化工原理课程设计苯和甲苯

化工原理课程设计说明书设计题目：苯-甲苯分离过程筛板式精馏塔设计者：班级化工2009级（1）班姓名 郑 健学号日期2012年6月26日指导教师：（签名）设计成绩：日期单位：石河子大学化学化工学院化工系目录1 设计方案的选择及流程说明错误!未定义书签。1.1 概述 错误!未定义书签。1.1.1 精馏原理 错误!未定义书签1.1.2 精馏塔选定 错误!未定义书签1.2 设计方案的确定 错误!未定义书签2 精馏塔的物料衡算错误!未定义书签。2.1 原料液及塔顶和塔底产品的平均摩尔质量 错误!未定义书签。2.2 原料液及塔顶和塔底的摩尔分率 错误!未定义书签2.3 物料衡算 错误!未定义书签3塔数的确定错误!未定义书签。31理论板层数Nt的求取错误!未定义书签。3.1.1 相对挥发度的求取 错误!未定义书签3.1.2 求最小回流比及操作回流比 错误!未定义书签3.1.3 求精馏塔的气、液相负荷 错误!未定义书签3.1.4 求操作线方程 错误!未定义书签3.1.5 采用逐板法求理论板层数 错误!未定义书签32 实际板层数的求取 错误!未定义书签4精馏塔的工艺条件及有关物性数据的计算错误！未定义书签。41 操作压力的计算 错误!未定义书签。42操作温度的计算 错误!未定义书签43平均摩尔质量计算 错误!未定义书签44平均密度计算 错误!未定义书签4.4.1 气相平均密度计算 错误!未定义书签4.4.2 液相平均密度计算 错误!未定义书签45液体平均表面张力的计算 错误!未定义书签46液体平均黏度计算 错误!未定义书签5塔及塔板的工艺尺寸的设计计算 错误!未定义书签。51塔径的设计计算 错误!未定义书签。5.1.1 精馏段： 错误!未定义书签5.1.2 提馏段： 错误!未定义书签52塔的有效高度的计算 错误!未定义书签。5.3塔的实际高度的计算 错误!未定义书签。5.4溢流装置的计算 错误!未定义书签5.4.1精馏段： 错误!未定义书签5.4.2提馏段： 错误!未定义书签5.5塔板布置 错误!未定义书签5.5.1精馏段： 错误!未定义书签5.5.2提馏段： 错误!未定义书签6 流体力学验算错误!未定义书签。6.1 塔板压强降 错误!未定义书签6.1.1 精馏段： 错误!未定义书签6.1.2 提馏段： 错误!未定义书签6.2 液沫夹带量的校核 错误!未定义书签6.2.1 精馏段： 错误!未定义书签6.2.2 提馏段： 错误!未定义书签6.3 溢流液泛的校核 错误!未定义书签6.3.1 精馏段： 错误!未定义书签6.3.2 提馏段： 错误!未定义书签6.4 液体在降液管内停留时间的校核 错误!未定义书签6.4.1 精馏段： 错误!未定义书签6.4.2 提馏段： 错误!未定义书签6.5 漏液点的校核 错误!未定义书签6.5.1 精馏段： 错误!未定义书签6.5.2 提馏段： 错误!未定义书签7 塔板负荷性能图（以精馏段为例） 错误!未定义书签。7.1 漏液线 错误!未定义书签。7.2 液沫夹带线 错误!未定义书签7.3 液相负荷下限线 错误!未定义书签7.4 液相负荷上限线 错误!未定义书签7.5 液泛线 错误!未定义书签7.6 负荷性能图及操作弹性 错误!未定义书签8 计算结构汇总表错误!未定义书签。9 小结错误!未定义书签。1 设计方案的选择及流程说明1.1 概述1.1.1 精馏原理利用从塔底部上升的含轻组分较少的蒸气，与从塔顶部回流的含重组分较少 的液体逆流接触，同时进行多次部分汽化和部分冷凝，使原料得到分离。同时进行多次部分汽化和部分冷凝是在精馏塔中实现的。塔板上有一层液体， 气流经塔板被分散于其中成为气泡，气、液两相在塔板上接触，液相吸收了气相 带入的热量。使液相中的易挥发组分汽化，由液相转移到气相；同时，气相放出 了热量，使气相中的难挥发组分冷凝，由气相转移到液相。部分汽化和部分冷凝 的同时进行是汽化、冷凝潜热相互补偿。精馏就是多次而且同时进行部分汽化和 部分冷凝，使混合液得到分离的过程。1.1.2 精馏塔选定精馏是气液两相之间的传质过程，而传质过程是由能提供气液两相充分接触 的塔设备完成，并要求达到较高的传质效率。根据塔内气液接触部件的结构型式， 可分为板式塔和填料塔两大类。