苯-乙苯分离过程筛板精馏塔设计.doc

化工系课程设计 1 目录 1 概述 2 1 1 塔设备的化工生产中的作用和地位 2 1 2 设计方案 2 1 2 1 工艺流程 2 1 2 2 设计方案简介 2 1 3 设计条件 3 2 主要物性数据 4 3 工艺计算 4 3 1 精馏塔的物料衡算 4 3 2 塔板数的确定 5 3 2 1 理论塔板数的确定 5 3 2 2 实际塔板数的求取 6 3 3 塔和塔板的主要工艺尺寸计算 7 3 4 溢流装置的设计 9 3 5 塔板板面布置 10 3 6 塔板校核 11 3 6 1 降液管液泛 11 3 6 2 降液管内停留时间 13 3 6 3 液沫夹带 13 3 6 4 漏液 13 3 7 负荷性能图 14 3 7 1 气液流量的流体力学上下限线 14 3 7 2 塔板工作线 17 4 冷凝器的热负荷 介质消耗量 18 4 1 热负荷 18 4 2 消耗量 18 5 再沸器的热量衡算 19 5 1 热负荷 19 5 2 消耗量 19 6 筛板塔工艺设计计算结果汇总 20 7 符号说明 21 8 参考文献 22 9 设计评述 化工系课程设计 2 23 概述 1 1 塔设备的化工生产中的作用和地位 塔设备是化工 石油化工和炼油等生产中最重要的设备之一 它可使气 或汽 液或液液两相进行紧密接触 达到相际传质及传热的目的 可在塔设 备中完成的常见操作有 精馏 吸收 解吸和萃取等 此外 工业气体的冷却 与回收 气体的湿法静制和干燥 以及兼有气液两相传质和传热的增湿 减湿 等 在化工厂 石油化工厂 炼油厂等中 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 有重大的影响 据有关资料报道 塔设备的投资费用占整个工艺设备投资费用 的较大比例 它所耗用的钢材重量在各类工艺设备中也属较多 因此 塔设备 的设计和研究 受到化工炼油等行业的极大重视 1 2 设计方案 本设计任务为分离苯 乙苯混合物 对于二元混合物的分离 应采用连续精 馏 精馏过程的流程设计如下 1 2 1 工艺流程 如图 1 1 所示 原料液由高位槽经过预热器预热后进入精馏塔内 操作时 连续的从再沸器中取出部分液体作为塔底产品 釜残液 再沸器中原料液部分 汽化 产生上升蒸汽 依次通过各层塔板 塔顶蒸汽进入冷凝器中全部冷凝或 部分冷凝 然后进入贮槽再经过冷却器冷却 并将冷凝液借助重力作用送回塔 顶作为回流液体 其余部分经过冷凝器后被送出作为塔顶产品 为了使精馏塔 连续的稳定的进行 流程中还要考虑设置原料槽 产品槽和相应的泵 有时还要 设置高位槽 且在适当位置设置必要的仪表 流量计 温度计和压力表 以测 量物流的各项参数 化工系课程设计 3 图图 1 11 1 精馏塔示意图精馏塔示意图 1 2 2 设计方案简介 设计中采用泡点进料 塔顶上升蒸汽采用全冷凝器冷凝 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 2 倍 塔釜采用 间接蒸汽加热 塔底产品经冷却后送至储罐 具体如下 塔型的选择本设计中采用筛板塔 筛板塔的优点是结构比浮阀塔更简单 易于加工 造价约为泡罩塔的 60 为浮阀塔的 80 左右 处理能力大 比 同塔径的泡罩塔可增加 10 15 塔板效率高 比泡罩塔高 15 左右 压降较 低 缺点是塔板安装的水平度要求较高 否则气液接触不匀 加料方式和加料热状况的选择 加料方式采用直接流入塔内 虽然进料方 式有多种 但是饱和液体进料时进料温度不受季节 气温变化和前段工序波动 的影响 塔的操作比较容易控制 此外 饱和液体进料时精馏段和提馏段的塔 径相同 无论是设计计算还是实际加工制造这样的精馏塔都比较容易 为此 本次设计中采取饱和液体进料 设计的依据与技术来源 本设计依据于精馏的原理 即利用液体混合物中 各组分挥发度的不同并借助于多次部分汽化和部分冷凝使轻重组分分离 并在 满足工艺和操作的要求 满足经济上的要求 保证生产安全的基础上 对设计 任务进行分析并做出理论计算 目前 精馏塔的设计方法以严格计算为主 也有一些简化的模型 此次设 计采用精确计算与软件验算相结合的方法 1 3 设计条件 生产能力为 原料中苯的含量为 45 摩尔分数 下同 分离要hkg5000 求为塔顶含量不低于 98 塔底苯含量不低于 5 