化工原理课程设计分离苯甲苯连续精馏筛板塔的设计.doc

成绩 东南大学成贤学院课 程 设 计 报 告 题 目 分离苯甲苯连续精馏筛板塔的设计 课 程 名 称 化工原理课程设计 专 业 化工学工程与工艺 班 级 学 生 姓 名 学 号 设 计 地 点 指 导 教 师 设计起止时间：2011年8月15日至2011年9月9 日 前言 课程设计是“化工原理”的一个总结性教学环节，是培养学生综合运用本门课程及有关先修课程的基本知识来解决某一设计任务的一次训练，在整个教学计划中它起着培养学生独立工作能力的重要作用。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，精馏过程在能量剂驱动下，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-甲苯连续精馏筛板塔的设计，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，采用连续操作方式，需设计一板式塔将其分离。分离苯和甲苯，可以利用二者沸点的不同，采用塔式设备改变其温度，使其分离并分别进行回收和储存。 在计算设计过程中参考了有关化工原理、化学工程手册、冷换设备工艺计算手册等方面的资料，为精馏塔的设计计算提供了技术支持和保证。 通过对精馏塔进行设计和物料衡算等方面的计算，进一步加深了对化工原理的理解深度，开阔了视野，提高了计算、绘图、计算机的使用等方面的知识和能力，为今后在工作中进一步发挥作用打下了良好的基础。目 录一、化工原理设计任务及操作条件1二、设计方法和步骤11.设计方案设计方案简介 .1 2.主要设备工艺尺寸设计计算.1三、基础数据.2四、物料衡算.3五、确定回流比.4六、计算理论板数.4七 确定操作条件.5八、 全塔效率及实际塔板数的计算.7九、塔径及塔板间距的确定.8十、堰及降液管的设计.14十一、塔板布置及筛板塔的主要结构参数.16十二、水力学计算.17十三、负荷性能图.22十四、筛板塔的辅助设备.27十五、塔体结构. 29十六、计算结果汇总列表 .31 十七、参考文献32十八、附图.32十九、附件表.34一、设计任务及操作条件1、 设计任务：物料处理量： 2.9万吨年进料组成 ： 50 苯，50甲苯 （质量分率，下同）分离要求：塔顶产品组成苯 95 塔底产品组成苯 5% 2、 操作条件 连续进料塔顶常压；0 （表压） 回流比：R 自 选 （1.1-2） q=1; 单板压降： 0.7 kPa工时： 7200h 二、设计方法和步骤：1、设计方案简介 根据设计任务书所提供的条件和要求，通过对现有资料的分析对比，选定适宜的流程方案和设备类型，初步确定工艺流程。对选定的工艺流程，主要设备的形式进行简要的论述。2、主要设备工艺尺寸设计计算 （1）收集基础数据 （2）工艺流程的选择 （3）做全塔的物料衡算 （4）确定回流比 （5）理论板数与实际板数 （6）确定操作条件 （7）塔径计算及板间距确定 （8）堰及降液管的设计 （9）塔板布置及筛板塔的主要结构参数 （10）塔的水力学计算 （11）塔板的负荷性能图 （12）确定冷凝器与再沸器的热负荷 （13）计算冷凝器与再沸器的传热面积（14）计算实际塔高三、基础数据 进料流量及组成（1）、将进料组成由质量分数转化为摩尔分数苯的摩尔质量 MA=78kg/mol;甲苯的摩尔质量MB=92kg/mol XA= 0.541; XB=1-0.541 = 0.459. （2）、进料流量 平均分子量 =78×0.54192×0.459 = 84.426kg/kmol F= （3）、分离要求 塔顶 XA 0.957; 塔底 XA0.0584。