板式塔内设置一定数量塔板，气体以鼓泡或喷射 形式穿过板上液层进行质量、热量传递，气液相组成呈阶梯变化，属于逐级接触 逆流操作过程。填料塔内装有一定高度的填料层，液体自塔顶填料表面下流，气 体逆流而上，与液相接触进行质量、热量传递，气液相组成沿塔高连续变化，属 于微分接触操作过程。我们选择的是板式塔。板式塔大致可分为两类：一类是有降液管的塔板，如泡罩、浮阀、筛板等； 另一类是无降液管塔板，如栅板、穿流式波纹板等。工业上应用较多的是前者。 这里，我们选择的是具有降液管的筛板塔。筛板塔是在塔板上钻有均匀分布的筛 孔，上升气流经筛孔分散、鼓泡通过板上液层，形成气液密切接触的泡沫层（或 喷射的液滴群）。筛板塔的优点是结构简单，制造维修方便，造价低，相同条件下生产能力高 于浮阀塔。其缺点是稳定操作范围窄，小孔径筛板易堵塞，不适宜处理粘性大的、 脏的和带固体粒子的液料。但设计良好的筛板塔仍具有足够的操作弹性，对易阻 塞的物系可采用大孔径筛板。工业上对塔设备的主要要求：（1）生产能力大；（2）传质、传热效率高；（3） 气流的摩擦阻力小；（4）操作稳定，适应性强，操作弹性大；（5）结构简单，材 料耗用量小；（6）制造安装容易，操作维修方便。此外还要求不易堵塞、耐腐蚀 等。实际上，任何塔设备都难以满足上述所有要求，因此，设计者应根据塔型特 点、物系性质、生产工艺条件、操作方式、设备投资、操作与维修费用等技术经 济评价以及设计经验等因素,依矛盾的主次，综合考虑，选择适宜的塔型。1.2 设计方案的确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，应采用连续精馏流程。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入精馏塔内。 塔顶上升蒸气采用全凝器冷凝，冷凝液在泡点下一部分加回流至塔内，其余部分 经产品冷却器冷却后送至储罐。塔釜采用间接蒸汽加热，塔底产品经冷却后送至 储罐。2 精馏塔的物料衡算2.1 原料液及塔顶和塔底产品的平均摩尔质量甲苯的摩尔质量苯的摩尔质量=92.13kg/kmolM =78.11kg/kmol Bx = 0.94Dx = 0.6FM =0.6x78. ll+(l0.6) x92. 13=83718kg/kmolFM =0.94x78.11+(1-0.94)x92.13=78.9512kg/kmolD2.2 原料液及塔顶和塔底的摩尔分率x = 0.6 x = 0.94FDn =0.95f=6700kg/hF二一=80.03Kmol/h83.718MfD*Xn=d =0.94 所以 D=48.02 Kmol/hF * XF由物料衡算 DX +WX =FX DWFF=D+W,所以 W=32.01Kmol/h所以：x = 0.0899W2.3 物料衡算原料处理量F二一=80.03Kmol/h83.718Mf总物料衡算 F=D+WD X +W X =F X DWF联立解得 D=48.02kmol/hW=32.01mol/h3 塔数的确定31理论板层数nt的求取3.1.1 相对挥发度的求取有内插法可计算塔顶、塔釜的气液相组成塔顶：y= 0.94A，Dx= 0.863A，D塔釜： y= 0.215A，Wx= 0.0899A，Wy /xa = A, DA, DD y /xB, D B, DyB,xB,x=2.49= 0.06D= 0.137Dy= 0.785B,W= 0.9101B,Wy/x=A, WA, Wy/xB, W B, W= 2.77a = a * a = 2.63平 V D W3.1.2 求最小回流比及操作回流比泡点进料：x = x = 0.6 qFaxy =m_Fq 1 + (a一 1) xmF2.63 x 0.61 + (2.63 1) x 0.60.798故最小回流比为x 一 yR=Dqmin y 一 xqq0.94 - 0.7980.798 - 0.6= 0.71取操作回流比为R=1.7 R =1.7 x 0.71=1.207min3.1.3 求精馏塔的气、液相负荷L = RD = 1.207 x 48.02 = 57.96kmol/hV = (R + 1)D = 2.207 x 48.02 = 105.98kmol/hL=L+F=57.96+80.03=137.99kmol/hV= V =105.98kmol/h3.1.4 求操作线方程精馏段操作线方程为yn+i = R+1xx + D-n R+1=1.207=2.2070.94x x + n 2.207=0.547x+0.426na）提馏段操作线方程LW 137.99y= x - x =xm+1 V m V W 105.98 m昱01 x 0.0899 = 1.302x - 0.0272105.98mb）3.1.5 采用逐板法求理论板层数由 y = q 得x =q 1 + (a 1)xa (a 1) yq将 a =2.63 代入得相平衡方程y = ya (a 1) y2.63 1.63 yc）联立（a）、（b）、（c）式，可自上而下逐板计算所需理论板数。因塔顶为全凝则 y1 = xd = 0.94由（c）式求得第一块板下降液体组成y2.63 1.63 y10.942.63 1.63 x 0.94二 0.856利用（a）式计算第二块板上升蒸汽组成为y =0.547 x +0.426=0.547*0.856+0.426=0.89421交替使用式（a）和式（c）直到x x，然后改用式（b）和式（c）交替计nF算，直到 x 5s故降液管设计合理。5.4.1.4 降液管底隙的流速u；= 0.15m/ s 则:Lh36001 uw0=0.0113m0.00163 x 36003600 x 0.96 x 0.15h h = 0.0 5051- 0.0 113 = 0.0 3921 m0.006 mw0故降液管底隙高度设计合理。选用凹形受液盘，深度h二45mm。w5.4.2 提馏段：因塔径D二1.2m，所以可选取单溢流弓形降液管，采用凹形受液盘。各项计 算如下：5.4.2.1 堰长 lw可取 1 二 0.8 D 二 0.8 x 1.2 二 0.96 mW5.4.2.2溢流堰高度hw由 h = h hW L OW选用平直堰,堰上层液高度h由式h二竺4 E()2/3计算OW OW 1000 lW2.84 讦,0.00165 x 3600、 近似取 E 二 1.0，则 h = xlx ()2/3 = 0.00957mow 10000.96取板上清液层高度h二0.06mL故 h = 0.05043m5-4-2-3弓形降液管宽度和截面积f由D = 0.8 查图得AW 匚=0.1517 = 0.202AD故 A = 0.151A = 0.151x1.13 = 0.171m2 fTD =0.202D =0.202x1.2=0.242m d5.4.2.4 降液管底隙的流速Lh3600l uDO取 u = 0.15m / s 则O0.00165x3600=0.0115m3600 x 0.96 x 0.15h 一 h = 0.05043 一 0.0115 = 0.3893m 0.006mDO故降液管底隙高度设计合理选用凹形受液盘，深度h = 45mm。5.5 塔板布置5.5.1 精馏段：5.5.1.1 塔板的分块。因D 800mm，所以选择采用分块式，塔板可分为3块。5.5.1.2 边缘区宽度确定：取 w 二 W二 0.06m , W 二 0.03ms s c5.5.1.3 开孔区面积计算。开孔区面积 A 计算为： a=2(r2 - x2 +兀. xr 2 sm -i 180r其中x = D 2 - (Wd+ W ) = 0.6 - (0.2424 + 0.06) = 0.2976msr = D亏-W = 0.6 - 0.03 = 0.57mA = 2 x (0.29760.572 - 0.29762 +ax 0.572 x sin -11800.29760.57)=0.646m 25.5.1.4 筛孔数与开孔率5mm筛孔计算及其排列。本设计的物系没有腐蚀性，可选用5 = 3mm碳钢板，取筛孔直径do =筛孔按正三角形排列，取孔中心距t为t = 3d = 3x5 =15mm0筛孔的数目n为1.155An =at21.155 x 0.6460.0152= 3317个开孔率为：=0.907 - (d0 )2t=.9。