板式精馏塔分离苯-甲苯混合物课程设计

1、摘要. 第一章概述.1.1精馏塔设计任务.1.2精馏塔设计方案的选定. 第二章精馏塔设计计算.2.1精馏塔的物料衡算.2.2塔板数的确定.2.3精馏塔的工艺条件及有关物性数据的计算.2.4精馏塔的塔体工艺尺寸计算.2.5塔板主要工艺尺寸的计算. 第三章筛板的流体力学验算3.1塔板压降.3.2液面落差. 第四章塔附属设备选型及计算4.1再沸器(蒸馏釜.4.2塔顶回流冷凝器.4.3进料管管径.4.4回流管管径.4.5法兰.4.6人孔. 设计小结. 附录. 参考文献.本设计任务为精馏塔分离苯-甲苯混合物。对于二元混合物的分离,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人精

2、馏塔内。塔顶上升蒸气采用全器冷凝,冷凝液在泡点温度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,所以在设计中把操作回流比取最小回流比的1.5倍。塔釜采用间接蒸汽加热,塔底产品经冷却后送至储罐。关键词:分离苯甲苯AutoCAD 筛板精馏塔设计计算第一章概述化工生产中所处理的原料,中间产物,粗产品几乎都是由若干组分组成的混合物,而且其中大部分都是均相物质。生产中为了满足储存,运输,加工和使用的需求,时常需要将这些混合物分离为较纯净或几乎纯态的物质。精馏是分离液体混合物最常用的一种单元操作,在化工,炼油,石油化工等工业得到广泛应用。精馏过程在能量计的驱动

3、下,使气、液两相多次直接接触和分离,利用液相混合物中各相分挥发度的不同,使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。实现原料混合物中各组成分离该过程是同时进行传质传热的过程。本次设计任务为设计一定处理量的分离苯和甲苯混合物精馏塔。板式精馏塔也是很早出现的一种板式塔,20世纪50年代起对板式精馏塔进行了大量工业规模的研究,逐步掌握了筛板塔的性能,并形成了较完善的设计方法。与泡罩塔相比,板式精馏塔具有下列优点:生产能力(20%40%塔板效率(10%50%而且结构简单,塔盘造价减少40%左右,安装,维修都较容易。1在本设计中我们使用筛板塔,筛板塔的突出优点是结构简单,造价低。合理的设计和

4、适当的操作筛板塔能满足要求的操作弹性,而且效率高。采用筛板可解决堵塞问题,适当控制漏液。筛板塔是最早应用于工业生产的设备之一,五十年代之后,通过大量的工业实践逐步改进了设计方法和结构。近年来与浮阀塔一起成为化工生产中主要的传质设备。为减少对传质的不利影响,可将塔板的液体进入区制成突起的斜台状,这样可以降低进口处的速度,使塔板上气流分布均匀。筛板塔多用不锈钢板或合金制成,使用碳钢的比较少。实际操作表明,筛板在一定程度的漏夜状态下操作使其板效率明显下降,其操作的负荷范围比泡罩塔窄,但设计良好的塔其操作弹性仍可达到2-3。化工原理课程设计是培养学生化工设计能力的重要教学环节,通过课程设计使我们初步掌

5、握化工设计的基础知识、设计原则及方法;学会各种手册的使用方法及物理性质、化学性质的查找方法和技巧;掌握各种结果的校核,能画出工艺流程、塔板结构等图形。在设计过程中不仅要考虑理论上的可行性,还要考虑生产上的安全性、经济合理性。在设计过程中应考虑到设计的业精馏塔具有较大的生产能力满足工艺要求,另外还要有一定的潜力。节省能源,综合利用余热。经济合理,冷却水进出口温度的高低,一方面影响到冷却水用量。另一方面影响到所需传热面积的大小。即对操作费用和设备费用均有影响,因此设计是否合理的利用热能R等直接关系到生产过程的经济问题。2本课程设计的主要内容是设计过程的物料衡算,塔工艺计算,塔板结构设计以及校核。1

6、.1精馏塔设计任务在一常压连续的精馏塔内分离苯-甲苯混合液,已知原料的进液量为4000kg/h,组成为0.41(苯的质量分率,要求塔顶流出液的组成为0.96,塔底釜液组成为0.02。设计条件如下:操作压力进料热状态回流比单板压降全塔效率建厂地址4kPa 自选自选0.7kPa ET=52% 淄博试根据上述工艺条件作出筛板塔的设计1.2精馏塔设计方案的选定本设计任务为分离苯-甲苯混合物。对于二元混合物的分离,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,冷凝液在泡点温度下一部分回流至塔内,其余部分产品经冷却器冷却后送至储罐。该物系属易