四、物料衡算 由题目条件可有： 将已知数据XF =0.541,XD =0.957,XW =0.0584 代入上式有： 解之得物料衡算列表有：项 目塔顶/D进口/F塔底/W/kg/kmol 78.6084.4391.18流量/kmol/h47.70825.62222.086摩尔质量分数X0.9570.5410.0584五、确定回流比 由手册查得苯一甲苯物系的气液平衡数据，绘出x y图，又由上面结论可知：XF =0.541;对其放大有下面的局部放大图(q=1);可得Xq=XF =0.541;yq=0.7433 所以最小回流比Rmin=1.056;取R=1.5Rmin=1.584对于饱和液体进料有（q=1）： 代入相关数据得：m= 2.457六、计算理论板数采用逐板法由题有：精馏段操作方程:=;提溜段操作方程：变形平衡方程有：对精馏段：Y1=XD =0.957 ， X1=0.901Y2=0.6130.901+0.37014=0.922 ，X2=0.828 . . Y6=0.5840.613+0.3704 =0.728; X6=0.521 因为X6<XF ,所以精馏段的理论板数为5块；对提溜段：=X6=0.521 ； =0.676 . .=0.09921.334-0.0195=0.113 ；=0.493 因为<XW ；所以提溜段的理论板数为6块。所以加料板为从塔顶往下的第6块理论板。所以理论塔板数为11块。七、确定操作条件 确定操作温度 由上面塔顶和塔底压力：可用ChemCAD 软件作图得各自压力时的温度，如下图： 塔顶压力温度数据图表 由上图可查得塔顶温度为：t顶= 80.982； 进料口压力温度数据图表 由上图可查得进料口温度为：t进= 91.860。 塔底压力温度数据图表 由上图可查得塔底温度为：t底= 110.222。 则可知：精馏段的平均温度为Tm1=86.42 提溜段的平均温度为Tm2=101.04八、全塔效率及实际塔板数的计算温度-黏度表查表有： 1、 t顶= 80.982时， 黏度：顶（苯）=0.30mPa·s ； 顶（甲苯）=0.33mPa·s 塔顶平均黏度:=XD顶（苯） + (1-XD)顶（甲苯）=0.301mPa·s2、 t进= 91.860时， 黏度： =0.268mPa·s ； =0.29mPa·s =XF进（苯） + (1-XF)进（甲苯）=0.28mPa·s3、 t底= 110.222时， 黏度：底（苯）=0.21mPa·s；底（甲苯）=0.24mPa·s=Xw底（苯） + (1-Xw)底（甲苯）=0.238所以总平均黏度=0.272； 则由公式可得全塔效率为： ET=0.541; 实际精馏段塔板数：50.541=9.2410块； 实际提溜段塔板数：60.541=11.0912块 实际进料塔板为：第11块 所以实际塔板数为：N=22块九、塔径及塔板间距的确定 1、确定操作压力P 由题有： 塔顶到进料口的塔板间隔数为： n1=11-1=10 总板间隔数： n=22-1=21 塔顶压力： P顶 = 101.3kPa ； 进料口压力： P进=P顶 =101.3 + 100.7=108.3kPa； 塔底压力：P底 = P顶 =101.3 + 210.7=116kPa 精馏段平均压力 P m （ 101.3108.3)/2104.8 kPa 提馏段平均压力m =（108.3+116）/2 =112.15 kPa2、 对液态时，查表 温度-相对密度表有：t顶= 80.982时，=809kg/m3;=800kg/m3；t进= 91.860时，=812kg/m3 ；=799kg/m3；t底= 110.222时，=771kg/m3；=779kg/m3；则塔顶的平均液态密度808.54kg/m3；进料口的平均液态密度805.45kg/m3；塔底的平均液态密度778.60kg/m3。精馏段的平均密度807.00kg/m3; 提溜段的平均密度792.02kg/m3;3、对气态由理想气体状态方程计算 气态时的平均分子量 塔顶：YF=XD=0.957 =0.95778+（1-0.957）92=78.60kg/kmol 进料口：XF=O.541 ,由气液平衡方程求得 YF=0.743 =0.74378+(1-0.743)92=81.60kg/kmol 塔底：XW=0.0584 , 由气液平衡方程求得 YF=0.132 =0.13278+(1-0.132)92=90.15kg/kmol 精馏段：kg/kmol； 提溜段：kg/kmol； 精馏段的平均气相密度： =2.81kg/m3； 提溜段的平均气相密度： =3.10kg/m3；4、不同条件下的表面张力 查表有 t顶= 80.982时，=21.5dyn/cm,=21.8dyn/cm； t进= 91.860时，=20.2dyn/cm,=20.8dyn/cm； t底= 110.222时，=17.5dyn/cm,=18.2dyn/cm； 