课程设计--苯-甲苯混合液筛板（浮阀）精馏塔设计.doc

化工原理课程设计论文( 2010 届 ) 题 目：苯-甲苯混合液筛板（浮阀）精馏塔设计 学 院： 化学化工学院 专 业： 化学工程与工艺 学生姓名： 王文俊 学号： 21007051065 指导教师： 吴 彬 完成时间： 2013 年 6 月 26 日 成 绩： 序 言 化工原理课程设计是综合运用化工原理课程和有关先修课程（物理化学，化工制图等）所学知识，完成一个单元设备设计为主的一次性实践教学，是理论联系实际的桥梁，在整个教学中起着培养学生能力的重要作用。通过课程设计，要求更加熟悉工程设计的基本内容，掌握化工单元操作设计的主要程序及方法，锻炼和提高学生综合运用理论知识和技能的能力，问题分析能力，思考问题能力，计算能力等。精馏过程的节能措施一直是人们普遍关注的问题。精馏操作是化工生产中应用非常广泛的一种单元操作，也是化工原理课程的重要章节。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，在化工，炼油，石油化工等工业中得到广泛应用。精馏过程在能量剂驱动下（有时加质量剂），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。1 、板式精馏塔设计任务书1.1、设计题目苯-甲苯连续精馏筛板塔的设计。1.2、设计任务(1)原料液中苯含量：质量分率50(质量)，其余为甲苯。(2)塔顶产品中苯含量不得低于98(质量)。(3)残液中苯含量不得高于2(质量)。(4)生产能力：30000 t/y苯产品，年开工330天。1.3、操作条件(1)精馏塔顶压强：4.0kPa(表压) (2)进料热状态：间接蒸汽加热。(3)回流比：自选。 (4)单板压降压：0.7kPa 2、设计的基础数据2.1、苯和甲苯的物理性质表2 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BC6H5CH392.13110.6318.574107.72.2、饱和蒸汽压和平衡数据表3 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4 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1.0000.9000.7770.6300.4560.2622.3、液体表面张力表5 纯组分的表面张力 温度8090100110120苯，mN/m甲苯，Mn/m21.221.72020.618.819.517.518.416.217.32.4、液相密度及粘度表6 组分的液相密度 温度()8090100110120苯,kg/814805791778763甲苯,kg/809801791780768表7 液体粘度 温度()8090100110120苯（mP.s）0.3080.2790.2550.2330.215甲苯（mP.s）0.3110.2860.2640.2540.2282.5、常压下气液平衡数据表8 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y110.560.000.00109.911.002.50108.793.007.11107.615.0011.2105.0510.020.8102.7915.029.4100.7520.037.298.8425.044.297.1330.050.795.5835.056.694.0940.061.992.6945.066.791.4050.071.390.1155.075.588.8060.079.187.6365.082.586.5270.085.785.4475.088.584.4080.091.283.3385.093.682.2590.095.981.1195.098.080.6697.098.880.2199.099.6180.01100.0100.0 2.6、 板式塔简易流程图 3、设计计算3.1、 塔的物料计算 苯的摩尔质量 甲苯的摩尔质量 (1) 料液及塔顶塔底产品含苯摩尔分数 5417.64) / 2 = 89.56 lg108.013.92/5011 .78/50 11.78/50 xF=+=983.013.92/2 11.78/9811.78/98xD=+=024.013.92/9911.78/ 