常压操作 塔顶采用全凝器 饱 和液体进料 化工系课程设计 4 2 主要物性数据 表表 2 12 1 苯 乙苯的物理性质苯 乙苯的物理性质 项目分子式分子量沸点 临界温度 临界压强 Pa 苯 A C6H67880 1288 56833 4 乙苯 B C8H10106136 2348 574307 7 表表 2 22 2 苯 乙苯在某些温度下的表面张力苯 乙苯在某些温度下的表面张力 t 20406080100120140 mN m 苯 28 826 2523 7421 2718 8516 4914 17 mN m 乙苯 29 327 1425 0122 9220 8518 8116 82 表表 2 32 3 苯 乙苯在某些温度下的粘度苯 乙苯在某些温度下的粘度 t 020406080100120140 苯 s mPa 0 740 640 490 380 310 260 220 18 mPa s 乙苯 0 870 670 530 430 350 300 260 23 表表 2 42 4 苯 乙苯的液相密度苯 乙苯的液相密度 t 20406080100120140 kg m3 苯 877 4857 3836 6815 0792 5768 9744 1 kg m3 乙苯 867 7849 8931 8913 6795 2776 2756 7 表表 2 52 5 不同塔径的板间距不同塔径的板间距 塔径 D mm 800 12001400 24002600 6600 板间距 HT mm 300 500400 700450 800 3 工艺计算 3 1 精馏塔的物料衡算 苯的分子式为 千摩尔质量为 78 乙苯的分子式为 千 66H Ckmolkg 108H C 摩尔质量为 106 原料液的平均千摩尔质量为kmolkg 化工系课程设计 5 kmolkgMxMxM BFAFF 4 93106 45 01 7845 0 1 所以 hkmolF 5 53 4 93 5000 即采出率为 430 0 05 0 98 0 05 0 45 0 wD WF xx xx F D 由上式求出塔顶馏出液量为 hkmolFD 0 235 53430 0 430 0 则塔釜残液量为 hkmolDFW5 30 0 23 5 53 3 2 塔板数的确定 3 2 1 理论塔板数的确定 查化工手册得苯和乙苯的 t x y 关系如表 4 1 所示 表表 3 13 1 苯苯 乙苯气液平衡数据乙苯气液平衡数据 T xy 80 1 000 1 000 880 7430 940 960 5420 865 1040 3850 762 1120 2590 631 1200 1570 465 1280 0720 257 1360 0000 000 图图 3 13 1 苯苯 乙苯温度组成图乙苯温度组成图 由图 3 1 可得 q 线与平衡线的交点坐标 xq yq 为 0 45 0 815 则最小回流比为45 0 45 0 815 0 815 0 98 0 min qq qD xy yx R 取回流比90 045 0 22 min RR 则精馏塔的气液负荷 精馏段 43 7kmol h23 0 190 0 1 DRV 化工系课程设计 6 hkmolRDL7 20 0 239 0 提馏段 由于泡点进料 1 q 所以 hkmolVV 7 44 hkmolFLL 2 74 5 53 7 20 精馏段操作线方程 516 0 474 0 11 1 n D nn x R x x R R y 提馏段操作线方程 0349 0698 1 1 mWmm xx V W x V L y 图图 3 23 2 理论塔板数图解法示意图理论塔板数图解法示意图 由图 3 2 画梯级可得理论板数为 7 不包含塔釜 进料板为第 4 块板 3 2 2 实际塔板数的求取 塔板效率是气 液两相的传质速率 混合和流动状况 以及板间反混 液 沫夹带 气泡夹带和漏液所致 的综合结果 板效率为设计的重要数据 板效率与塔板结构 操作条件 物质的物理性质及流体力学性质有关 它 反映了实际塔板上传质过程进行的程度 蒸馏塔可用相对挥发度与液相黏度的乘积作为参数来关联全塔效率 其经 验式为 245 0 49 0 LT E 由 t x y 曲线可知 10013282 FWD ttt 化工系课程设计 7 全塔平均温度 7 104 3 