化工原理课程设计分离苯-甲苯筛板精馏塔的设计

1、Xx 学院化工原理课程设计题 目分离苯-甲苯筛板精馏塔的设计系（院）化学与化工系专业应用化工技术班 级 2008 级5班学生姓名学 号指导教师职 称2008年6月6日设计任务书（一）设计题目试设计一座苯-甲苯连续精馏塔，要求年产纯度为 97%的苯万吨/年， 塔顶馏出液中含苯不得低于97%，塔釜馏出液中含苯不得高于 2%，原料液中 含苯40%。（以上均为质量分数）（二）操作条件1）塔顶压力常压2）进料热状态自选3）回流比自选4）塔底加热蒸气压力0.5Mpa （表压）5）单板压降 0.7kPa（三）塔板类型自选（四）工作日每年工作日为300天，每天24小时连续运行（7200小时）（五）设计说明书的

2、内容1. 设计内容（1）流程和工艺条件的确定和说明（2）操作条件和基础数据（3）精馏塔的物料衡算；塔板数的确定；（5）精馏塔的工艺条件及有关物性数据的计算；（6）精馏塔的塔体工艺尺寸计算；（7）塔板主要工艺尺寸的计算；（8）塔板的流体力学验算；（9）塔板负荷性能图；（10）主要工艺接管尺寸的计算和选取（进料管、回流管、釜液出口管、塔顶蒸 汽管、人孔等）（11）塔板主要结构参数表（12）对设计过程的评述和有关问题的讨论。2. 设计图纸要求：1）绘制生产工艺流程图（A3号图纸）；2）绘制精馏塔设计条件图（A3号图纸）。目录1. 流程和工艺条件的确定和说明 02. 操作条件和基础数据 02.1. 操

3、作条件 02.2. 基础数据 03. 精馏塔的物料衡算 03.1. 原料液及塔顶、塔顶产品的摩尔分率 03.2. 原料液及塔顶、塔底产品的平均摩尔质量 13.3. 物料衡算 14. 塔板数的确定 14.1. 理论塔板层数Nr的求取 14.1.1. 绘 t-x-y 图和 x-y 图 14.1.2. 最小回流比及操作回流比的确定 34.1.3. 精馏塔气、液相负荷的确定 34.1.4. 求操作线方程 34.1.5. 图解法求理论板层数 34.2. 实际塔板数的求取 45. 精馏塔的工艺条件及有关物性的计算 45.1. 操作压力计算 45.2. 操作温度计算 45.3. 平均摩尔质量计算 55.4.

4、 平均密度计算 55.4.1. 气相平均密度计算 55.4.2. 液相平均密度计算 55.5. 液体平均表面张力计算 65.6. 液体平均黏度计算 65.7. 全塔效率计算 75.7.1. 全塔液相平均粘度计算 75.7.2. 全塔平均相对挥发度计算 75.7.3. 全塔效率的计算 86. 精馏塔的塔体工艺尺寸计算 86.1. 塔径的计算 86.2. 精馏塔有效高度的计算 97. 塔板主要工艺尺寸的计算 107.1. 溢流装置计算 107.1.1. 堰长 l W 107.1.2. 溢流堰高度 hW 107.1.3. 弓形降液管宽度 Wd 和截面积 Af 107.1.4. 降液管底隙高度 h0

5、117.2. 塔板布置 117.2.1. 塔板分布 117.2.2. 边缘区宽度确定 117.2.3. 开孔区面积计算 117.2.4. 筛孔计算及其排列 118. 筛板的流体力学验算 128.1. 塔板压降 128.1.1. 干板阻力 hc 计算 128.1.2. 气体通过液层的阻力h1 计算 128.1.3. 液体表面张力的阻力h计算 128.2. 液面落差 138.3. 液沫夹带 138.4. 漏液 148.5. 液泛 149. 塔板负荷性能图 159.1. 漏液线 159.2. 液沫夹带线 159.3. 液相负荷下限线 169.4. 液相负荷上限线 169.5. 液泛线 1610. 主