111.78/ 1xW=+= 平均相对分子质量)/(kg84.553.192541.01(11.78541.0kmolMF=)-+=)/(kg578.33.192)983.01(11.78983.0kmolMD=-+=)/91.80(kg3.192)024.01(11.78024.0kmolMW=-+= 物料衡算 )/( 44.802433055.8430000000hkmolF=总物料衡算 D + W = 44.80 苯物料衡算 WDF02.098.0 0.541 += 联立解得D = 24.15 Kmol/h W = 20.65 Kmol/h式中 F-原料液流量 D-塔顶产品量 W-塔底产品量4 塔板数的计算根据苯-甲苯的汽液平衡数据作y-x图及t-x-y图，参见下图。因泡点进料，在图中对角线自点e（0.541,0.541）作垂线即为q线，该线与平衡线的交点坐标为yq=0.753 ,xq=0.541 ,此即最小回流比时操作线与平衡线的交点坐标。依最小回流比计算式： Rmin = ( xD - yq ) / ( yq - xq ) 代入数据得：Rmin=1.08 , R = 2Rmin= 2.165 全塔效率ET根据塔顶、塔底液相组成查上图t-x-y，求得塔平均温度为95.15，该温度下进料液相平均黏度为：m = 0.541A+（1-0.541）B = 0.271 mPas故 ET = 0.17 0.616 lg0.271 = 0.52 = 526 实际塔板数精馏段：N1 =4/0.52 8层提馏段：N2 =7/0.52 14层7 精馏塔的气、液相负荷 L = RD = 2.1624.15 = 52.16 kmol/hV = (R+1)D = 3.1624.15 = 76.314 kmol/hL = RD + qF =96.96 kmol/hV = (R+1)D (1-q)F = 50.23 kmol/h(8) 精馏操作方程： 提溜段方程： 3.2、 精馏段工艺条件及有关物性的计算 操作压力的计算塔顶操作压力：PD = 101.325 + 4 = 105.325 kpa 每层塔板压降：P = 0.7 kpa 进料板的压力：PF = 105.325 + 0.78 = 110.925 kpa 精馏段平均操作压力：Pm =（105.325 + 110.925）/ 2 =108.125 kpa 操作温度的计算安托因方程： lg P0 = A B / (t + C) ABC苯6.0321206.35220.24甲苯6.0781343.94219.58 对苯-甲苯可看作理想物系，并查设计手册得： = 2.5 x1 = y1 / (y1 (1 y1) y1 = xD x1 = 0.958 t = B/（A - lgP0）- C PD0 = PDy1 / x1 = 101.72 kpa tD = 1206.35 / (6.032 lg101.72) 220.24 = 79.50 同样,根据 yn+1 = 0.519xn + 0.473 xn = yn / (yn +(1 - yn) 解得：y1 = xD = 0.983 x1 = 0.958 y2 = 0.9649 x2 = 0.9166 y3 = 0.9335 x3 = 0.8604 y4 = 0.8826 x4 = 0.7504 y5 = 0.8088 x5 = 0.6285 y6 = 0.7740 x6 = 0.5038 PF0 = 0.714PF / 0.5038 = 172.5675 kpa tF = 1206.35 / (6.032 lg172.5675) 220.24 = 97.64 精馏段平均温度：tm = (79.5 + 97.64) / 2 = 88.57 平均相对分子质量计算 塔顶 xD = y1 = 0.983 x1 = 0.959 , 则 进料板 yF =0.774 xF =0.504 , 则 )/(35.7813.92)774.01(11.78774.0m,kmolkgMFV=-+= )/(07.8513.92)504.01(11.78504.0m,kmolkgMFL=-+= 则，精馏段平均相对分子质量 MVFm = (78.35 + 81.28) / 2 = 79.815 kg/kmol MLFm = (78.61 + 85.27) / 2 = 81.84 kg/kmol 平均密度计算 液相密度液相平均密度依下式计算，即 1/Lm = A /LA + B /LB （ 为质量分数）塔顶液相平均密度的计算 1/LMD = 0.98/813.35 + 0.02/808.55 得：LMD = 813.27 kg/m3 进料板 xF =0.541 A = (0.54178.11) / (0.54178.11 + 0.45992.13) = 0.501/LMF = 0.50/795.19 + (1 0.50)/792.64 LMF = 793.91 kg/m3 气相密度VM = pMm,1/RT = 108.12579.815/(8.134(88.57 + 273.15)= 2.94 kg/m3 液体表面张力 m = xii mD = 0.98321.09 + 0.01721.58 = 21.1 mN/m mF = 0.54119.14 + 0.45920.09 =19.6 mN/m 则，精馏段平均表面张力为： m（1） = （21.1 + 19.6）/2 = 20.35mN/m 液体黏度 Lm = xii LD = 0.9830.304 + 0.0170.307 = 0.304 LF = 0.5410.261 + 0.4590.269 = 0.265 则，精馏段平均液相黏度为： Lm = （0.304 + 0.265）/2 = 0.285 3.3 塔和塔板主要工艺尺寸计算 塔径的计算 对精馏段： VS = 0.5755 m3/s LS = 0.0015 m3/s 选板间距，取板上液层高度，故；0648.02.94.91.7931364377.55.05.0=VSLSVLrr 由图3-2史密斯关联图 查得: C20=0.072；依式 0.0743 )/(219.194.294.291.7930743.0maxsmCVVL=-=-=rrrm 可取安全系数为0.7，则 )(752.0853.014.3379.044)/(853.0219.17.07.0maxmVDsmS=pmmm 按标准,塔径圆整为1.0m,则空塔气速0.853m/s。 塔截面积：S = 0.785 m2 =VS/S = 0.5755/0.785 = 0.733 m/s 对提馏段： 选板间距，取板上液层高度，故；0.0717 查图得C20=0.068；依式=0.069按标准,塔径圆整为2.0m,则空塔气速1.56(m/s)。 精馏塔的有效高度计算Z1 = (N1 - 1)HT = (8 - 1)0.4 = 2.8(m)提馏段有效高度为：Z2 = (N2 - 1)HT = 5.2(m)在进料板上开一人孔，其高度为0.8m，其有效高度为：Z = 2.8 + 5.2 + 0.8 = 8.8(m) 溢流装置采用单溢流、弓形降液管、平形受液盘及平形溢流堰，不设进口堰，各项计算如下。 溢流堰长取堰长lw 为0.66D，即lw = 0.661.0 = 0.66m 出口堰高 hw hw = hL - hOW 0.001501153m.00.663600.0.00151100084.2h15.2610.663600.,60.0/3/25.25.2=owWhWElLDl，则查图可得， 上层清液高：hc = 60 mm 故 hW = hC - hOW = 0.06 0.01153 = 0.04847 m 降液管的宽度与降液管的面积： 由查得：Wd/D = 0.14 , Af/AT = 0.08则 Af = 0.7850.0812 = 0.0628 m2 Wd = 0.14D = 0.14 m 利用式（3-74）计算液体在降液管中停留时间以检验降液管面积，即 故降液管设计合理 降液管底隙高度取液体通过降液管底隙的流速u0为0.08m/s，则h0 = Ls/(lwu0) = 0.00153600/(36000.660.08) = 0.0283mhW h0 = 0.0485 0.0283 = 0.0202 0.006 m 符合要求 塔板布置 塔板的分块 因D800mm 故 塔板采用分块式，查表3-7，塔板分3块 取边缘区宽度Wc = 0.035m，安定区宽度Ws = 0.065m 开孔面积计算 x=0.295r=0.465 故 Aa = 0.5021m2 筛口计算 取筛空的孔径为，正三角形排列，一般碳的板厚为 故孔中心距 5=15mm 筛孔数：n = 1.155Aa /t2 = 2612.8 = 2613个 开口率：= A0/Aa = 0. 