FWD ttt t 查化工数据手册得平均温度下的液相中各组分的黏度 表表 3 23 2 平均温度下液相中组分的黏度平均温度下液相中组分的黏度 组分苯 A乙苯 B 黏度 mPa s 0 2240 276 则有 25 0 276 0 45 0 1 2224 0 45 0 LF 同理 23 0 LD 27 0 LW 平均黏度 25 0 3 27 0 23 0 25 0 L 查手册得 在 104 7 下 相对挥发度11 5 则全塔效率 46 0 25 0 11 5 49 0 49 0 245 0 245 0 LT E 计算实际塔板数 精馏段 9 46 0 4 T T P E N N 精 提馏段 7 46 0 3 T T P E N N 提 故全塔实际所需塔板数块 加料板位置在第 9 块 16 N 3 33 3塔和塔板的主要工艺尺寸计算 塔顶物料平均千摩尔质量为 kmolkgMxMxM BDADD 6 7810602 07898 0 1 塔顶气相密度为 3 70 2 82273 314 8 6 78 3 101 mkg RT PMD g 塔顶液相密度及表面张力近似苯计算 由 化工原理 上册附录二可查得 下苯的密度 体积膨胀系数 计算可得C 20 3 879mkg 14 10 4 12 C 化工系课程设计 8 下苯的密度 C 82 3 4 816 2082 10 4 121 879 1 mkg tt L 由 化工原理 上册附录十五可查得下苯的表面张力C 82mN0197 0 精馏段上升与下降的气液体积流量为 smhm VM V g D g 33 36 0 1273 70 2 6 78 7 43 smhm LM V L D L 343 108 509 2 816 6 78 7 20 初选板间距 则分离空间为mmHT500 mhL085 0 mhH LT 415 0085 0 5 0 气液动能参数为 028 0 70 2 816 354 0 105 5 4 g L g L V V 图图 3 33 3 史密斯关联图史密斯关联图 由图 3 3 查得气体负荷因子0 095 因表面张力的差异 气体负荷因子 20 C 校正为 化工系课程设计 9 液流收缩系数 E液流收缩系数 E sm C C095 0 0197 0 020 0 095 0 020 0 2 02 0 20 计算最大允许速率为 smCu g gL 65 1 70 2 70 2 816 095 0 max 取空塔速率为最大允许速率的 0 75 倍 则空塔速率为 smuu24 1 65 1 75 0 75 0 max 则塔径为 m u V D g 61 0 24 1 14 3 36 0 4 4 根据标准塔径圆整为 mD8 0 再由表 2 5 可见 当塔径为 0 8 m 时 其板间距可取 500 mm 因此 所设 板间距可用 塔高 mHNZ TP 5 75 0 116 1 3 4 溢流装置的设计 对平直堰 选堰长与塔径之比为 0 75 于是堰长为 mDlw60 0 80 0 75 0 75 0 49 73600 6 0 108 5 5 2 4 5 2 w L l V 图图 3 43 4 液流收缩系数液流收缩系数 化工系课程设计 10 由图 3 4 查得 103 1 E 即 m l V Eh w L OW 0065 0 6 0 09 2 100284 0 00284 0 3 2 3 2 于是 mmm Lhhh OW L W 5 780785 00065 0085 0 mmhh L 5 6810 5 7810 0 取 222 502 0 8 014 3 4 1 4 1 mDA 根据 由图 3 5 确定降液管横截面积75 0 8 0 6 0 D lw f A 11 0 T f A A 即 2 0552 0 502 0 11 0 11 0 mAA TfT 3 5 塔板板面布置 取 mWs07 0 mWc05 0 由图 3 5 确定18 0 D Wd 图图 3 53 5 弓形降液管的宽度与面积弓形降液管的宽度与面积 化工系课程设计 11 即 mDWd144 0 8 018 0 18 0 mWW D X Sd 186 0 07 0 144 0 2 8 0 2 mW D r C 35 0 05 0 2 8 0 2 arcsin 2 222 r X rXrXAa 35 0 186 0 