7、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。塔釜采用间接蒸汽加热,塔底产品经冷却后送至储罐。第二章 精馏塔设计计算2.1 精馏塔的物料衡算苯的摩尔质量 A M =78 kg/km ol甲苯的摩尔质量 B M =92 kg/kmolF 0.41/78x =F D W M =0.45078+(1-0.45092=85.82 kg /km olM =0.96678+(1-0.96692=78.59 kg/km olM =0.023578+(1-0.023592=91.67 kg /km ol 原料处理量 4000F =46.61 (km ol /h 85.82总物料衡算 D +W

8、=46.61苯物料衡算D =21.09 km ol /h W =25.51 km ol /h2.2 塔板数的确定苯-甲苯属理想物系,可采用图解法求理论板层数。由苯-甲苯物系的气液平衡数据,绘出苯-甲苯混气液平衡相图,如图 2.1所示: 采用作图法求最小回流比。在气液平衡相图2.1中对角线上,自点e (0.4911 , 0.4911作垂线 ef即为进料线(q 线,该线与平衡线的交点坐标为 :q q y =0.667 , x =0.450故最小回流比为:D q min q qx -y 0.9659-0.667R =1.38y -x 0.667-0.450取操作回流比为:min R =1.5R =1

9、.5 1.38=2.07 求精馏塔的气、液相负荷V =(R +1D =(2.07+121.09=64.75kmol /h L =L +qF =43.66+46.61=90.27 km ol /hV =V =64.75 kmol /h 图2.2 图解法求理论板图求操作线方程 精馏段操作线方程为:n +1n +1D n +11y =x +x =0.674x +0.314611R R R +提馏段操作线方程为n +1n +1W n +1y =x x =1.398x 0.009L qF W L qF WL qF W+'''+-+- 图解法求理论板层数采用图解法求理论板层数,如图

10、 2.2所示。求解结果为:总理论板层数T N =14-1=13(不包括再沸器,进料板位置N F =7。精馏段实际板层数:T,N =5/0.5210 提馏段实际板层数:T,N =6.5/0.52132.3 精馏塔的工艺条件及有关物性数据的计算塔顶操作压力 D P =101.3kPa +4kPa =105.3kPa 每层塔板压降 P =0.7 kPa因该精馏塔操在常压下操作,并且两组分的物理化学性质,特别是两组分的化学结构比较接近,所以该混合物为完全理想体系。4依据操作压力,由泡点方程通过试差法计算出泡点温度,利用安托尼方程计算,计算结果如下:塔顶温度 D t =82.1 C 进料板温度 F t

11、=99.5C 塔顶气、液混合物平均摩尔质量: 由D 1x =y =0.9659, 查汽液平衡曲线图2.1,得1x =0.916V D m LD m M =0.965978+(1-0.965992=78.59kg /km olM =0.91678+(1-0.91692=79.29 kg /km ol进料板气、液混合物平均摩尔质量: 由图解法求理论板图2.2, 得F y =0.604查汽液平衡曲线图2.1,得F x =0.388 。V Fm LFm M =0.60478+(1-0.60492=83.66 kg /km olM =0.38878+(1-0.38892=86.68 kg /km ol精

12、馏段气、液混合物平均摩尔质量:(V m V D m V Fm Lm LD m LFm M =M +M /2= 81.13kg /km olM =M +M /2= 82.99kg /km ol气相平均密度 由理想气体状态方程计算,即(3m V m V m m=液相平均密度 液相平均密度依下式计算,即ii m1=W/塔顶液相平均密度:D t =82.1 C ,查有机液体相对密度共线图得33A B =812.7 g /m , =807.9 kg /m3=812.5 kg /mLD m进料板液相平均密度:F t =99.5C ,查有机液体相对密度共线图得 33A B =793 kg /m , =791

13、 kg /m 进料板液相的质量分数为A 3LFm 0.38878w =0.350.38878+(1-0.388921=791.7kg /m0.35/793+(1-0.35/791精馏段液相平均密度为(3Lm LDm LFm =+/2=812.5+791.7/2=802.1 kg /m液相平均表面张力依下式计算,即 L m ii = 塔顶液相平均表面张力:D t =82.1C ,查有机液体表面张力共线图得:-3-3A B =21.210 N /m , =21.410 N /m-3进料板液相平均表面张力:F t =99.5C ,查有机液体表面张力共线图得:-3-3A B =18.910 N /m

