处理量为12000 苯甲苯常压连续精馏塔的设计

1、PAGE PAGE 38处理量为12000 kg/h苯甲苯常压连续精馏塔的设计 TOC o 1-1 h z u 目 录 HYPERLINK l _Toc359997042 一、设计任务名称 PAGEREF _Toc359997042 h 2 HYPERLINK l _Toc359997043 二、设计条件 PAGEREF _Toc359997043 h 2 HYPERLINK l _Toc359997044 三、设计的内容和要求 PAGEREF _Toc359997044 h 2 HYPERLINK l _Toc359997045 四、物料衡算 PAGEREF _Toc359997045 h

2、3 HYPERLINK l _Toc359997046 五、塔板数的确定 PAGEREF _Toc359997046 h 3 HYPERLINK l _Toc359997047 六、精馏塔的工艺条件及有关物性数据的计算 PAGEREF _Toc359997047 h 6 HYPERLINK l _Toc359997048 七、精馏塔的塔体工艺尺寸计算 PAGEREF _Toc359997048 h 10 HYPERLINK l _Toc359997049 八、塔板主要工艺计算 PAGEREF _Toc359997049 h 12 HYPERLINK l _Toc359997050 九、筛板的流

3、体力学验算 PAGEREF _Toc359997050 h 16 HYPERLINK l _Toc359997051 十、塔板负荷性能图 PAGEREF _Toc359997051 h 20 HYPERLINK l _Toc359997052 十一、热量衡算 PAGEREF _Toc359997052 h 27 HYPERLINK l _Toc359997055 十二、过程模拟 PAGEREF _Toc359997055 h 33一、设计任务名称：处理量为12000 kg/h苯-甲苯常压连续精馏塔设计二、设计条件： 处理量项目 原料液12000 kg/h进料组成（质量分数/%）苯甲苯4555分

4、离要求塔顶苯含量0.966 QUOTE （摩尔分数）塔底苯含量0.012 QUOTE （摩尔分数）操作压力常压进料热状况泡点进料回流比自选建厂地址单板压降0.7 kpa年开工时间7200 h全塔效率52%完成时间2013年6月6日三、设计的内容和要求：序号设计内容要 求1工艺计算物料衡算，热量衡算，回流比，理论塔板数等2结构设计塔高，塔经，溢流装置及塔板布置，接口管的尺寸等3流体力学验算塔板负荷性能图4工艺流程图用chemCAD绘制流程图5精馏塔设计图用autoCAD绘制设计图6计算机辅助计算将数据输入计算机，绘制负荷性能图7编写设计说明书目录，设计任务书，设计计算及结果，流程图，计算机模拟等

5、四、物料衡算1、原料液及塔顶、塔底产品的摩尔分数苯的摩尔质量:=78.11 kg/kmol 甲苯的摩尔质量:=92.14 kg/kmolxF=0.491 xD=0.966xW=0.0122. 原料液及塔顶、塔底产品的平均摩尔质量=0.49178.11+(1-0.491)92.14=85.25 kg/kmol =0.96678.11+(1-0.966)92.14=78.59 kg/kmol =0.01278.11+(1-0.012)92.14=91.97 kg/kmol3. 物料衡算原料处理量 =140.76 kmol/h由公式 F=D+W FxF=DxD+WxW 代入数据得140.76=D+W

6、140.760.491=0.966D+0.012W联立解得D=71.27296 kmol/h， W=369.48741 kmol/h五、塔板数的确定1. 相对挥发度的求取苯的沸点为80.1，甲苯的沸点为110.63 当温度为80.1时 解得，当温度为110.63时 解得，则有 2. 最小回流比的求取相平衡方程为由于是饱和液体进料，有q=1，q线为一垂直线 故xq=xF=0.491 yq=0.704最小回流比为Rmin=1.226回流比为最小回流比的1.6倍即R=1.6Rmin=1.61.226=1.9623. 精馏塔的气、液相负荷 =1.96271.273=139.81 kmol/h =(1.