又由=可得 =21.5dyn/cm，=20.5dyn/cm，=18.2dyn/cm； 所以精馏段的平均表面张力为=21.0dyn/cm； 提溜段的平均表面张力为=19.4dyn/cm；5、 体积流量的确定 由上可得精馏段的平均分子量为M1=81.52kg/kmol； 提溜段的平均分子量为M2=87.80kg/kmol 精馏段：V=1883.3m3/h ；L=4.092m3/h； 提溜段：= =1828.26om3/h; =9.788m3/h;6、用史密斯泛点关联法计算塔径 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。 板间距与塔径关系塔径DT，m0.30.50.50.80.81.61.62.02.02.4板间距HT，mm200300300350350450450600500800（1）、对精馏段：最大汽速 有公式 设板间距，取板上液层高度，则根据公式 = 0.0361 ； 查表C20 得C20=0.075； ； =1.282m/s； 设计速度 塔径 =0.841m；（2） 、对提溜段： 最大汽速 设板间距，取板上液层高度，则根据公式 =0.0888 ； 查上表得 C20=0.071； ；=1.126m/s； 设计气速 塔径 =0.876m； 综上圆整取 D=1.0m。 7、塔截面积 =0.785m2; 8、塔的高度确定 =（22-1） 0.40 = 8.4m； 十、堰及降液管的设计 由D=1.0m2可知可采取单溢流如下单溢流 1、取堰长 ； 2、确定降液管面积 由时，查图 得 =0.086 =0.06751m2. Wd=0.149m； 3、计算停留时间 对精馏段 由以上数据可求的停留时间： =23.8s (大于5s符合要求)； 对提溜段 =9.9s (大于5s符合要求)； 4、堰高 精馏段 how =0.0092m; hL=0.05m hw=hL-how=0.05 - 0.0092=0.0408m ； 提溜段 how =0.0165m； hL=0.05m hw=hL-how=0.05-0.0165=0.034m；5、降液管底端与塔板之间的距离（即降液管底隙）ho； 精馏段 ho=0.023m； 提溜段 ho=0.048m； 因为h0>hw ；所以=h0+0.006=0.0540m； 十一、塔板布置及筛板塔的主要结构参数 1、筛板布置 Ws=0.06m ；WC =0.06m ；2、筛孔直径d0 , 孔中心距t,板厚 d0=5mm；t=35=15mm； =3.5mm （钢板） 3、 开孔率 ； 其中 x=0.291m； r=0.44m； 所以Aa=0.472m2 则 A0=0.0476m2；4、孔数 2429 十二、水力学计算1、塔板阻力 hp=hc+hLhc=；(1) 、精馏段 hc u0=11.21m/s； 由=1.43 查干板孔的流量系数得C0=0.80 hc=0.0342; =18.63 hL 由以上数据查液层的有效阻力图得 hL=0.034m； 所以hp=hc+hL=0.0342 + 0.034= 0.0682m； （压降=<0.7kPa）(2) 、提馏段 hc u0=10.67m/s； 由=1.43 查干板孔的流量系数得C0=0.80 hc=0.0355; =18.79 hL 由以上数据查液层的有效阻力图得 hL=0.035m； 所以hp=hc+hL=0.0355 + 0.035= 0.0705m； （压降=<0.7kPa)C0 干板孔的流量系数图 hL/m 液柱3hC/m 液层的有效阻力图2、 漏液点 当孔速低于漏点气速时，大量液体从筛孔泄漏，这将严重影响塔 板效率。因此，漏液点气速为下限气速。筛孔的漏液点气速公式： ；其中（1） 、精馏段 =0.00212m 液柱 =5.96m/s； 则稳定系数 1.88>1.5（2） 、提馏段 =0.00200m 液柱 =5.65m/s； 则稳定系数 1.88>1.5；3、 雾沫夹带 物性系数K系统物性系数K无泡沫，正常系统1.0氟化物（BF3，氟里昂）0.9中等发泡系统（如油吸收塔、胺及乙二醇再生塔） 0.85多泡沫系统（如胺及乙二胺吸收塔）0.73严重发泡系统（如甲乙酮装置）0.60形成稳定泡沫的系统（如碱再生塔）0.30 泛点率=； ZL=D-2Wd=1-20.149=0.702； 由上表可知 K=1 ； 泛点负荷系数图 查表得CF1=0.115 ，查表得CF2=0.1120.650m2 ； 及 泛点率=(1) 、精馏段 泛点率=43.6% <80% 及 泛点率=44.7% <80% 所以雾沫夹带量达要求。