6、要工艺接管尺寸的计算和选取 1810.1. 塔顶蒸气出口管的直径 dV 1810.2. 回流管的直径 dR 1910.3. 进料管的直径 dF 1910.4. 塔底出料管的直径 dW 1911. 塔板主要结构参数表 1912. 设计实验评论 2113. 收获与致谢 2114. 参考文献 2215. 附图（工艺流程简图、主体设备设计条件图） 221. 流程和工艺条件的确定和说明本设计任务为分离苯一甲苯混合物。 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，冷凝液在泡点下一部分回流至塔内，其余部分经 产品冷

7、凝冷却后送至储罐。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1.4倍。塔釜采用间接蒸汽加热，塔底产品经冷却后送至储罐。2. 操作条件和基础数据2.1. 操作条件塔顶压力常压101.325kPa进料热状态泡点进料回流比1.6倍塔底加热蒸气压力0.5Mpa （表压）单板压降 0.7kPa。2.2. 基础数据进料中苯含量（质量分数）40% 塔顶苯含量（质量分数） 97% 塔釜苯含量（质量分数） 2% 生产能力（万吨/年） 9.73. 精馏塔的物料衡算3.1. 原料液及塔顶、塔顶产品的摩尔分率苯的摩尔质量M=78.11 kg/kmol甲苯的摩尔质量MB=92.13 kg/kmol0

8、.4/78.11Xd=:=0.9740.97/78.110.03/92.13Xf= =0.4400.4/78.110.6/92.130.97/78.110.02/78.11xW=0.02/78.11 0.98/92.13=0.0243.2. 原料液及塔顶、塔底产品的平均摩尔质量MF= 0.440 X 78.11+ (1-0.440 )x 92.13=85.96kg/kmolMD= 0.974 X 78.11+ (1-0.974 )x 92.13=78.47 kg/kmolMW= 0.024 x 78.11+ (1-0.024 )x 92.13=91.79 kg/kmol3.3.物料衡算9722

9、生产能力 F=113.10 kmol/h85.96总物料衡算113.10=D+W苯物料衡算113.10 X 0.440=0.974D+0.02 W联立解得D=49.79 kmol/hW=63.31kmol/h4. 塔板数的确定4.1. 理论塔板层数2的求取苯一甲苯属理想物系，可采用图解法求理论板层数4.1.1. 绘 t-x-y 图和 x-y 图由手册1查的甲醇-水物系的气液平衡数据表一苯一甲苯气液平衡苯（101.3KPa） /%（mol）沸点/c110.56105.71101.7898.2595.2492.43气相组成0.020.837.250.761.971.3液相组成0.010.020.0

10、30.040.050.0沸点/c89.8287.3284.9782.6181.2480.01气相组成79.185.791.295.998.0100.0液相组成60.070.080.090.095.0100.0由上数据可绘出和t-x-y图和x-y图函4.12最小回流比及操作回流比的确定采用作图法求最小回流比。因为是泡点进料，则XF=Xq,在图二中对角线上, 自点（0.440，0.440）作垂线即为进料线（q线），该线与平衡线的交点坐标为yq = 0.660 x q=0.440故最小回流比为Rmm= = 0.97660 =1.427yq xq0.660 0.440则操作回流比为R= 1.6 Rni

11、n =1.6 X 1.427=2.2834.1.3. 精馏塔气、液相负荷的确定L=RB2.283 X 49.79=113.67kmol/hV=（R+1）D= （2.283+1 ） X 49.79=163.46 kmol/hL =L+F=113.67+113.10=226.77 kmol/hV =V=163.46 kmol/h4.1.4. 求操作线方程相平衡方程ynXn2.47 1.47yn精馏段操作线方程为LD2.2830.974y xxDx0.695x+ 0.297V V3.2833.283提馏段操作线方程为,L , W226.77 , 1.5194y xxwx1.387x 0.00930V