7、962+1)71.27=211.08 kmol/h =139.81+140.76=280.57 kmol/h =211.08 kmol/h4. 操作线方程精馏段的操作线方程提馏段操作线方程5. 逐板法计算理论板层数相平衡方程： 所以： 精馏段操作线方程 ： 提馏段操作线方程： 总理论板数为15（包括再沸器），精馏段理论板数为6，第7块板为进料板。全塔效率为0.52，则有：精馏段的实际板数为 N=6/0.52=11.5412提馏段的实际板数为 N=8/0.52=15.3916实际板数（不含再沸器）精馏段板数提馏段板数进料板28121613六、精馏塔的工艺条件及有关物性数据的计算1. 操作压力计算

8、塔顶操作压力 kPa每层塔板压降 kPa进料板压力 kPa塔底压力 kPa精馏段平均压力 kPa提馏段平均压力 kPa2. 操作温度计算塔顶操作压力 kPa 进料板压力 kPa 塔底操作压力 kPa依据操作压力，由泡点方程、安托因方程通过MATLAB计算出泡点温度，其中由纯苯和纯甲苯的饱和蒸汽压的安托因方程： 苯 甲苯 苯-甲苯泡点方程： 塔顶温度 进料板温度 塔底温度精馏段平均温度 提馏段平均温度 3. 平均摩尔质量计算 塔顶平均摩尔质量计算： 代入相平衡方程： ，得 进料板平均摩尔质量计算：代入相平衡方程： 得 塔底平均摩尔质量计算： 代入相平衡方程：，得 精馏段平均摩尔质量 提馏段平均摩

9、尔质量 4.平均密度计算 气相平均密度计算由理想气体状态方程计算，精馏段气相平均密度计算 提馏段气相平均密度计算 液相平均密度计算液相平均密度依下式计算： 塔顶液相平均密度计算： 在，kPa 下,查手册得 进料板液相平均密度计算 在，kPa 下，查手册得： 进料板液相的质量分数计算 塔底液相平均密度计算： 在，kPa 下,查手册得 精馏段液相平均密度为 提馏段液相平均密度为 5. 液相平均表面张力计算液相平均表面张力依下式计算，即 塔顶液相平均表面张力计算 由，kPa查手册得 进料板液相平均表面张力计算 由，kPa查手册得 塔底液相平均表面张力计算 由，kPa查手册得 精馏段液相平均表面张力为

10、： 提馏段液相平均表面张力为： 6.液相平均粘度计算液相平均粘度依下式计算： 塔顶液相平均粘度计算由，查手册得 解得 进料板液相平均粘度计算由，kPa，查手册得 解得 塔底液相平均粘度计算由，查手册得 解得 精馏段液相平均粘度为 提馏段液相平均粘度为 七、精馏塔的塔体工艺尺寸计算1. 塔径的计算 精馏段的气、液相体积流率为： （由式）由史密斯关联图查取，图的横坐标为取板间距HT=0.45m 板上液层高度hL=0.05m HT -hL=0.5-0.05=0.4m查得史密斯关联图到C20=0.0825取安全系数为0.7，则空塔速度为塔径 按标准塔径圆整为 提馏段的气、液相体积流率为： 由史密斯关联

11、图查取，图的横坐标为取板间距HT=0.48m 板上液层高度hL=0.08m HT -hL=0.48-0.08=0.4m查得史密斯关联图到取安全系数为0.7，则空塔速度为塔径 按标准塔径圆整为 根据上述精馏段和提留段塔径的计算，可知全塔塔径为：D=1.5m塔截面积为：此时两段的实际空塔气速精馏塔实际空塔气速为：空塔动能因数为： 提馏塔实际空塔气速为： 空塔动能因数为： 空塔动能因数均属正常的操作范围 2. 精馏塔的有效高度的计算精馏段有效高度为： 提馏段有效高度为： 在进料板上方开一人孔，其高度为0.8m，故精馏塔的有效高度为： 八、塔板主要工艺计算塔径/mm液体流量/（m2h-1）U型流单溢流

12、双溢流阶梯双溢流1000745140097020001190901603000111101102002003004000111101102302303505000111101102502504006000111101102502504501.溢流装置计算筛板式塔的溢流装置包括溢流堰，降液管和受液盘等几部分。其尺寸和结构对塔的性能有着重要影响。根据经验并结合其他影响因素，当因D=1.5m,可选用单溢流弓形降液管，不设进口堰，采用凹形受液盘。各项计算如下： 堰长取 溢流堰高度 精馏段由，选用平直堰，堰液头近似取E=1，则取板上清液层高度 提馏段近似取E=1，则取板上清液层高度 弓形降液管宽度和截面