927/9 = 10.1 气体通过筛孔的气速为： )/(28.11051.05755.000smAVS=m3.4 筛板的流体力学验算 气体通过筛板压强相当的液柱高度计算 干板压降相当的液柱高度：依，查干筛孔的流量系数图得，C0=0.84由式 ()()()()0149.0051.0051.091.79394.2284.047.7200=lveecuch 体穿过板上液层压降相当的液柱高度：()smfTsAAVa/53.0.0.785-0.0628379.0.=-m903.090.253.0=vaaeuF 由与关联图查得板上液层充气系数=0.66，依式()()0396.0012.0048.066.000=+=+=owwLlhhhhee 克服液体表面张力压降相当的液柱高度： 1099.2043-40=gdelhs/793.91*9.81*0.005=0.00220745.00327.00396.00022.0=+=ph()()ppgehplpp7006.5798.991.793.0745.0=D（设计允许值） 液面落差的验算 对于筛板塔，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。 雾沫夹带量 0.004=OWUUK故，在设计负荷下不会发生过量漏液。 液泛为防止降液管液泛的发生，应使降液管中清液层高度 =0.0745+0.06+0.150.082 = 0.1352取，则 (HT+hw)= 0.5(0.4+0.0202) = 0.2101 故， ，在设计负荷下不会发生液乏。 根据以上塔板的各项流体力学检验，可认为精馏段塔径及各工艺尺寸是合适的。3.5 塔板负荷性能图 漏液线 32614.00202.0sowwLLhhh+=+= 代入 整理得： 32min,114. 0013.0999.2ssLV+= 在操作范围内，任取几个Ls值，以上式计算Vs值，计算结果列表如下表Ls /(m3/s) 0.00060.00150.00300.0045Vs /(m3/s)0.3520.3610.3710.381 由上表数据即可作出漏液线 雾沫夹带线雾沫夹带量： 取 代入 ， 整理得： Vs = 1.29 10.0Ls2/3 在操作范围内，任取几个Ls值，以上式计算Vs值，计算结果列表如下表 Ls /(m3/s) 0.00060.00150.00300.0045Vs /(m3/s)1.2181.1581.0811.016 由上表数据即可作出雾沫夹带线 液相负荷下限线对于平直堰，取堰上液层高度hOW0.006m作为最小液体负荷标准。E = 1 Ls,min = 0.00056 m3/s 据此可作出与气体流量无关的垂直液相负荷下限线。 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，AfHT/Ls 故，Ls,min = 0.05670.40/4 = 0.00567 m3/s 据此可作出与气体流量无关的垂直液相负荷上限线。 液泛线 令 Hd = (HT+hw) 由 Hd = hP+hL+hd = hc+hl+h+hL+hd hl = hL hL = hw + how 联立得 HT + （ 1）hw = （ + 1）how + hc + h + hd 忽略 h ，将how 与Ls ，hd 与Ls ，hc 与Vs 的关系式代入上式，并将有关数据代入整理，得 Vs2 =1.37 3176Ls2 13.16Ls2/3 在操作范围内，任取几个Ls值，以上式计算Vs值，计算结果列表如下表 Ls /(m3/s) 0.00060.00150.00300.0045Vs /(m3/s)1.1291.0911.0330.974 由上表数据即可作出液泛线 根据以上各数据表，可作出筛板塔的负荷性能图，如下图所示：3.6 设备计算结果(表)项目符号单位计算数据平均压强PmkPa108.125平均温度tm89.57平均流量气相VSm3/s0.5755液相LSm3/s0.0015实际塔板数N块8板间距HTm0.4塔的有效高度Zm2.8塔径Dm1空塔气速um/s0.795塔板液流形式单流型溢流管型式弓形堰长lwm0.66堰高hwm0.0202溢流堰宽度Wdm0.14管底与受业盘距离hom0.028板上清液层高度hLm0.06孔径domm5孔间距tmm15孔数n个2613开孔面积Aam20.5021筛孔气速uom/s 11.28塔板压降hPkPa0.7液体在降液管中停留时间s16.7降液管内清液层高度Hdm0.1352雾沫夹带eVkg液/kg气0.004负荷上限雾沫夹带控制 负荷下限漏液控制 气相最大负荷VSmaxm3/s1.075气相最小负荷VSminm3/s0.357操作弹性3.0114 附件的计算 4.1接管 (1)进料管进料管的结构类型很多，有直管进料管、弯管进料管、T形进料管。