14、, =20.010 N /m-3精馏段液相平均表面张力为-3-3-3Lm LD m LFm =(+/2=(21.2510+19.5710/2=20.4110(N /m 液相平均粘度依下式计算,即 Lm iilg =x lgu塔顶液相平均粘度:D t =82.1C ,查液体粘度共线图得: A B =0.302m Pa s,=0.306m Pa s 计算得:LD m =0.302m P s 进料板液相平均粘度:F t =99.5C ,查液体粘度共线图得:A B =0.256 m Pa s ,=0.265mPa s 计算得:LFm =0.261 m Pa s 精馏段液相平均粘度为:Lm LDm LF

15、m =(+/2=0.282 mPa s2.4 精馏塔的塔体工艺尺寸计算 最大空塔气速和空塔气速 最大空塔气速计算公式: max u =精馏段的气、液相体积流率为:3V m s V m 3Lm s LmV M V =0.62m /s3600LM L =0.0017m /s3600式中C 由式0.2Lm 20C =C (20计算,其中的20C 由史密斯关联图查取,图的横坐标为 :1/2s Lm s V mL (=0.045V 取板间距T H =0.45m ,板上液层高度L h =0.05 m ,则T L H -h =0.45-0.05=0.4 m由史密斯关联图查得20C =0.0850.20.2L

16、m 2020.6069C =C (=0.085(=0.08552020max u =1.41 m /s 取安全系数为0.6,则空塔气速为 :max u =0.6u =0.6 1.41=0.846 m /s 塔径D =0.966 m 按标准塔径圆整后为D =1.0m 塔截面积为 222T A =D =1.0=0.785m44 气体的实际气速:s TV 0.62u =0.790m /sA 0.785T Z =(N -1=(10-10.45=4.05 m精精提馏段有效高度为T Z =(N -1H =(13-10.45=5.4m在精馏段、提馏段各设一人孔,其高度均为0.8 m 故精馏塔的有效高度为Z

17、=(Z +Z +0.82=4.05+5.4+0.82=11.05 m2.5 塔板主要工艺尺寸的计算因塔径D =1.0m ,可选用单溢流弓形降液管,采用凹形受液盘。各项计算如下:堰长w l 取w l =0.6D =0.6m 溢流堰高度w h由w L ow h =h -h ,选用平直堰,堰上液层高度ow h 由下式计算,即2/3s ow wL 2.84h =E(1000l近似取E =1, 则2/32/3s ow wh =E(=1(=0.0134 m1000l 10000.6取板上清液层高度 L h =0.05 m 故w L ow h =h -h =0.05-0.0134=0.0366m 弓形降液管

18、宽度d w 和截面积f A 由w l =0.6D,查弓形降液管的宽度与面积图,得d f Tw A =0.05 ,=0.1A D2依下式验算液体在降液管中停留时间,即f Ts=10.32s 5 s L 0.00173600故降液管设计合理。 降液管底隙高度0hs o w oL h =3600l u '取降液管底隙的流速u =0.12 m /s ',则s o w ow o L 36000.0017h =0.023m >(0.02 0.025 mh -h =0.0366-0.023=0.0136m >0.006 m'故降液管底隙高度设计合理。 选用凹形受液盘,深度

19、w h =50m m '。因D800mm,故塔板采用分块式。查表3-7得,塔极分为3块。 边缘区宽度确定取W s= =0.065 m ,W c=0.035 m开孔区面积计算开孔区面积A a 按式3-16计算,即 其中 x = D /2 - (W d + W s = 0.5-(0.124+0.065=0.311 mr = D /2 - W c =0.5-0.035=0.465 m故 筛孔计算及其排列本例所处理的物系无腐蚀性,可选用=3 mm碳钢板,取筛孔直径 d0=5 mm。筛孔按正三角形排列,取孔中心距t为t=3d0=3 × 5=15mm筛孔数目n为 开孔率为 = A0 /A

20、 a = 0.907 /(t/d02 = 10.1%气体通过筛孔的气速为筛孔气速u 0 =V S / A 0 =0.621/(0.101 × 0.532=11.56m/s第三章筛板的流体力学验算3.1塔板压降干板阻力hc计算干板阻力hc由式3-26 计算,即 由d0/=5/3=1.67,查图3-14得,C0=0.772故气体通过液层的阻力hl计算气体通过液层的阻力hL由式3-31计算,即 查图3-15,得=0.61。故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由式3-34计算,即 气体通过每层塔板的液柱高度hp可按下式计算,即 气体通过每层塔板的压降为3.2液面落差对于筛板塔