13、积 由液体在降液管中停留时间 精馏段 提馏段 故降液管设计合理。 降液管底隙高度h0 取 精馏段 提馏段 故降液管底隙高度设计合理。 选用凹形受液盘，深度 塔板的分块 因，故塔板采用分块式。查得，板块分为4块。 边缘区宽度确定开孔区到塔壁距离Wc：Wc=2575mm，安定区宽度Ws：Ws=50100mm 取 开孔区面积计算 开孔区面积下式计算，即 其中 故 筛孔计算及其排列本例所处理的物系无腐蚀性，可选用碳钢板，取筛孔直径筛孔按正三角形排列，取孔中心距筛孔数目 开孔率为 开孔率在5-15%范围内，符合要求。每层塔板上的开孔面积 气体通过筛孔的气速为 精馏段 提馏段落 九、筛板的流体力学验算 1

14、.塔板压降 干板阻力 干板阻力 由于，查干筛孔的流量系数图得故精馏段 提馏段 气体通过液层的阻力计算气体通过液层的阻力由下式计算：精馏段：查充气系数关联图，得。提馏段： 查充气系数关联图，得。故 液体表面张力的阻力计算 液体表面张力所产生的阻力由下式计算： 精馏段： 提馏段： 气体通过每层塔板的液柱高度可按下式计算，即： 精馏段： 提馏段： 气体通过每层塔板的压降为： 精馏段： 提馏段： 可见，以上计算均符合要求。2.液面落差对于D1600mm的筛板塔，液面落差很小，可忽略液面落差的影响。本设计的D=1500mm,故液面落差可忽略不计。3.液沫夹带 液模夹带量由下式计算： 精馏段：提馏段：在本

15、设计中液沫夹带量在允许范围内。4.漏液 筛板塔，漏液点气速可由下式计算：精馏段： 实际孔速 稳定系数为 提馏段： 实际孔速 稳定系数为 故在本设计中无明显漏液。5.液泛 为防止塔内发生液泛，降液管内液层高 苯-甲苯物系属一般物系，取，则 精馏段： 板上不设进口堰，可由下式计算，即： 提馏段： 板上不设进口堰，可由下式计算，即： 故在本设计中不会发生液泛现象。十、塔板负荷性能图漏液线漏液线，又称气相负荷下限线。气相负荷低于此线将发生严重的漏液现象，气、液不能充分接触，使塔板效率下降。 整理得 整理得 在操作范围内,任取几个 值,依上式计算 值结果列于表中精馏段0.00040.00250.0040

16、.00550.0070.0160.68090.72630.74890.76820.78540.8656提馏段0.00040.00250.0040.00550.0070.0160.75800.79590.81500.83140.84600.9152由上表数据即可作出漏液线12.液沫夹带线当气相负荷超过此线时，液沫夹带量过大，使塔板效率大为降低。对于精馏，一般控制eV0.1kg液/kg气。以ev=0.1kg液/kg为限,求Vs-Ls关系如下: 由 整理得 提馏段：整理得 在操作范围内，任取几个值，依上式计算出值，计算结果列于下表。精馏段0.00040.00250.0040.00550.0070.0

17、163.67693.45413.33783.23563.14242.681提馏段0.00040.00250.0040.00550.0070.0163.51893.28903.16903.06352.96732.4911由上表数据即可作出液沫夹带线23.液相负荷下限线对于平直堰,取堰上液层高度作为最小液体负荷标准.由式取E=1，则 据此可作出与气体流量无关的垂直液相负荷下限线3。4. 液相负荷上限线该线又称降液管超负荷线。液体流量超过此线，表明液体流量过大，液体在降液管内停留时间过短，进入降液管的气泡来不及与液相分离而被带入下层塔板，造成气相返混，降低塔板效率。以作为液体在浆液管中停留时间的下限

18、，精馏段：提馏段：由此可做出与气体流量无关的垂直液相负荷上限45. 液泛线若操作的气液负荷超过此线时，塔内将发生液泛现象，使塔不能正常操作。液泛可分为降液管液泛和液沫夹带液泛两种情况，在浮阀塔板的流体力学验算中通常对降液管液泛进行验算。为使液体能由上层塔板顺利地流入下层塔板，降液管中清液层高度 取E1.0 精馏段：已知： 带入下式得：整理得：提馏段:已知： 带入下式得：整理得：在操作范围内，任取几个值，依上式计算出值，计算结果列于下表。精馏段0.00040.00250.0040.00550.01563.2183.18563.08132.95430.1719提馏段0.00040.00250.00