本设计 采用直管进料管。F=3800Kg/h , =807.9Kg/ 则体积流量 管内流速则管径 m =471.6mm取进料管规格4752.5 则管内径d=475mm进料管实际流速(2)回流管采用直管回流管，回流管的回流量hkmolL/16.52=塔顶液相平均摩尔质量kmolkgM/35.78=,平均密度3/91.793mkg=r则液体流量 m3/s取管内流速则回流管直径可取回流管规格402.5 则管内直径d=40mm回流管内实际流速(3)塔顶蒸汽接管取管内蒸汽流速可取回流管规格51012 则实际管径d=504mm塔顶蒸汽接管实际流速 (4)釜液排出管塔底w=1504.2kmol/h 平均密度3/91.793mkge=平均摩尔质量kmolkg/80.91M=取管内流速可取回流管规格3552.5 则实际管径d=354mm塔顶蒸汽接管实际流速(5)塔顶产品出口管径D=1504.2koml/h 相平均摩尔质量kmolkgM/35.78=溜出产品密度取管内蒸汽流速则可取回流管规格1852.5 则实际管径d=185mm塔顶蒸汽接管实际流速4.2冷凝器塔顶温度tD=81.48 冷凝水t1=20 t2=30 则由tD=81.48 查液体比汽化热共线图得又气体流量Vh=2.983m3/s塔顶被冷凝量冷凝的热量4.3 再沸器塔底温度tw=105.0 用t0=135的蒸汽，釜液出口温度t1=112则 由tw=105.0 查液体比汽化热共线图得又气体流量Vh=2.374m3/h 密度则取传热系数K=600W/m2k，则传热面积加热蒸汽的质量流量4.4 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7块板设一个人孔，共两个，即 （4） 塔高 =12.9m5、学习心得通过本次课程设计的训练，让我对自己的专业有了更加感性和理性的认识，我们了解了工程设计的基本内容，掌握了化工设计的主要程序和方法，增强了分析和解决工程实际问题的能力。同时，通过课程设计，还使我们树立正确的设计思想，培养实事求是、严肃认真、高度负责的工作作风，加强工程设计能力的训练和培养严谨求实的科学作风更尤为重要。在完成报告和预习的过程中我们需要查阅大量的资料，我们在遇到了很多新的知识的时候，通过学校图书馆和网络资源进行查阅相关资料，并针对相关数据要进行分析和整理成自己的有用的东西。通过项目不断地完成过程中使我们的语言组织能力，逻辑思维那呢管理和报告撰写能力得到了一定程度的锻炼和提高。最后，我还要感谢我的指导老师对我们的教导与帮助，感谢同学们的相互支持，与他们一起对一些问题的探讨和交流让我开拓了思路，也让我在课程设计时多了些轻松、愉快。参考文献 1张新战，化工单元过程及操作北京：化学工业出版社，19982何潮洪,冯霄化工原理北京：科学出版社，20013柴诚敬,刘国维化工原理课程设计天津：天津科学技术出版社，19944贾绍义,柴敬诚化工原理课程设计天津：天津大学出版社，20025陈均志，李雷化工原理实验及课程设计北京：化学工业出版社，20086马江权，冷一欣化工原理课程设计北京：中国石化出版社，20097段毅文，板式精馏塔的塔板效率j.内蒙古石油化工2006年第12期8杜佩衡吴兆亮.筛板精馏塔回流比的优化设计J.河北工学院学报，1989，2期第18卷9尚小琴，陈胜洲，邹汉波.化工原理实验M.北京：化学工业出版社，2011.8 目录序言11、板式精馏塔设计任务书21.1、设计题目2 1.2、设计任务21.3、操作条件22、设计的基础数据22.1、苯和甲苯的物理性质22.2、饱和蒸汽压和平衡数据22.3、液体表面张力32.4、液相密度及粘度32.5、常压下气液平衡数据3 2.6、板式塔简易流程图43、设计计算53.1、塔的物料计算53.2、精馏段工艺条件及有关物性的计算63.3、塔和塔板主要工艺尺寸计算83.4、筛板的流体力学验算113.5、塔板负荷性能图123.6、设备计算结果(表) 154、附件的计算16 4.1、接管164.2、冷凝器184.3、再沸器184.4、板式塔结构185、学习心得19 参考文献2023