21、,液面落差很小,且本例的塔径和液流量均不大,故可忽略液面落差的影响。3.3液沫夹带液沫夹带量由式3-36计算,即 kg液/kg气<0.1 kg液/kg气故在本设计中液沫夹带量ev在允许范围内。3.4 漏液对筛板塔,漏液点气速u0,max可由式3-38计算, 实际孔速u0=11.56 m/s>u0,min稳定系数为K=u o/u0,min=11.56/5.985=1.93>1.5故在本设计中无明显漏液。3.5液泛为防止塔内发生液泛,降液管内液层高Hd应服从式3-46的关系,即H d(H T+h w苯一甲苯物系属一般物系,取=0.5,则(H T+h w=0.5(0.40+0.04

22、7=0.224而H d=h P+h L+hd板上不设进口堰,hd可由式3-44计算,即h d=0.153(u0/2=0.153(0.082=0.001 m液柱H d=0.08+0.06+0.001=0.141 m液柱H d(H T+h w,故在本设计中不会发生液泛现象。8 塔板负荷性能图(1 漏液线由,得 整理得在操作范围内,任取几个Ls值,依上式计算出Vs值,计算结果列于表3-19。表3-19 由上表数据即可作出漏液线l。(2 液沫夹带线以 ev=0.1kg液/kg气为限,求 Vs-Ls关系如下: 由 在操作范围内,任取几个Ls值,依上式计算出Vs值,计算结果列于表3-20。表3-20 由上

23、表数据即可作出液沫夹带线2。(3 液相负荷下限线对于平直堰,取堰上液层高度h OW=0.006m作为最小液体负荷标准。由式3-21得 据此可作出与气体流量无关的垂直液相负荷下限线3。(4 液相负荷上限线以=4s作为液体在降液管中停留时间的下限 据此可作出与气体流量元关的垂直液相负荷上限线4。(5 液泛线 令由 联立得忽略h,将h OW与L s,h d与L s,h c与V s的关系式代人上式,并整理得 式中:将有关的数据代入整理,得在操作范围内,任取几个Ls值,依上式计算出Vs值,计算结果列于表3-22。表3-22 由上表数据即可作出液泛线5。根据以上各线方程,可作出筛板塔的负荷性能图,如图5-

24、20所示。 图3-23 精馏段筛板负荷性能图在负荷性能图上,作出操作点A,连接OA,即作出操作线。由图可看出,该筛板的操作上限为液泛控制,下限为漏液控制。由图3-23查得V s,max=1.075 m3/s V s,min=0.317 m3/s故操作弹性为V s,max / V s,min=3.391所设计筛板的主要结果汇总于表3-23。第四章 塔附属设备选型及计算4.1 再沸器(蒸馏釜该设备是用于加热塔底料液合之部分气化提供蒸馏过程所需要的热量的热交换设备,常用的有以下几种:内置式再沸器,釜式再沸器,虹式再沸器,强制循环式再沸器。综合考虑其生产的传热条件及经济效率选择虹式再沸。4.2 塔顶回

25、流冷凝器塔顶回流冷凝器通常是采用管壳式换热器,有卧式、立式、或管外冷凝器等形式。按冷凝器与塔的相对位置区分有这样的两类:整体式及自流式、强制循环式。在这个设计的生产中,由于产量比较大,宜选用强制循环式。4.3 进料管管径本设计采用直管进料管,管径的计算公式 J D =取管内流速 F u =1.5m /s 则J D =0.0380m 根据工艺标准,将其圆整到J D =0.05m4.4 回流管管径回流量D =21.09 km ol /h 又D 3LDmM =78.59 k g /k m o l =812.2982 k g /m则液体流量 3取管内流速 H u =1.5m /s 则回流管直径H D =0.0165 m 根据工艺标准,将其圆整到H D =0.02m4.5 法兰由于常压操作,所有的法兰均采用标准管法兰,平焊法兰,有不同的公称直径选用相应法兰。根据进料管选取进料管接管法兰:PN 0.25 , DN 32 (GB 20593-1997。4.6孔人孔是安装或检修人员进出塔的唯一通道。一般每隔1020块塔板设1个人孔,本设