化工原理课程设计--苯-甲苯混合液筛板精馏塔的设计.docx

苯-甲苯混合液筛板精馏塔的设计化工原理课程设计 苯-甲苯混合液筛板精馏塔的设计姓 名 ： 班 级 ： 高材11002 学 号 : 序 号 ： 年 月16 目录1 苯甲苯混合液筛板精馏塔设计概述12 板式精馏塔设计任务书13 设计计算23.1 设计方案的选定及基础数据的搜集23.2 精馏塔的物料衡算33.3 塔板数的确定43.4 塔的精馏段操作工艺条件及相关物性数据的计算63.5精馏段的气液负荷计算84 精馏塔的塔体工艺尺寸计算84.1塔径的计算84.2 塔板工艺结构尺寸的设计与计算95 筛板的流体力学验算106精馏段塔板负荷性能图127设计结果一览表151 苯甲苯混合液筛板精馏塔设计概述塔设备是化工、炼油生产中最重要的设备之一。塔设备的设计和研究，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、生产能力和消耗定额，以及三废处理和环境保护等各个方面，都有非常重大的影响。 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-甲苯混合液筛板精馏塔的设计，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。2 板式精馏塔设计任务书一、设计题目苯-甲苯混合液筛板精馏塔的设计。二、设计任务(1)原料液中苯含量：质量分率55(质量)，其余为甲苯。(2)塔顶产品中苯含量不得低于98(质量)。(3)塔底釜液含甲苯量不低于 98%(质量)(4)生产能力：45000 t/y苯产品，年开工330天。三、操作条件(1)精馏塔顶压强：4.0kPa(表压) (2)进料热状态：饱和液体(3)回流比：R=1.5Rmin。 (4)单板压降压：0.7kPa (5)冷却水温度：30 (6)饱和水蒸汽压力：2.5kgf/cm2(表压)(7)设备型式：筛板塔四、设计内容及要求(1)设计方案的确定及流程说明(2)塔的工艺计算(3)塔和塔板主要工艺尺寸的设计塔高、塔径以及塔板结构尺寸的确定；塔板的流体力学验算；塔板的负荷性能图。(4)编制设计结果概要或设计一览表3 设计计算3.1 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1.5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。下图是板式塔的简略图： 表1 苯、甲苯在某些温度t下的饱和蒸汽压 ( 谭天恩 化工原理P73)t/80.184889296100104108110.6PA0/kPa101.3114.1128.4144.1161.3180200.3222.4237.7PB0/kPa3944.550.857.865.674.283.694101.3表2苯-甲苯物系在总压101.325kPa下的t-x(y)图( 谭天恩 化工原理P73)t/80.184889296100104108110.6x10.8160.6510.5040.3730.2560.1520.0570y10.9190.8250.7170.5940.4550.30.1250t/80.184889296100104108110.62.60 2.56 2.53 2.49 2.46 2.43 2.40 2.37 2.35 x10.8160.6510.5040.3730.2560.1520.0570表3 苯-甲苯物系在某些温度t下的值( 谭天恩 化工原理P75) 表4 纯组分的表面张力温度（）8090100110120苯，mN/m21.22018.817.516.2甲苯，mN/m21.720.619.518.417.3表5 纯组分的液相密度温度()8090100110120苯,kg/814805791778763甲苯,kg/8098017917807683.2 精馏塔的物料衡算(1) 原料液及塔顶、塔底产品的摩尔分率 苯的摩尔质量 MA=78.1甲苯的摩尔质量 MB=92.1进料组成苯的质量分数=0.55塔顶馏出液苯的质量分数=0.98=0.983塔底釜液苯的质量分数=0.02=0.0235（2）原料液及塔顶、塔底产品的平均摩尔质量 （3）物料衡算 原料处理量全塔物料衡算： F=D+W FxF=DxD+WxW 代入F=67.77kmol/h xF=0.59 xD=0.983 xW=0.0235解得 D=40.01koml/h，W=27.76kmol/h式中 F-原料液流量 D-塔顶产品量 W-塔底产品量3.3 塔板数的确定 （1）理论板数NT的求取。