arcsin 180 35 0 186 0 35 0 186 0 2 222 2 247 0 m 筛孔按正三角形排列 取孔径 则 mmd4 0 0 3 0 dt 开孔率 0 0 2 0 1 10 3 1 907 0 907 0 t d 筛孔数 1973 012 0 247 0 15 115 1 22 t A n a 筛孔总面积 2 0 0 0 025 0 247 0 1 10mAA a 3 6 塔板校核 3 6 1 降液管液泛 取板厚 查 0 60 0 d 60 0 0 d 0638 0 0552 0 2502 0 025 0 2 0 fT AA A 化工原理 下册图 8 20 确定空流系数73 0 0 C 则通过筛孔的气速 sm A V u g 4 14 025 0 36 0 0 0 干板压降 液柱m C u g h L g d 0655 0 73 0 4 14 816 70 2 8 92 1 2 1 2 2 0 0 所以气体速率为 sm AA V u fT g a 919 0 0552 0 2502 0 36 0 2 故气相动能因子 smkguF gaa 5 05 05 05 0 50 1 70 2 919 0 化工系课程设计 12 图图 3 63 6 充气系数充气系数和动能因子和动能因子之间的关系之间的关系 a F 查图 3 6 确定充气系数60 0 气体通过塔板的压降 液柱mhhh LdP 1165 0 085 0 6 00655 0 液体通过降液管的压降 液柱m hl V h w L r 5 2 3 4 2 0 1005 3 10 5 686 0 108 5 153 0 153 0 计算降液管内清夜层高度 并取泡沫相对密度0 5 d H mhhhH rcPd 202 01005 3085 0 1165 0 5 而 m hH WT 2893 0 2 0785 0 50 0 2 可见 满足 2 1 WTd hHH 降液管内不会发生液泛 化工系课程设计 13 3 6 2 降液管内停留时间 ss V HA L df 522 19 108 5 202 0 0552 0 4 可见停留时间足够长 不会发生气泡夹带现象 3 6 3 液沫夹带 液沫夹带将导致塔板效率下降 通常塔板上液沫夹带量要求低于 0 1kg 液 V e 体 kg 干气体 则有 2 3 6 2 3 6 5 2 107 5107 5 LT T g fT V hH AfA V hH u e 干气液体干气液体kgkgkgkg 1000783 0 085 0 5 250 0 0552 0 502 0 36 0 10 7 19 107 5 2 3 3 6 可见液沫夹带量可以允许 3 6 4 漏液 克服液体表面张力的作用引起的压降 液柱m d h L 0025 0 004 0 81681 9 0197 0 4 81 9 4 0 则漏液点气速 g LL OW hh Cu 13 0 0056 0 4 4 0 sm5 66 0 72 816025 00 85 003 10056 00 3 70 44 5 117 2 65 6 4 14 0 OW u u K 化工系课程设计 14 可见不会发生严重漏液现象 由塔板校核结果可见 塔板结构参数选择基本合理 所设计的各项尺寸可 用 3 7 负荷性能图 3 7 1 气液流量的流体力学上下限线 漏液线 气相负荷下限线 第一点取设计点的液体流量 故 于是 相应hmVL 3 09 2 smuOW65 6 漏液点的气体体积流量为 hmAuV OWg 3 0 5993600025 0 65 6 第二点取液体流量为 hmVL 3 10 86 35 6 0 10 5 25 2 w L l V 则由图 3 可知07 1 E m l V Eh w L OW 0198 0 6 0 10 07 1 00284 0 00284 0 3 2 3 2 mhhh OWwL 0983 0 0198 0 0785 0 则对应的漏点气速为 g LL OW hh Cu 13 0 0056 0 4 4 0 sm05 7 0 72 816025 00 0983 0 3 10056 00 3 70 44 故 hmAuV OWg 3 0 6353600025 0 05 7 根据 2 09 599 和 10 635 两点 作直线 即为漏液线 化工系课程设计 15 