7 X 存=10%气体通过筛孔的气速为：s0.850.101*0.646=13.03m/s5.5.2 提馏段：5.5.2.1 塔板的分块。因D 800mm，所以选择采用分块式，塔板可分为3块。5.5.2.2 边缘区宽度确定：取 w = W = 0.06m，W = 0.03ms sc5.5.2.3 开孔区面积计算。开孔区面积 A 计算为： aA = 2(x r2 一 x2 +r2 sin -1 )a180r其中x = D 2 - (W + W ) = 0.6 - (0.2424 + 0.06) = 0.2976mr = D亏 一 W = 0.6 一 0.03 = 0.57m O1/|OQHZZ=2 x (0.2976 572 一0.29762 +面x 0.572 x sin 一1 右)=0.646m 25.5.2.4 筛孔数与开孔率筛孔计算及其排列。本设计的物系没有腐蚀性，可选用5 = 3mm碳钢板，取筛孔直径dO =5mm筛孔按正三角形排列，取孔中心距t为t = 3d = 3 x 5 = 15mm0筛孔的数目n为1.155A1.155x0.646n =a = 3317 个t2开孔率为0.0152=0.907 - ()2 = 0.907 x (丄)2 = 10.1%15气体通过筛孔的气速为：0.82u0 A 0.101*0.6460=12.57 m / s6 流体力学验算6.1 塔板压强降6.1.1 精馏段：6.1.1.1干板阻力h d计算。干板阻力由下式计算:dh 1 P (u 丫d2 g P IC 丿L0由dO = 1.67，查筛板塔汽液负荷因子曲线图得c二0.772 5o2 77 (13 03 2故 h = 0.051 x 一x= 0.0498m液柱d807.91 10.772 丿6.1.1.2气体通过液层的阻力hi计算。气体通过液层的阻力 h 由下式计算，即Lh = 0 h1LVu = sa A ATfE而=0.886m / sF = u、丁 = 0.886x.277 = 1.475kg 12/(smi2)0 a I V查充气系数关联图得0= 0.6故h =0h =0(h + h ) = 0.6x(0.05051 + 0.00949) = 0.036m 液柱(3)液体表 lLW OW面张力的阻力 h 计算液体表面张力所产生的阻力 h 由下式计算，即：oh =旦PLgd04 x 20.516 x10-3807.91x 9.81x 0.005=2.07 x10-3 m 液柱h = h + h +h = 0.0498 + 0.036+0.0021 = 0.0879m 液柱 f d 1本设计系常压操作，对板压降本身无特殊要求。6.1.2 提馏段：h6.1.2.1干板阻力h d计算。干板阻力由下式计算:干板的阻力h按公式h = 0.051(Uo)2(匕)计算 ddc pOL并由可do = 1.67，查得c二0.7725o故 h = 0.051 x (空7)? x 28乙=0.0486m 液柱 d0.772798.376.1.2.2气体通过液层的阻力hi计算。气体通过液层的阻力h按公式h =0 h计算0.82llLu = s = 1.04m / sa A 2 A1.13 2 x 0.171TfF 二 uaa二 1.04 x ：2.87 二 1.76kg 1/2 / (s - mi/2)查得0 = 0.56故 h =0h =0(h + h ) = 0.56x(0.05043 + 0.00957) = 0.0336m 液柱lLW OW液体表面张力所产生的阻力h由下式计算，即：h =旦_PLgd04 x 20.036 x10-3798.37 x 9.81x 0.005=2.05 x10-3 m 液柱h = h + h +h = 0.0486 + 0.0336+0.0021 = 0.0843 m 液柱 f d l b本设计系常压操作，对板压降本身无特殊要求。6.2 液沫夹带量的校核6.2.1 精馏段：液沫夹带量由公式e = 5.7 x106( U)3.2计算。由V b H HLTfH = 2.5h = 2.5 x 0.06 = 0.15 mfL=0.159kg 液 / kg 气 0.1kg 液 / kg 气5.7 x10-60.886 、20.516x10-3(0.40-0.15故本设计中液沫夹带量 e 在设计范围之内。 