苯一甲苯属理想物系，可采用逐板计算求理论板数。 最小回流比及操作回流比的计算： 由表3随温度的升高，的值略有减小，但变化不大。取的平均值：=（2.6+2.35）/2=2.475采用饱和液体进料，q=1。于是xe=xF=0.590取操作回流比为 R=1.5Rmin=1.59 求操作线方程 精馏段操作线方程为提馏段操作线通过（0.0235,0.0235）、（0.590,0.740）两点于是得到提馏段操作线方程：逐板法求理论板数：相平衡方程 解得用精馏段操作线和相平衡方程进行逐板计算= 0.983 ， =0.959， ；交替应用相平衡线和精馏段操作线方程得到以下数据：n1234567xn0.9590.9180.8630.7960.7230.6490.583yn0.9830.9650.940.9060.8660.8210.776因为x7=0.583xF=0.590故精馏段理论板 n=6。用提馏段操作线和相平衡方程继续逐板计算 交替应用相平衡线和精馏段操作线方程得到以下数据：n8910111213141516xn0.5320.4550.3550.2480.1570.0920.0520.0290.016yn0.7380.6740.5760.450.3160.2010.1190.0680.039因为x16=0.016xW=0.0235故提馏段理论板 n=8（不包括塔釜）。总塔板数为14（不包括塔釜），第7块板为加料板。（2）全塔效率的计算查谭天恩 化工原理P73 图10-1温度组成图得到，塔顶温度tD=80.42，塔釜温度tW=109.95，全塔平均温度tm=95.18。查谭天恩化工原理附录黏度共线图，得到苯、甲苯在平均温度下的粘度 平均粘度全塔效率（3）求实际板数精馏段实际板数，取=12提馏段实际板数，取=16。总塔板数数=+=283.4 塔的精馏段操作工艺条件及相关物性数据的计算（1）平均压力Pm塔顶操作压力P4+101.3=105.3 kPa每层塔板压降按 P0.7 kPa进料板压力105.3+0.712113.7 kPa精馏段平均压力 Pm（105.3+113.7）2109.5 kPa（2）平均温度查谭天恩 化工原理P73 图10-1温度组成图得到，塔顶温度tD=80.42 进料板温度89.96 ，于是精馏段平均温度=（ 80.42+89.96）/2 = 85.19（3）平均摩尔质量计算 塔顶： 由y1=xD=0.983,代入相平衡方程得x1=0.959进料板：yF=0.740， xF=0.590 精馏段：=78.34+81.74）/2=80.04 =(78.67+83.84)/2=81.26（4）平均密度气相平均密度计算 ：液相平均密度计算： 将表5密度与温度的数据关联成直线得到-t关系：苯 （kg/m3） （式中t为温度，）甲苯 (kg/m3)塔顶： （式中aA、aB分别表示苯和甲苯的质量分数）进料板： 精馏段： (5) 液体平均表面张力计算将表4纯液体的表面张力与温度的数据关联成直线得到：苯 （mN/m） （式中t为温度，）甲苯 （mN/m）塔顶：tD=80.42 , 进料板：tF=89.96， 精馏段：(6) 液体平均粘度计算查谭天恩化工原理附录黏度共线图，tD=80.42下塔顶：进料板，tF=89.96下精馏段液相平均粘度为 3.5精馏段的气液负荷计算气相摩尔流率气相体积流率气相体积流率Vh=0.7833600=2818.12m3/h液相回流摩尔流率液相体积流率液相体积流率Lh=0.0017743600=6.385冷凝器的热负荷：(式中r为苯-甲苯混合液汽化潜热，苯rA=394kJ/kg, 甲苯 rB=362kJ/kg)4 精馏塔的塔体工艺尺寸计算 4.1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（1）初选板间距，取板上液层高度，则；（2）按Smith法求允许的空塔气速umax（2）查Smith通用关联图5-40（课本P158）得C20=0.1；依式负荷因子泛点气速 （3）操作气速，取u=0.7umax =1.167m/s （4）精馏段塔径圆整取D为1.0m,此时操作气速u=0.997m/s。