化工原理课程设计苯甲苯混合液筛板精馏塔设计.doc

化 工 原 理 课 程 设 计 设计题目： 苯-甲苯混合液筛板精馏塔设计 设计者： 学号： 专业： 食品科学与工程 班级： 指导教师： 设计时间： 2015.6.6 目录一、原始数据.3二、设计基础数据.3三、 精馏塔的工艺计算.5 1.精馏流程.5 2.全塔物料衡算.5 3.塔板数的确定.6 4.塔的操作工艺条件及相关物性数据计算（精馏段）.8 5.气液负荷计算（精馏段）.10 6.塔和塔板主要工艺结构尺寸计算.10 7.精馏段塔板流动性能校核.13 8.塔板负荷性能.15 9.设计结果一览表.18四、板式塔结构.19 1.塔顶空间.19 2.塔底空间.19 3.人孔.19 4.裙座.20 5.塔高.20五、典型辅助设备计算.20 1. 冷凝器.20 2.回流泵.21六、参考文献.23 苯-甲苯混合液筛板精馏塔设计一、原始数据 年处理量：35000 t进料组成：50%塔顶产品浓度：98%（苯质量分数）塔底釜液含甲苯量不低于98%（以质量计）每年实际生产天数：330天（24小时/天）冷却水温度：30饱和水蒸气压力：2.5kgf/cm2（表压）泡点进料，塔顶压强为4kPa(表压)，单板压降<0.7kPa，塔顶全凝，泡点回流。 R /Rmin =1.3Rmin二、设计基础数据表1 苯和甲苯的物理性质项目分子式分子量M沸点（）临界温度tC（）临界压强PC（kPa）苯AC6H678.1180.1288.56833.4甲苯BC6H5CH392.13110.6318.574107.7表2 苯和甲苯的饱和蒸汽压温度80.1859095100105110.6,kPa101.33116.9135.5155.7179.2204.2240.0，kPa40.046.054.063.374.386.0表3 常温下苯甲苯气液平衡数据温度80.1859095100105液相中苯的摩尔分率1.0000.7800.5810.4120.2580.130汽相中苯的摩尔分率1.0000.9000.7770.6300.4560.262表4 纯组分的表面张力温度8090100110120苯，mN/m甲苯，Mn/m21.221.72020.618.819.517.518.416.217.3表5 组分的液相密度温度()8090100110120苯,kg/814805791778763甲苯,kg/809801791780768表6 液体粘度µ温度()8090100110120苯（mP.s）0.3080.2790.2550.2330.215甲苯（mP.s）0.3110.2860.2640.2540.228表7常压下苯甲苯的气液平衡数据温度t液相中苯的摩尔分率x气相中苯的摩尔分率y110.560.000.00109.911.002.50108.793.007.11107.615.0011.2105.0510.020.8102.7915.029.4100.7520.037.298.8425.044.297.1330.050.795.5835.056.694.0940.061.992.6945.066.791.4050.071.390.1155.075.580.8060.079.187.6365.082.586.5270.085.785.4475.088.584.4080.091.283.3385.093.682.2590.095.981.1195.098.080.6697.098.880.2199.099.6180.01100.0100.0三、 精馏塔的工艺计算1.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。塔底设置再沸器采用间接蒸汽加热，塔底产品经冷却后送至储罐。下图是板式塔的简略图：2.全塔物料衡算2.1料液及塔顶、塔底产品含苯摩尔分数苯的摩尔质量 甲苯的摩尔质量 2.2平均相对分子质量 2.3物料衡算原料处理量 F=35000 t/年=总物料衡算 苯物料衡算 联立解得 3.塔板数的确定3.1理论板层数的求取 苯一甲苯属理想物系，可采用M.T.图解法求 根据苯、甲苯的气液平衡数据做y-x图及t-x-y图。 图2-1 苯-甲苯体系的x-y图 图2-2 苯-甲苯气液平衡的t-x-y相图求最小回流比及操作回流比。