V6.2.2 提馏段：液沫夹带量由公式e = 5.7 X10-6( U )3.2计算V b H H L T f由 H = 2.5h = 2.5 x 0.06 = 0.15mfL57 X10 -6 X (1.04)3.220.036 x 10-30.45 0.15=0.152kg 液 / kg 气 0.1kg 液 / kg 气故本设计中液沫夹带量e在设计范围之内。V6.3 溢流液泛的校核6.3.1 精馏段：为防止塔内发生液泛，降液管内液高度H应服从下式关系，即dH(H + h )d T W苯一甲苯属于一般物系，取申=0.5，则申(H + h )二 0.5 x (0.40 + 0.05051)二 0.4526m 液柱TW而H 二 h +h +h =0.0879+0.06+0.153 x0.152=0.1512m 液柱d P L d故降液管内的当量清液高度H二0.1492m液柱d贝U H 申(H + h )d T W故在本设计不会发生溢流液泛。6.3.2 提馏段：为防止塔内发生液泛，降液管内液高度 H 应服从下式关系，即 dH (H + h )d T W苯一甲苯属于一般物系，取申=0.5，则申(H + h )二 0.5 x (0.45 + 0.05043)二 0.2502m 液柱TW而 H = h +h +h =0.0843+0.06+0.153 x0.152=0.1477m 液柱 d P L d故降液管内的当量清液高度H二0.1456m液柱d则 H (35)s6.4.2 提馏段：为避免发生严重的气泡夹带现象，通常规定液体在降液管的停留时间不小于 35s液体在降液管内的停留时间为AHT 二 _d LS不会产生严重气泡夹带。0.171x 0.14560.00165二 15.09s (35)s6.5 漏液点的校核6.5.1 精馏段：设漏液点的孔速u = 6.7m/s，相应的动能因子(以A -2A为基准)0WTfA uO OWA - 2 A6.7 x 0.101 x 0.6461.13 - 2 x 0.171x J277 二 0.923故塔板上当量清液高度为h 二 0.0061 + 0.725h - 0.006F +1.23 L 二 0.0382CWlW查得此漏液点的干板压降h - 0.0106m水柱=0.013m液柱 d对筛板塔，漏液点气速可由下式计算，即uOW 6.53m/ s2gh P19.6 x 0.013 x 807.91C d l 0.758 xO P2.771 V因计算值与假定值接近，故计算正确塔板的稳定系数可由下式计算，即u0W13.036.532.00 1.5故在本设计中无明显漏液。6.5.2 提馏段：设漏液点的孔速u 6.5m/s，相应的动能因子（以A -2A为基准）0WTfA u6.5 x 0.101 x 0.646-0Wp xp2.87 0.912A - 2Av 1.13 - 2 x 0.171Tf故塔板上当量清液高度为h 0.0061 + 0.725h - 0.006F +1.23化0.0363CW查得此漏液点的干板压降h 0.0106 m 水柱=0.013 m 液柱d对筛板塔，漏液点气速可由下式计算，即V2gh p19.6 x 0.0134 x 800.03u C 応0.758 x 6.49m / s2.87OW O p因计算值与假定值接近，故计算正确 塔板的稳定系数可由下式计算，即u12.57K a 1.94 1.5u6.490W在本设计中无明显漏液。7 塔板负荷性能图（以精馏段为例）7.1 漏液线由 u二 4.4C v;(0.0056+0.13h - h ) p / pO,minONL b L VVU二 S ,min0,min AO72.84 ”L、2.843600xLh =E ( h )2/3 =x 1xSOW 1000 l 10000.96h = h + hL W OWV = 4.4C A s,minO O20.0056 + 0.13=4.4x0.772x0.101x0.532xh + x1x EW 100020.0056 + 0.13(L 3h1丿h ,p /pLV2 840.05051+x1x1000(3600 x L )23S(0.96 