液体流量下限线 令 006 0 0284 0 3 2 w L OW l V Eh 故 hml E V wL 3 2 3 2 3 66 1 60 0 07 1 00284 0 006 0 00284 0 006 0 在负荷性能图 处作垂直线 即为液体流量下限线 hmVL 3 66 1 液体流量上限线 取降液管内液体停留时间为 3s 则 hm HA V Tf L 3 12 33 3 360050 0 0552 0 3 3600 在负荷性能图 处作垂直线 即为液体流量上限线 hmVL 3 12 33 过量液沫夹带线 第一点取设计点的液体流量 hmVL 3 09 2 则由 2 3 6 107 5 fT V hH u e 解出 fT hHu 2 3 1 6 107 5 1 0 sm78 1 213 0 50 0 107 5 0197 0 1 0 2 3 1 6 于是 hmAAuV fTg 3 286336000552 0502 0 78 1 第二点取液体流量为 hmVL 3 10 mhL0983 0 即 mhh Lf 2458 0 0983 0 5 25 2 fT hHu 2 3 1 6 107 5 1 0 化工系课程设计 16 sm58 1 2458 0 50 0 107 5 0197 0 1 0 2 3 1 6 于是 hmAAuV fTg 3 254136000552 0 502 0 58 1 根据 2 09 2863 和 10 2541 两点 在负荷性能图上作出液沫夹带线 液泛线 第一点为设计点 hmVL 3 09 2 mhL085 0 60 0 LdP hhh 085 0 60 0 2 1 2 0 0 C u g L g 已求得 液柱mhr 5 1005 3 rcPd hhhH 085 0 085 0 60 0 2 1 2 0 0 C u g L g 5 1005 3 令 m hH H WT d 2893 0 2 0785 0 50 0 2 可见 085 0 085 0 60 0 2 1 2 0 0 C u g L g 5 1005 3 m2893 0 g L gCu 21005 3 085 0085 0 6 02893 0 5 00 70 2 816 81 9 21005 3 085 0 085 0 6 02893 0 73 0 5 sm06 22 故 hmAuVg 3 00 19863600025 0 06 22 第二点取液体流量为 hmVL 3 10 mhL0983 0 LdP hhh 085 0 60 0 2 1 2 0 0 C u g L g 化工系课程设计 17 液柱m hl V h w L r 0007 0 10 5 686 0 3600 10 153 0 153 0 2 3 2 0 rcPd hhhH 0983 0 0983 0 60 0 2 1 2 0 0 C u g L g 2893 0 0007 0 故 g L gCu 20007 0 0983 0 0983 0 6 02893 0 00 70 2 816 81 9 20007 0 0983 0 0983 0 6 02893 0 73 0 sm27 故 hmAuVg 3 000 27 由 2 09 1986 和 10 1837 两点 在负荷性能图上作出液泛线 如图 3 7 所示为塔板负荷性能图 图图 3 73 7 负荷性能图负荷性能图 化工系课程设计 18 3 7 2 塔板工作线 在负荷性能图上做出斜率为 621 108 5 36 0 4 L g V V 的直线 塔板工作线 此线与流体力学上下限线相交于 A B 两点 读出OAB A B 两点的纵坐标值即为和 并求出操作弹性 min g V max g V 86 2 650 1860 min max g g V V 操作弹性 由图可见 按本设计的塔板结构较理想 液泛线低于过量液沫夹带线 液 体流量上限线靠近塔板工作线 因此 操作弹性符合 此外 操作下限没有落 在液体流量下限线说明堰长取得合适 降液面积取得合理 且设计点处于正 w l 常工作区域内 4 冷凝器的热负荷 介质消耗量 4 1 热负荷 由于塔顶溜出液几乎为纯苯 近似按苯的性质计算 且忽略热流体的显热 当 时 泡点温度 查 化工原理 上册附录十四此温度下苯的比汽98 0 D xCtD 82 化焓为kgkJrc395 苯的千摩尔质量为 