12、 V163.46163.464.1.5. 求理论板层数1）采用图解法求理论板层数，如图二所示。求解结果为总理论塔板数NT=14 （包括再沸器）进料板位置Nf=72）逐板计算求理论塔板数XyXy10.9380.97490.2800.490 120.8830.949100.1980.37930.8060.911110.1270.26540.7080.857120.0750.167 :50.6020.789130.0410.09560.5040.715140.0200.04870.426:0.64780.3600.582X7=0.315 mPa s塔釜液相平均粘度的计算由tv=117.2oC，查手册

13、2得A=0.22 mPa sB=0.24 mPa slg LWm 0.020lg(0.22) (1 0.020)lg(0.24)解出lw=0.24 mPa- s全塔液相平均粘度为l= (0.315+0.24 ) /2=0.28 mPa s5.7.2. 全塔平均相对挥发度计算相对挥发度依下式计算，即虫（理想溶液）Pb塔顶相对挥发度的计算由tD=80.7oC,查手册2得Pa =105.53KPa P b =40 KPa生咤2.64Pb40由tW=117.2 oC,查手册2得Pa =250 KPa P b =100.60 KPapPb250100.602.48全塔相对挥发度为m 5 s Lh0.00

14、324 3600故降液管设计合理7.14降液管底隙高度hhLh3600lwU取 u 0=0.06 m/s则h00.00324 3600=0.0531m符合小塔径ho不小于25mm勺要求。3600 1.016 0.06h w-h o=0.0652-0.0531=0.0121m 0.006m故降液管底隙高度设计合理。选用凹形受液盘，深度hw=70mm7.2. 塔板布置7.2.1. 塔板分布因D=1.40m所以采用分块式。查手册4得，塔板分为3块7.2.2. 边缘区宽度确定取安定区Ws Ws 0.075m,边缘区W=0.06m。7.2.3. 开孔区面积计算开孔区面积Aa按下式计算，Aa2(x,r2

15、x22r sin180其中 x= D (Wd WS) M-(0.224+0.75)=0.401m 2 2D1 4r= Wc 一 -0.06=0.64m2 2A a=0.1.016 m7.2.4. 筛孔计算及其排列苯一甲苯体系处理的物系无腐蚀性，选用S =3mn碳钢板，取筛孔直径do=5mm 筛孔按正三角排列，取孔中心距t为t=2.5 d0=2.5 x 5=12.5mm筛孔数目n为1158 1000 八 1.158 1.016 .n=Aa=2 =7530 个t t0.0125开孔率为 =0.907 (虫)2=0.907 ( 0.005 )2=14.51% t0.0125气体通过阀孔的气速为8.7

16、2 m/sU0上=286A001.016 0.14518. 筛板的流体力学验算8.1. 塔板压降8.1.1. 干板压降hd计算干板压降可由下式计算，2g C0 L由d S =5/3=1.67，查手册干筛孔的流量系数图4，可得孔流系数C=0.78故hd=1一(也2)( 2.851 ) 0.023 m液柱2 9.81 0.78805.398.1.2. 气体通过液层的阻力hL计算Va1.286 cccc /Ua=a=0.929 m/s州 A 1.539 0.1541/2 1/2Fa=w. v =0.929 2.8511.69 kg / (s m )查手册充气系数关联图4可得=0.58则hL= (hw

17、+how)=0.59 (0.0652+0.0148 ) =0.045m液柱8.1.3. 液体表面张力的阻力h计算液体表面张力所产生的阻力h.由下式计算ha =_LLgdo.02lm液柱气体通过每层塔板的液柱高度 hp由下式得hp= hi+ h a + hc=0.023+0.047+0.0021=0.0721m 液柱气体通过每层塔板的压降为 Pp= hp lg=0.0721 X 805.39 X 9.81=569.65 Pa700Pa (设计允许值)8.2. 液面落差液面落差h由下式计算3(1000bhL)L0.215(250b 1000hf)2 (3600L0 h平均液流宽度b Z (14 “