丿0.0021,807.91/ 2.77=0.1825x ：3.335+33.47匕3V = 0.1825X J3.335+33.47L/3S ,minSe = 0.1kg液/kg气为限,V求V L关系如下:SS=5.7 x10-6u(a )3.2H HTfVS A 2 AT= V=1.13 2 x 0.107= 1.092VS在操作范围内，任取几个L值，依上式计算出V值计算结果列于下表SSLm3 / sS0.00060.00150.00300.0045V m3 / sS0.3450.3560.3660.376由上表数据即可作出漏液线1。7.2 液沫夹带线H 二 2.5h 二 2.5(h + h )f L W OW=0.05051 mhOW2.84= x 1x1000(3600 x L 30.96 丿=0.685L2/3SH = 0.126+1.7125L 2/3fSH H = 0.2741.7125L 2/3T f S5.7x106e 二x (lv20.516 x10-30.274 1.7125L 2/3S1.092V)3.2 二 0.1整理得V 二 1.578 - 9.864L 2/3SSLm3 / sS0.00060.00150.00300.0045Vm3 / sS1.5081.4491.3731.309在操作范围内任取几个Ls值依上式计算出Vs值计算结果列于下表由上表即可作出液沫夹带线 2。7.3 液相负荷下限线对于平流堰，取堰上液层高度h二0.006m作为最小液体负荷标准，则OW2.84 Lh =E(f )2/3 二 0.006OW 1000 lW取E二1，则LS ,min=(0006迎)3/2 x 空=0.000819m3 / s2.843600据此可做出与气体流量无关的垂直液相负荷下限线 3。7.4 液相负荷上限线以o二4s作为液体在降液管中停留时间的下限，由下式AH0 二 f t = 4LS故 L = 0.107 x 0.40 = 0.00385m3 / sS ,max 4据此可以作出与气体流量无关的垂直液相负荷上限 4。7.5 液泛线=h +A +工 h + hL f fh = B hlLh =h +hL W OW联立得OW9 H +(9-B - 1)h = (B + 1)h+ h +工 h + h +A将h 与L、OW STh和L、工h与V的关系代入上式，得 d Sf SaV 2 = b-cL 2 -dL 2/3SS式中0.051a =Pv(A c )2 pO O Lb = 9 H + (9 - B - 1)hTW0.153c =(/ h )2WO2.843600d =E(1+ B )()2/31000 /W将有关数据代入,得0.0512.77a = (0.101 x 0.646 x 0.772)2 X(807.91)= 0.0689b = 0.5 X 0.40 + (0.5 - 0.6 -1) x 0.05051 = 0.1440.153(0.96x0.0115)2=1255.32d = 2.84 x 10-3 x 1 x (1+ 0.6) x (3600)2/3 = 1.0970.96故V2 二 2.09 -18219.45L -15.923S S S在操作范围内任取几个Ls值依上式计算出Vs值计算结果列于下表Lm3 / sS0.00060.00150.00300.0045Vm3 / sS1.971.841.5951.287V= 1.4m3 / sV= 0.35m3 / sS ,maxS ,min故操作弹性为V 1.4S ,max = = 4V 0.35S ,min8 计算结构汇总表序号项目精馏段提馏段1平均温度t Cm85.95791.962操作压力PkPa101.33气相流量Vs m3/s0.850.824液相流量Ls m3/s0.001630.001655实际塔板数6126有效段高度Z m24.47精馏塔塔径D m1.28板间距H mT0.40.459溢流形式单溢流10降液管形式弓形11堰长l mW0.960.9612堰咼h mW0.050510.0504313板上液层咼度hL m0.0614堰上液层咼度h mow0.009490.0095715降液管底隙高度ho m0.0