(2) 、提馏段 泛点率=47.3% <80% 及 泛点率=46.4% <80% 所以雾沫夹带量达要求4、 液泛的校核 为了避免液泛，降液管中液面高（Hd）不得超过0.40.6倍的（HT+hw）,Hd=hL+hd+hp 其中液体在降液管出口阻力：；（1） 、精馏段 降液管出口阻力=0.00076m； Hd=hL+hd+hp=0.05+0.00076+0.0682=0.119m； Hd<0.4（HT+hw）=0.174 （2） 、提馏段 降液管出口阻力=0.001m； Hd=hL+hd+hp=0.05+0.001+0.0705=0.1215m； Hd<0.4（HT+hw）=0.1816；十三、负荷性能图 （1）、精馏段 漏液线 ；其中=0.00212m ； how =0.846 ；hw=0.0408m ；C0=0.80； 由以上数据代入得： V2=0.071+0.942； 即 取点L/(m3/s)00.00250.0050.00750.0100.01250.015V/(m3/s)0.2660.2970.3140.3270.3390.3490.358、液体流量下限 取how=6mm=0.006m ，此时液体流量达到下限。 how =0.846=0.00 L=0.00032m3/s、液体流量上限 以液体在降液管内停留时间为5s规定液体流量上限 =5 则有L=0.005m3/s液泛线 取Hd=0.6（HT+hw）作液泛线 则Hd=0.6（HT+hw）=0.267 又Hd=hw+how+hd+hp = 0.0408+0.846+0.5(0.0408+ 0.846) =0.0612+1.269+590.26L2+0.122V2=0.267 取值有L/(m3/s)00.00250.0050.00750.0100.0125V/(m3/s)1.2991.2101.1231.0080.7200.609雾沫夹带线按泛点率为80%计算如下 =80% 即 0.79V+12.77L=0.8； 所以有：L/(m3/s)00.00250.0050.00750.0100.0125V/(m3/s)1.0120.9720.9310.8910.8500.810 作图见下 则可知 塔板的气相负荷上限（V）max=0.98m3/s,塔板的气相负荷下限（V）min=0.27m3/s;所以操作弹性=3.63P（1）、提馏段 漏液线 ；其中=0.0020m； how =0.846 ；hw=0.054m；C0=0.80； 由以上数据代入得： V2=0.076+0.79； 即 取点L/(m3/s)00.00250.0050.00750.0100.01250.015V/(m3/s)0.2760.301P0.3150.3260.3360.3440.352、液体流量下限 取how=6mm=0.006m ，此时液体流量达到下限。 how =0.846=0.006 L=0.0006m3/s、液体流量上限 以液体在降液管内停留时间为3s规定液体流量上限 =3 则有L=0.009m3/s液泛线 取H=0.6（HT+hw）作液泛线 则H=0.6（HT+hw）=0.267 又Hd=hw+how+hd+hp = 0.054+0.846+0.5(0.054+ 0.846) =0.081+1.269+135.52L2+0.138V2=0.267 取值有L/(m3/s)00.00250.0050.00750.0100.0125V/(m3/s)1.3911.3261.2811.2361.1871.134雾沫夹带线按泛点率为80%计算如下 =80% 即 0.865V+13.12L=0.8； 所以有：L/(m3/s)00.00250.0050.00750.0100.0125V/(m3/s)0.9250.8870.8490.8110.7730.736作图见下P则可知 塔板的气相负荷上限（V）max=0.86m3/s,塔板的气相负荷下限（V）min=0.282m3/s;所以操作弹性=3.05十四、筛板塔的辅助设备 项目临介温度/临介压力/MPa苯2894.898甲苯318.604.113（1）冷凝器a.