采用作图法求最小回流比，在图2-1上对角线，自点e（0.54、0.54）做垂线即为进料线（q线），该线与平衡线的交点坐标为 ， 求理论板层数精馏操作线为： 由 得相对挥发度：则相平衡方程：由图解法可得总板数，精馏段为8层，提馏段为9层，进料板3.2全塔效率依式 根据图2-2，求得塔平均温度为94.05，该温度下进料液相平均黏度为：故 3.3实际塔板数精馏段：,取16层提馏段：，取18层4.塔的操作工艺条件及相关物性数据计算（精馏段）4.1操作压强塔顶压强：，取每层塔板压降，进料板压强：精馏段平均操作压强 ：4.2温度 依据操作压力，由泡点方程通过试差法计算操作温度：计算结果如下：塔顶温度： 进料板温度：于是精馏段平均温度：4.3平均相对分子质量塔顶xD=y1=0.983,代入相平衡方程得x1=0.958，则 进料板：=0.72， =0.54 则精馏段平均相对分子质量：4.4平均密度液相平均密度计算：(式中、分别表示苯和甲苯的质量分数)塔顶 ： 进料板： =0.54 精馏段液相平均密度为: 气相平均密度计算： 4.5液体平均表面张力 则精馏段平均表面张力为： 4.6液体平均粘度 则精馏段平均粘度为： 5.气液负荷计算（精馏段） 6.塔和塔板主要工艺结构尺寸计算塔板间距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。表7 板间距与塔径关系塔径DT，m0.30.50.50.80.81.61.62.42.44.0板间距HT，mm2003002503503004503506004006006.1塔径D初选板间距，取板上液层高度， 查史密斯关联图得,校正物系表面张力为时的C,即 可取安全系数为0.7，则（安全系数0.60.8），故 按标准,塔径圆整为1.0m，则空塔气速0.79m/s。6.2溢流装置 采用单溢流型的平顶弓形溢流阀、弓形降液管、平型受液盘。溢流堰长Lw：单溢流取LW=（0.60.8）D，取 LW=0.65D=0.65m出口堰高： 由， 查图3-17（课本P51页）得E=1.02，得： 故 降液管的宽度与降液管的面积：由，查图3-16，得，故 利用式(374)计算液体在降液管中停留时间以检验降液管面积，即 （大于5s，符合要求）降液管底隙高度h0：取液体通过降液管底隙的流速=0.08m/s，则 （符合6.3塔板布置（分块、边缘区宽度和安定区宽度、开孔区面积）取边缘区宽度，安定区宽度。计算开孔区面积其中 6.4开孔数n及开孔率取筛孔的孔径为5mm，正三角形排列，一般碳的板厚为3mm,取3.0，故孔中心距t=3×5=15mm塔板上的筛孔数n,即 个塔板上的开孔率： 则每层板上的开孔面积为： 气体通过筛孔的气速为： 6.5精馏段有效塔高Z（精馏段为例） Z=（6.6精馏段塔高Z1（精馏段为例） Z1=（N1-1）HT=（16-1）×0.4=6m7.精馏段塔板流动性能校核7.1气体通过筛板压降的计算 干板压降相当的液柱高度依，查图3-21得，C0=0.84由式 气体穿过板上液层压降相当的液柱高度： 查充气系数关联图得。故 。克服液体表面张力压降相当的液柱高度：气体通过每层塔板的液柱高度按下式计算：气体通过每层塔板的压降为： 7.2雾沫夹带的验算雾沫夹带按下式计算： =2.5hL= 故在本设计中雾沫夹带量在允许的范围内。 7.3 漏液的验算对筛板塔，漏液点气速按下式计算：实际孔速稳定系数为：故在本设计中无明显漏液。 7.4液泛验算为防止塔内发生液泛，降液管内液层高应服从下式所表示的关系，即：苯甲苯物系属一般物系，取，则： 而 板上不设进口堰，按下式计算： 取，则 故，故本设计中不会发生液泛现象。根据以上塔板的各项液体力学验算，可认为精馏段塔径及各项工艺尺寸是适合的。8.塔板负荷性能8.1雾沫夹带线 式中 取,，故 以为限，已知，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 0.0006 0.0015 0.0030 0.0045 1.197 1.136 1.058 0.992由上表数据即可作出雾沫夹带线1。8.2 液泛线令由联立解得取，则 由 故 由式 将=0.5，而=0.049，=0.4代入式中整理得： 在操作范围内，任取几个值，依上式计算出值，计算结果列于下表表4-11液泛线计算结果 0.0006 0.0015 0.0030 0.0045 1.486 1.380 1.216 1.043由上表即可作出液泛线28.3液相负荷上限线 以4s作为液体在降液管中停留时间。 