18、16)1.208 m2 2塔板上鼓泡层高度hf2.5hL2.5 0.047 0.1175m内外堰间距离乙 D 2Wd 1.4 2 0.2240.95 m液相流量3Ll Ls=0.00324 m /s247.96 10 m,0.215(250 1.208 1000 0.1175)0.28 (3600 0.00324) 0.95h (1000 1.208 0.047)805.39h/0.05=0.0160.5所以液面落差符合要求8.3. 液沫夹带液沫夹带量由下式计算3.25.7 10 3 uaeVLHt hfhf=2.5hL=2.5 X 0.047=0.1175则 e 5.7 10 (0915)3

19、20.0072 kg 液/kg 气U0，min计算正确稳定系数为U0u0,min8.725.651.5431.5故在本设计中无明显漏液8.5. 液泛为防止塔内发生液泛，降液管内液层Hd高应服从下式苯一甲苯物系属一般物系，取=0.5，则(Hp+hw) =0.5 ( 0.45+0.0652) =0.26m又H=hp+ h l+ h d板上不设计进口堰，hd可由下式算得hd 0.153 u02 0.153 0.252 0.0096m液柱Hd = 0.0711+0.047+0.0096=0.121m 液柱则肌 Ht hw所以本设计中不会发生液泛现象。9. 塔板负荷性能图9.1. 漏液线由 Uo,min

20、4.4Co 0.0056 0.13h_ hoL / vV iU0, min二土mnAhL=how hwhow=2.841000E( S)lw2/3得 Vs,min4.4C0A00.0056 0.13 hwV10002/3LhLwhoL / v=4.4 X 0.78 X 1.016 X 0.1451x.0056 13 .36 鑑 12/33600Js 0.0021 805.39/2.85 1.016整理得Vs,min =8.505 0.01198 0.0858Ls2/3在操作范围内，任取几个Ls值，依上式计算出Vs值，计算结果如下表二。表二Ls， m3/s0.0050.010.0150.02Vs

21、，m3/s1.0241.0751.1151.151由上表作出漏液线1。9.2. 液沫夹带线以 ev=0.1kg液/kg气为限，求Vs-Ls关系如下:5.7 10 63.2UaHt hfUa=Vs0.722Vs厲 A 1.539 0.154hf=2.5hL=2.5 (h OW+ hWhv=0.0652how=2.841000(3600 Ls)2/3(1.016)0.66L2/3s2/3故 hf=0.163+1.65 LsHT-hf=0.45 ( 0.163+1.65 Ls2/3 ) =0.287 1.65 Ls2/365.7 1020.26 10 30.722Vs2/30.287 1.65 Ls

22、3.2=0.1整理得 Vs 2.49 14.32 Ls2/3在操作范围内，任取几个Ls值，依上式计算出表三Vs值，计算结果如卜表三。Ls， m3/s0.0050.0100.0150.02Vs，m3/s2.0711.8251.6191.435由上表可作出液沫夹带线2。9.3. 液相负荷下限线对于平直堰，取堰上液层高度 h。皿0.006m作为最小液体负荷标准。由下式h ow=型 E( 3600Lh)2/3=0.0061000 lw取E=1,则Ls，m.06 100)3/22.841.01636003 .0.000867 m/s则可以作出与气体流量无关的垂直液相负荷下限线3。9.4. 液相负荷上限线

23、以0 =4s作为液体在降液管中停留时间的下限，由下式0 = AHtLs得 I = Af H T4 得Is, ma=Ls0.154 0.4540.017325 m3/s据此可作出与气体流量无关的垂直液相负荷上限线49.5. 液泛线H dH Thw由Hd=hp+ hl+ hd； hp= 2+ h + he； hi=B hL； hL=how hw联立得 Ht (1)hw (1)how he+hd+h忽略h,将how与 Ls, hd与Ls, he与VS的关系代入上式，并整理得aVs2b eLs2 dLs2式中,0.051 / v、a 2() A0C0Lb Ht (1)hWc 0.153/(Iw%)2d

24、2.84*10 3E(1)(3600)2/3lW将有关数据代入，得0.051( 2.852 (0.145 1.016 0.78805.390.0137b 0.50 0.45 (0.450.58 1.00) 0.06520.155c0.153211.016 0.053152.5733600、2/3d2.84 101 (1 0.58)()1.041.016则 0.0137VS20.155 52.57LS2 1.02LS2/3在操作范围内，任取几个Ls值，依上式计算出表四Vs值，计算结果如下表四。Ls， m3/s0.0050.0100.0150.020Vs，m3/s2.4412.0881.6691.

