t=0.075m，则考虑到塔的直径较大，必须用分块式塔板，而各分块的支撑与衔接也要占去一部分鼓泡面积，因此排间距应该小于0.057m，取。按照t=0.075m，以等腰三角形叉排方式作图，排得n=188个。实际孔速为：动能因子为：=11.812,符合要求开孔率第二章 塔板的流体力学计算第一节 气体通过浮阀塔的压降气体通过每层塔板的压降其中为干板阻力，为板上充气液层阻力，为液体表面张力造成的阻力，可忽略。1.干板阻力的计算精馏段=0.042m 提馏段=0.048m 第二节 液泛（淹塔）为防止塔内发生液泛，降液管内液层高应服从下式所表示的关系，即：，其中，为液体通过降液管的压头损失。塔板上不设进液口，精馏段苯甲苯物系属一般物系，取，则：，符合防止淹塔的要求提馏段苯甲苯物系属一般物系，取，则：，符合防止淹塔的要求第三节 雾沫夹带雾沫夹带率有两个公式可以计算： 或 二者结果取最大值，保证，即f80%.其中板上液体流径长度：=0.98m板上液流面积：=1.5386-2*0.1416=1.2554m2苯-甲苯按正常系统物性系数k=1.0，查泛点负荷系数图可得=0.127精馏段由雾沫夹带率公式计算得：f=55.6%80% 或 f=54.6%80% 满足要求。提馏段由雾沫夹带率公式计算得：f=58.1%80% 或 f=54.0%800mm，故裙座壁厚取16mm基础环内径：基础环外径：圆整 基础环厚度，考虑到腐蚀余量取18mm 考虑到再沸器，裙座高度取3m， 地角螺栓直径取m30第三节 塔的总体高度1. 塔顶部的空间高度顶部空间是指塔内最上层塔板与塔顶的间距。为利于出塔气体夹带的液滴沉降，其高度应大于板间距，同时考虑到安装除沫器的需要，取除沫器到第一块塔板的距离为800mm（此处有一人孔），塔顶空间高度取1500mm。2. 进料板高度为了便于进料和安装进料管，在进料板处，管间距应大一些，由于设有人孔，古取为800mm。3. 设有人孔的塔板间距本精馏塔在塔顶，进料板，塔釜处各设一人孔，在设有人孔的塔板处，板间距设为800mm，人孔内径为650mm。4. 封头高度封头高度包括曲面高度和直边高度，h=350+40=390mm。5. 裙座高度在求取裙座参数时已得:裙座高度为3m。6. 塔底空间高度塔底空间高度是指塔底最底层的塔板到塔底下封头切线的距离（包括一人孔），其影响因素有： 塔底储液停留时间，此处取釜液停留时间为5min； 再沸器的安装方式及安装高度； 塔底液面到最下层塔板之间的间距，此处取1.3m；所以塔底空间高度为：7. 精馏塔总高度第四章 附属设备设计第一节 原料预热器因为本设计是采用泡点进料，设原料液温度为25，因此需要一台原料预热器。本预热器的热流体采用135的水蒸气。苯-甲苯混合液：2593.54水蒸气： 135135苯-甲苯混合液进出口温度的平均值为：查表可得4.07kj/(kg) ， 3.93kj/(kg) kj/(kg)所以传热系数k取1400w/（m2）查135水蒸汽的汽化潜热为2155.8kj/kg加热蒸汽的质量流量第二节 塔顶冷凝器塔顶温度，冷凝水 时，查图得， 又气体流量vh=1.582m3/s塔顶被冷凝量 冷凝的热量取传热系数k=600w/m2k，则传热面积冷凝水流量第三节 再沸器塔底温度tw=109.81 用t0=135的蒸汽，釜液出口温度t1=109.81 由tw=109.81 查液体比汽化热共线图得又气体流量vh=1.582m3/s 密度则取传热系数k=600w/m2k，则传热面积加热蒸汽的质量流量第四节 泵的计算及选型 进料温度tq=93.54 进料的质量流量为：f=127.98kmol/h=127.98*86.24/3600kg/s=3.066 kg/s 取管内流速则故可采用gb3091-93 573.5的油泵则内径d=57-3.52=50mm 代入得取绝对粗糙度为则相对粗糙度为摩擦系数 由 得=0.034进料口位置高度h=140.45+3+2.9+0.8=13m扬程查y型离心油泵性能表，可选择泵为65y-60b自我评价经过几周的努力，课程设计终于完成了。在此我首先要感谢给予我很多帮助的指导教师。作为一名化工专业大三的学生，我觉得能做这样的课程设计是十分有意义的。在已度过的三年大学生活里我们大多数接触的是专业基础课。我们在课堂上掌握的仅仅是专业基础课的理论面，如何去面对现实中的各种化工设备的机械设计？如何把我们所学到的专业基础理论知识用到实践中去呢？我想做类似的大作业就为我们提供了良好的实践平台。在做本次课程设计的过程中，我感触最深的当属