故 据此可作出与气体流量无关的垂直液相负荷上限线3。8.4漏液线由 ， 代入漏液点气速式：代入上式得： 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 0.0006 0.0015 0.0030 0.0045 0.331 0.333 0.337 0.340由上表数据即可作出液沫夹带线4。8.5液相负荷下限线对于平直堰，取堰上液层高度=0.006作为最小液体负荷标准。据此可作出与气体流量无关的垂直液相负荷下限线5。根据以上各线方程，可作出筛板塔的负荷性能图，如下图：在负荷性能图上，作出操作点A，连接OA，即作出操作线。由上图可看出，该筛板的操作上限为液泛控制，下限为漏液控制。由图查得： = 0.32 = 1.13故操作弹性为：/=3.539.设计结果一览表项目符号单位计算数据精馏段提馏段各段平均压强PmkPa108.8略各段平均温度tm94.05平均流量气相VSm3/s0.59液相LSm3/s0.0013实际塔板数N块16板间距HTm0.4塔的有效高度Zm6塔径Dm1空塔气速um/s0.84塔板液流形式单流型溢流装置 溢流管型式弓形堰长Lwm0.65堰高hwm0.049溢流堰宽度Wdm0.124底隙高度hom0.025板上清液层高度hLm0.06孔径domm5.0孔间距tmm15孔数n个2738开孔面积m20.0537筛孔气速uom/s10.99塔板压降hPkPa0.56 液体在降液管中停留时间s17.42降液管内清液层高度Hdm0.132雾沫夹带eVkg液/kg气0.0138负荷上限液泛控制负荷下限漏液控制气相最大负荷VS·maxm3/s1.13气相最小负荷VS·minm3/s0.32操作弹性3.53四、板式塔结构 板式塔内部装有塔板、降液管、各物流的进出口管及人孔（手孔）、基座、除沫器等附属装置。除一般塔板按设计板间距安装外，其他处根据需要决定其间距。1.塔顶空间 塔顶空间指塔内最上层塔板与塔顶的间距。为利于出塔气体夹带的液滴沉降，此段远高于板间距（甚至高出一倍以上），本塔塔顶空间取 2.塔底空间 塔底空间指塔内最下层塔底间距。其值由如下两个因素决定。 塔底驻液空间依贮存液量停留35min或更长时间（易结焦物料可缩短停留时间）而定。塔底液面至最下层塔板之间要有12m的间距，大塔可大于此值。本塔取 3.人孔 一般每隔68层塔板设一人孔。设人孔处的板间距等于或大于600mm，人孔直径一般为450500mm，其伸出塔体得筒体长为200250mm，人孔中心距操作平台约8001200mm。本塔设计每8块板设一个人孔，共四个，即 个4.裙座 取。5.塔高 五、典型辅助设备计算1. 冷凝器 塔顶回流全凝器通常采用管壳式换热器，因为所选精馏塔处理量大，且塔板数较多，为了避免给安装和检修带来不便，选择强制循环式。塔顶温度tD=80.4 用原料冷却t1=30 t2=40 则由tD=80.4 查液体比汽化热共线图得塔顶被冷凝量 冷凝的热量取传热系数K=600W/m2k，则传热面积冷凝水流量2. 回流泵冷凝液在回流罐内停留时间为15mim，回流罐储存的冷凝液的体积为:回流管内的液体可看作是纯的苯，温度为40，则其流动雷诺常数可下式：其中 则 故回流管绝对粗糙度=0.3mm, 因为Re>>5000,所以可由下面公式直接计算摩擦系数： 求得：=0.042。根据塔高的数据：可取回流管长度为：所以直管阻力损失为：在回流管中装有标准弯头3个，半开阀（标准截止阀：球形阀）1个，孔板流量计1个（相当于一个半开阀（闸阀）的阻力系数）（见塔的工艺流程图），所以回流管中总阻力损失为：则单位重量流体的阻力损失：在回流泵的入口截面（设为A）和回流管进入精馏塔之前一截面（设为A）之间列机械能恒算式，令泵入口处液体流速所以回流泵的扬程为：所以，选择扬程为50m，型号为ISG80-200（I）的离心泵。六、参考文献1 夏清、贾绍义. 化工原理（上、下册）. 修订2版 . 天津大学出版社. 2005 2 王卫东. 化工原理课程设计. 化学工业出版社. 20113 申迎华、郝晓刚. 化工原理课程设计. 化学工业出版社. 2009