对于泡点有 kmolkgM A 78 kmolkJMrHH CcLmVm 3081078395 已知 hkmolDRV 7 43 0 23 19 0 1 即 hkJHHVQ LmVmC 6 1035 130810 7 43 化工系课程设计 19 4 2 消耗量 hkg tc Q W p C C 4 6 102 3 2535 174 4 1035 1 5 再沸器的热量衡算 5 1 热负荷 由于塔釜残留液几乎为乙苯 忽略塔釜残留液的摩尔焓 近似按乙苯的性质计 算 查化工基础数据手册可知 C 132下乙苯的汽化焓为 乙苯的千摩尔质量为 kgkJrc270 kmolkgMB116 对于泡点有 1 31320116270 kmolkJMrHH BcWm Vm 即再沸器的热负荷 QHHVQ Wm Wm B 设计时考虑的热负荷则 0 0 3 03 1 QHHVQ Wm Wm B hkJ 6 1041 1 031320 7 4303 1 5 2 消耗量 查 化工原理 上册附录二时水蒸气的汽化焓kpap 3 101 kgkJr7 2258 hkg r Q W B B 3 624 7 2258 1041 1 6 由计算结果可见 在塔釜加入的热量 而在塔顶带出的热量 hkJ 6 1041 1 说明在塔釜加入的少部分热量被塔顶的冷凝器带走 hkJQC 6 1035 1 化工系课程设计 20 6 筛板塔工艺设计计算结果汇总 序号项目符号单位计算数据 1平均温度 m t 104 7 2气相流量 g Vm3 s2 70 3液相流量 L Vm3 s 4 108 5 4实际塔板数 P N 16 5有效高度Zm7 5 6塔径Dm0 8 7板间距HTm0 5 8堰长 w lm0 60 9堰高 w hm0 0785 10板上清液层高度 L hm0 085 11堰上清液层高度 OW hm0 0065 12降液管压降 r hm 5 1005 3 13降液管内清夜层高度 d Hm0 2893 14塔板压降 P hmo 1245 15降液管底隙高度 0 hm0 0685 16气相动能因子 a F 5 05 0 smkg 1 50 17弓形降液管宽度 d Wm0 144 18筛孔总面积 0 Am20 025 19筛孔直径 0 dm0 004 20筛孔数目n 1973 21孔中心距tm0 012 22开孔率 0 0 10 1 23空塔气速u sm 1 24 24筛孔气速 0 u sm 14 4 25稳定系数K 2 17 26停留时间 s19 22 27液沫夹带V ekg 液 kg 气 0 00783 化工系课程设计 21 28 气相负荷上限 max g V m3 s1860 29 气相负荷下限 min g V m3 s650 30 操作弹性 2 86 7 符号说明 英文字母 Aa 塔板开孔区面积 m2 ev 液沫夹带量 kg 液 kg 气 Af 降液管截面积 m2 M 平均摩尔质量 kg kmol Ao 筛孔区面积 m2 do 筛孔直径 m AT 塔的截面积 m2 D 塔径 m C 负荷因子 无因次 Rmin 最小回流比 C20 表面张力为 20mN m R 回流比 的负荷因子 Tm 平均温度 g 重力加速度 m s2 Fo 筛孔气相动触因子 hl 出口堰与沉降管距离 m hf 板上清液高度 m hc 与平板压强相当的 hl 板上清液层高度 m 液柱高度 m ho 降液管的底隙高度 m hd 与液体流过降液管压强 how 堰上液层高度 m 降相当的液柱高度 m Hw 出口堰高度 m Hw 进口堰高度 m H 板式塔高度 m h 与克服表面张力压强 HP 人孔处塔板间距 m 降相当的液柱高度 m Hd 降液管内清夜层高度 m HF 进料处塔板间距 m HT 塔板间距 m K 稳定系数 lw 堰长 m Lh 液体体积流量 m3 h Ls 液体体积流量 m3 h n 筛孔数目 P 操作压力 kPa P 气体通过每层 T 理论板层数 筛板的压降 kPa u 空塔气速 m s t 筛孔的中心距 m uomin 漏液点气速 m s u 液体通过降液体 Vn 气体体积流量 m s 系的速度 m s Vs 气体体积流量 m s Wc 边缘无效区宽度 m Wd 弓形降液管高度 m Ws 破沫区宽度 m Z 板式塔有效高度 m 希腊字母 筛板厚度 m 开孔率 无因次