4.2 塔板工艺结构尺寸的设计与计算（1）溢流装置采用单溢流型的平顶弓形溢流阀、弓形降液管、平型受液盘。溢流堰长Lw：单溢流取LW=（0.60.8）D，取LW=0.7D=0.7m出口堰高：，由 ，查图5-30（课本P151页）得E=1.03于是，故 ，取hW=0.05m降液管的宽度与降液管的面积：由查谭天恩化工原理下册P137图11-16，得，故 ，=0.78512=0.785m2 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）降液管底隙高度h0：取液体通过降液管底隙的流速=0.1m/s,符合要求（） (2) 塔板布置 塔板的分块 查课本P140表5-6，D在1000mm时，塔板分为3块。边缘区宽度Wc与安定区宽度Ws取边缘区宽度Wc=0.06m安定区宽度计算开孔区面积 式中于是（3）筛孔数n与开孔率取筛孔的孔径为5mm，正三角形排列，一般碳的板厚为3mm,取3.0，故孔中心距t=35=15mm筛孔数每层塔板的开孔率每层板上的开孔面积气体通过筛孔的气速为（4）精馏段的塔高：Z1=（NP1-1）HT=（12-1）0.5=5.5m5 筛板的流体力学验算 (1) 气体通过筛板压降的计算 干板压降：依，查课本图5-34得，C0=0.8由式气体通过板上液层压降：=动能因子由Fa查课本图5-35，得到=0.56气体通过筛板的压降hf=hc+he=0.0804+0.0336=0.114m2雾沫夹带的验算故不会发生过量雾沫夹带。 (3) 漏液的验算由式=得到=6.206筛板的稳定性系数(不会产生过量漏液)。 （4) 液泛的验算为防止降液管液泛的发生，应使降液管中清液层高度依式， 而取，则故不会发生液泛。6精馏段塔板负荷性能图 (1) 雾沫夹带线 雾沫夹带量式中将Hf 和HT=0.5代入雾沫夹带量公式中：令eV=0.1得， (a)在操作范围内，任取几个Ls值，依式(a)计算出Vs值，计算结果列于表6。表6 式（a）中的Vs-Ls关系数据Ls /(m3/s) 0.0005710.0010.0030.0050.0040.007Vs /(m3/s)1.62241211.59181.4861.40291.4431.328由上表数据即可作出雾沫夹带线。(2) 液泛线由E=1.03,LW=0.7得：=0.56（0.05+0.872）=0.028+0.488代入（HT+hw）=，取=0.5，而hw=0.05，Ht=0.5整理得： （b）在操作范围内，任取几个Ls值，依式（b）计算出Vs值，计算结果列于表7。表7 式（b）中的Vs-Ls关系数据Ls /(m3/s) 0.0005710.0010.0030.0050.0040.007Vs /(m3/s)1.19596981.18131.121.05191.0870.967由上表数据即可作出液泛线。 （3）液相负荷上限线 （c）据此可作出液相负荷上限线（4）漏液线漏液点气速：根据，整理得（d）在操作范围内，任取几个Ls值，依式（d）计算出Vs值，计算结果列于8。 表8式（d）中的Vs-Ls关系数据Ls /(m3/s) 0.0005710.0010.0030.0050.0040.007Vs /(m3/s)0.08085720.083510.0930.09990.0960.106由上表数据即可作出漏液线。 (5) 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。E=1.03根据式（e）作出液相负荷下限线。（6）操作线与操作弹性操作液气比 Vs/Ls=0.783/0.001744=411.5过点（0,0）和（0.00177