热负荷QC = Vrm 由陈氏公式求出r.塔顶：对苯 Tr=； =0.021； =7312.8cal/mol=对甲苯 Tr=； =0.025； =6413.15cal/mol=所以rm=kJ/kmol所以2.58425.6223.099=2.052kJ/hb.冷却水用量W 取冷却水的进口温度为30，出口温度为45，水的比热为4.18kJ/kg ； 则 qm2=Q/(CPDt)=3.126kg/h；c.换热平均温差Dtm (泡点回流) d.换热系数K=800kcal/() e.换热面积AA=Q/(KDtm)=14.24m2； 则可知冷凝器设备规格型号为：FLB400-15-25-2（2）再沸器a. 热负荷QB = V'rm； 由陈氏公式求出r. 塔底：对苯 Tr=； =0.024； =8976.09cal/mol=对甲苯 Tr=； =0.028； =7576.47cal/mol=所以=kJ/kmol所以2.58425.6223.36=2.23kJ/hb.加热蒸汽用量G 查表的2104.1kJ/kg G=QB/r'=1059.84kg/hc.换热平均温差Dtm 设 Dtm=T蒸汽-t釜温=45 d. 换热系数K 查表的K=700kcal/()e.换热面积A'A'=Q/(KDtm)=16.8m2； 查表可知再沸器应选择釜式十五、塔体结构1、塔顶空间HD=1.25m2、塔底空间HBW=22.08kmol/h，=778.60kg/m3；塔底储量时间 t=15分钟= 91.18kg/kmol；D=1.0m； 则塔底空间为：=0.823m3、 人孔 设每隔7层塔板开一个人孔，则需要开人孔数为： nP=2个 ；取人孔处的板间距Hp=480mm;4、 塔高H(不包括封头、裙坐)H=(n-nF-np-1)HT+nFHF+nPHp+HD+HB所以H=(22-2-1-1)0.4+10.5+20.48+1.25+0.823 =10.733mn实际塔板数； nF进料板数HF进料板处板间距，mnP人孔数Hp设人孔处的板间距，mHD塔顶空间，m（不包括头盖部分）HB塔底空间，m（不包括底盖部分）十六、 计算结果汇总列表项目数值说明备注塔径D/m1.0 板间距HT/m0.4塔板形式单溢流弓形降液管整块式塔板空塔气速u/(m/s)精馏段0.961提馏段0.844堰长lw/m0.7堰高hw/m精馏段 0.0408提馏段 0.054板上液层高度hL/m精馏段 0.05提馏段降液管底隙高度h0/m精馏段0.023 提馏段0.048孔心距t/m0.015正三角形排列单板压降Pp/Pa精馏段0.541 提馏段0.548液体在降液管内停留时间/s精馏段23.8提馏段9.9降液管内清夜层高度Hd/m精馏段0.119提馏段0.122泛点率/%精馏段43.644.7提馏段47.346.4气相负荷上限Vmax/(m3/s)精馏段0.98雾沫夹带控制提馏段0.86气相负荷下限Vmin/(m3/s)精馏段0.28 漏液控制提馏段0.27操作弹性精馏段3.63提馏段3.05 冷凝器热负荷/kJ/h 2.052设备规格型号FLB400-15-25-2 换热面积/m2 14.24续表 再沸器 热负荷/kJ/h 2.23 换热面积/m2 16.8人孔数2塔顶空间HD/m1.25塔顶空间HB/m0.823塔的实际高度H/m10.773十七、参考文献 化工原理上、化工原理下（天津大学出版社）、化工原理课程设计 指导（化学工业出版社）等十八、附图精馏筛板塔 筛板塔图hw 筛板塔的结构参数十九、附件表符号说明符号物理量单位F原料液流量kmol/hD塔顶产品流量kmol/hW塔底产品流量kmol/h混合气体密度kg/混合液体密度kg/黏度Pa.s相对挥发度表面张力N/理论塔板数实际塔板数全塔效率C负荷系数降液管截面积板上液流面积泛点负荷系数1塔截面积D塔径m与干板压降相当的液柱高度m阀孔动能因子与液体流过降液管的压降相当的液柱高度m降液管底隙高度m板上液层高度m堰长mt孔心距m堰上液层高度mu空塔气速m/s临界孔速m/s降液管底隙处液体流速m/s阀孔气速m/s边缘区宽度m破沫区宽度m弓形降液管宽度m板上液流长度m在降液管的停留时间s