19、40.00550.0163.2183.10513.01992.92091.40056.负荷性能图及操作弹性（1）根据以上各线方程,可做出筛板塔精馏段的负荷性能图如图所示在负荷性能图上,作出操作点(0.004,1.6111) , 连接 ,即作出操作线.由图可知 故操作弹性为 提馏段：在负荷性能图上,作出操作点(0.00827,1.5528) , 连接 ,即作出操作线.由图可知 故操作弹性为 筛板塔设计计算结果表序号项目精馏段提馏段1234567891011121314151617181920212223242526272829303132平均温度平均压力气相流量液相流量塔的有效高度实际塔板数塔径

20、/m板间距溢流形式降液管形式堰长/m堰高/m板上液层高度/m堰上液层高度/m降液管底隙高度/m安定区高度/m边缘区高度/m开孔区面积/筛孔直径/m筛孔数目孔中心距/m开孔率/%空塔气速/(m/s)筛孔气速/(m/s)稳定系数单板压降/kPa负荷上限负荷下限液沫夹带量/(kg液/kg气)液相负荷上限/液相负荷下限/ 操作弹性88.8109.51.61110.0044.95121.50.45单溢流弓形0.990.050.03290.01710.01670.0650.041.28180.00565800.01510.10.957312.41.590.7液泛控制漏液控制0.008710.0160.00

21、043.9106.83119.31.55280.008277.2161.50.48单溢流弓形0.990.080.05520.02780.02180.0650.0351.28180.00565800.01510.10.9121121.6020.7液泛控制漏液控制0.00922.8加料板处： 十一、热量衡算1、物系热量常数的求解1.1 物系汽化潜热的求解苯-甲苯汽化潜热w8090100110120394.1386.9379.3371.5363.2379.9373.8367.6361.2354.6利用上表采用插值法求解：塔顶温度 ：A表示苯，B代表甲苯 , , 塔底：1.2、物系热容的求解塔顶温度：

22、查手册得：CPAD = 100.294 kJ/(kmolK)CPBD = 173.523 kJ/ (kmolK) kJ/ (kmolK)加料板处： CPAF = 104.675 kJ/(kmolK)CPBF = 178.582 kJ/ (kmolK) kJ/ (kmolK)塔底温度：CPAW = 111.033 kJ/(kmolK)CPBW = 186.648 kJ/ (kmolK) kJ/ (kmolK)2、热量衡算(1) 塔顶以 0 为基准，则塔顶上升蒸汽的热量为：(2) 回流液的热量：（3）塔顶馏出液的热量：（4）进料液带入的热量：（5）塔底残夜带出的热量：（6）塔顶冷凝器带走的热量：（

23、7）塔底再沸器提供的热量： 取塔釜热损失 由能量守恒得：3、辅助设备的选型3.1 塔顶冷凝器塔顶选用管壳式全凝器，冷却介质采用自来水，取冷却水进口温度 ，冷却水出口温度一般不超过40 ，否则易结垢，所以取冷却水出口温度3.2 冷却水用量 WC 及传热面积计算冷凝器带走的热量= 冷却水吸收的热量即：塔顶温度 ， 设冷凝液出口温度则： 取传热系数 则冷凝器的换热面积 A3.3、塔釜再沸器塔釜用间接蒸汽加热，塔底温度：，设馏出液出口温度 用 的蒸汽加热 取传热系数 则传热面积 加热蒸汽用量 :查表得145 的蒸汽的汽化热： 3.4、贮罐系统中原料罐、回流罐、产品罐及不合格罐应给定容积量。以回流罐为例

24、， 设凝液在回流罐中停留时间为10min，罐的填充系数取0.7，则罐容积为：故回流罐容积可取V=5.0m，同理可得其余贮罐的容积，列于下表中：序号名称停留时间容积/m1原料罐0.5h11.02回流罐10min5.03塔顶产品72h6654塔底产品罐72h8113.5、管路设计原料输送管径计算：选择原料流速 u=0.5m/s则管线直径故选1102管材，其内径为102mm实际流速：同理可得其余管材的规格，列于下表中：序号名称流速m/s管规格1釜液输送管0.408022塔顶凝液总管0.458033回流液管线0.4611044塔顶蒸汽管线14.2640012.83.6原料泵的选择对输送系统进行机械能衡算：为两截面处位头差；为两截面处静压头之差；为两截面处动压头这差；为直管阻力；为管件、阀门局部阻力；这流体流经设备的阻力。进料泵=4.4m=12.4*1000/795.4534/9.81=1.59m无缝钢管管壁绝对粗糙度，则取管长为50m=3个90。弯头，一个全开的标准阀=0.01*106/（795.4534*9.81）=1.28m较小可以忽