25、066即Vs2 8.28 3837 Ls2 76.12LS2/3由上表数据可以作出液泛线 5.根据以上各线方程，可以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0A即作出操作线。由图可知，改筛板的 操作上限为液泛控制，下限为漏液控制。由图得33Vs,min =1.02 m /sVs,max=2.07 m/S则操作弹性为max/ Vs,min =2.310. 主要工艺接管尺寸的计算和选取10.1. 塔顶蒸气出口管的直径dv1220 m/s，蒸气管的直径为Vs-塔顶蒸气量 m/s，取操作压力为常压时，蒸气导管中常用流速为 dv4Vs，其中dv-塔顶蒸气导管内径 mdv4 4.

26、25-3.14 15Uv=15.00 m/s，贝U0.6 m故选取接管外径X厚度630 x 20mm102回流管的直径dR塔顶冷凝器械安装在塔顶平台时，回流液靠重力自流入塔内，流速UR可取dR4 0.0113.14 0.30.20.5 m/s。取 ur=0.3 m/s，贝U0.02 m故选取接管外径x厚度25X 2mm10.3.进料管的直径dF采用高位槽送料入塔，料液速度可取u=0.40.8 m/s，取料液速度 山=0.5m/s,则drU 0.0143.14 0.50.19m故选取接管外径X厚度219X 14mm10.4.塔底出料管的直径 dw一般可取塔底出料管的料液流速U为0.51.5 m/

27、s，循环式再沸器取1.01.5 m/s（本设计取塔底出料管的料液流速Uv为0.8 m/s）则dw4Lw. 4 0.0100.12mW V UwY3.14 0.8接管外径X厚度133 x 5.5mm11.塔板主要结构参数表表五.筛板塔设计计算结果序号项目数值1平均温度tm C87.652平均压力Pm kPa105.883气相流里Vs m /s1.2864液相流量Ls m3/s0.003245实际塔板数246有效段高度Zm11.307精馏塔塔径m1.48板间距m0.459溢流形式单溢流10降液管形式弓形11堰长m1.01612堰咼m0.062513板上液层咼度m0.08014堰上液层咼度m0.01

28、4815降液管底隙高度m0.05316安定区宽度m0.07517边缘区宽度m0.06018开孔区面积m21.01619筛孔直径m0.00520筛孔数目753021孔中心距m0.012522开孔率14.5023空塔气速m/s1.3624筛孔气速m/s8.7225稳定系数1.54326精馏段每层塔板压降Pa569.6527负荷上限液泛控制28负荷下限漏液控制29液沫夹带ev （0.1kg液/kg气）0.007230液相负荷上限m3/s0.00086731液相负荷下限m3/s0.017332操作弹性2.0312. 设计实验评论苯是由煤干馏、石油催化裂解、催化重整得到，常含有芳香族同系物、噻吩 及饱和烃等，常采取精馏的方法分离提纯苯。 苯为无色透明液体， 有芳香族特有 的气味，难用于水。苯的危险特性属第 3.2 类中闪点易燃液体。 苯的蒸气对人有 强烈的毒性， 急性中毒时出现酒醉状态、 晕眩、瞳孔放大、网膜出血、 皮肤苍白、 体温和血压下降、脉搏微弱，终因呼吸麻痹、痉挛而死亡。工业上常用作合成燃 料、医药、农药、照相胶片以及石油化工制品的原料， 清漆、硝基纤维的稀释剂、 脱漆剂、树脂、人造革等溶剂。本设计进行苯和甲苯的分离，采用直径为 2m的精馏塔，选取效率较高、塔 板结构简单