#苯—甲苯板式精馏塔的工艺设计

化工原理课程设计说明书苯一甲苯板式精W塔的工艺设计工艺计算书段部分丿学院：化学化工学院专业：应用化学专业设计者：杨钱生班级：2007级07班学号：2007104407372010年乙月1日（一）设计题目设计一座苯-甲苯连续精馏塔，要求年产纯度为99.1%的甲苯1.9X104t,塔顶馏出液中含甲苯不得高于2%,原料液中含甲苯38%（以上均为质量分数）二）操作条件4kPa（表压）。自选。自选。0.5MPa（表压）0.7kPa。4kPa（表压）。自选。自选。0.5MPa（表压）0.7kPa。1. 塔顶压力进料热状态2. 回流比塔底加热蒸汽压力3. 单板压降三）塔板类型筛板四）工作日每年300天，每天24小时连续运行五）厂址天津地区六）设计类容精馏塔的物料衡算；1. 塔板数的确定；精馏塔的工艺条件及有关物性数据的计算2. 精馏塔的塔体工艺尺寸计算；塔板主要工艺尺寸的计算；3. 塔板的流体力学验算；塔板负荷性能图；4. 精馏塔接管尺寸计算；绘制生产工艺流程图；5. 绘制精馏塔设计条件图；绘制塔板施工图（选作）；6. 对设计过程的评述和有关问题的讨论；（七）设计基础数据表1-1苯（A）-甲苯（B）饱和蒸气压（总压1.013x105Pa）温度/C859095100105PA*/105Pa1.1691.3351.5571.7922.042PB*/105Pa0.4600.5400.6330.7430.860表1-2苯-甲苯物系的气液平衡数据表1-3苯-甲苯部分温度下的密度x00.0580.1550.2560.3760.5080.6590.8301y00.1280.3040.4530.5960.7200.8300.9431温度/c81.091.4巳/kgm815.9803.5PB/kgm*808.88798.6设计计算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回流至塔内，其余部分经产品冷却器冷却后送至储罐。该物系属易分离物系，最小回流比较小，故操作回流比去最小回流比的2倍塔釜采用间接蒸汽加热，塔底产品经冷却后送至储罐1.精馏塔的物料衡算a）原料液及塔顶、塔底产品的摩尔分率苯的摩尔质量甲苯的摩尔质量苯的摩尔质量甲苯的摩尔质量MA=78.11kg/kmolMB=92.13kg/kmolXfXf0.62/78.11=0.658Xd0.98/78.11=0.9830.009/78.11=0.011b）原料液及塔顶、塔底产品的平均摩尔质量Mf=0.658x78.11+(1-0.658)92.13=82.90kg/kmolMf=0.983X78.11+(1-0.983)92.13=78.59kg/kmolMf=0.012X78.11+(1-0.012)92.13=91.96kg/kmolc)物料衡算原料处理量1.91041000F31.83kmol/h82.9030024总物料衡算31.83=D+W苯物料衡算31.83x0.658=0.983D+0.011W联立解得D=21.19kmol/hW=10.64kmol/h2.塔板数的确定a）理论板层数Nt的求取苯-甲苯属理想物系，可采用图解法求理论板层数。i. 由手册查得苯-甲苯物系的气液平衡数据表1-2，绘出x-y图，如图1-1。图1图解法求理论板层数ii. 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1-1中对角线上，自e(0.658,0.658)作垂线ef即为进料线(q线)，该线与平衡线的交点坐标为Xq=0.658yq=0.828故最小回流比为Rmin二XDRmin二XDyqXq.98_.82891取操作回流比为R=2Rmin=2X0.91=1.82iii. 求精馏塔的气、液相负荷L=RD=1.82X21.19=38.57kmol/hV=(R+1)D=(1.82+1)21.19=59.76kmol/hLL+F二38.57+31.83=70.40kmol/hVV二59.76kmol/hiv.求操作线方程精馏段操作线方程为/yxxDx0.983=VV提馏段操作线方程为LW70.4010.64yxxWx0.011=1.178x-0.002V.图解法求理论板层数采用图解法求理论塔板层数，如图1-1所示。求解结果为总理论板层数总理论板层数Nt=14（包括再沸器）进料板位置Nf=6b）实际塔板数的求取精馏段实际板层数精馏段实际板层数N精=5/0.52=9.610提馏段实际板层数提馏段实际板层数N提=9/0.52=17.3183. 精馏塔的工艺条件及有关物性数据的计算以径流段为例进行计算a)操作压力计算塔顶操作压力PD=101.3+4=105.3kPa每层塔板压降P=0.7kPa进料板压力PF=105.3+0.7x10=112.3kPa精馏段平均压力Pm=(105.3+112.3)/2=108.8kPab)操作温度计算依据操作压力，由泡点方程通过试差法计算出泡点温度，其中苯甲苯的饱和蒸气压由安东尼方程计算，计算过程略。计算结果如下：tD=81.0CtF=914Ctm=(81.0+91.4)/2=862C塔顶温度t进料板温度t精馏段平均温度t平均摩尔质量塔顶平均摩尔质量计算由xD=yi=0.983查平衡曲线(见图1-1),得x1=0.955MvDm=0.983x78.11+(1-0.983)92.13=78.34kg/kmolMLDm=0.955x78.11+(1-0.955)92.13=78.74kg/kmol进料平均摩尔质量计算由图解理论板(见图1-1)，得yF=0.808查平衡曲线(见图1-1)，得Xf=0.630MvFm=0.808X78.11+(1-0.808)92.13=80.80kg/kmolMLFm=0.630x78.11+(1-0.630)92.13=83.30kg/kmol精馏段平均摩尔质量Mvm=(78.34+80.80)/2=79.57kg/kmolMLm=(78.74+83.30)/2=81.02kg/kmold）平均密度计算i. 气相平均密度计算由理想气体状态方程计算，即PmMvmRTmPmMvmRTm107.1x79.578.314(86.2273.15)3-2.85kg/mii. 液相平均密度计算液相平均密度依下式计算，即1/“LM=二ai/：iiii. 液相平均密度计算液相平均密度依下式计算，即1/“LM=二ai/：i塔顶液相平均密度的计算由tD=81.0C,查“化学化工物性数据手册有机卷1P305得匚=815.9kg/m3匚=815.9kg/m3订=808.88kg/m3LDmLDmI3815.8kg/m进料板液相平均密度的计算由tF=91.4C,查手册得匚803.5kg/m3匚803.5kg/m3订二798.6kg/m3进料板液相的质量分率进料板液相的质量分率0.63078.11=0.591=801.5kg/m3精馏段液相平均密度为3L=(815.8801.5)/2=808.6kg/m液体平均表面张力计算液相平均表面张力依下式计算，即LM=Xj/；-i塔顶液相平均表面张力的计算由tD=81.0C,查手册得匚A=21.15mN/m匚A=21.15mN/m-B=21.58mN/m二LDm21.58=21.16mN/m进料板液相平均表面张力的计算由tF=91.4C,查手册得二A=19.89mN/m-B=20.44mN/mcLFm=20.09mN/m精馏段液相平均表面张力为匚Lm=(21.1620.09)/2=20.63mN/m液体平均粘度计算液相平均粘度依下式计算，即lgLmhXilg叫塔顶液相平均粘度的计算由tD=81.0C,查“化学化工物性数据手册有机卷1”P303得、LDm=0.305mPas进料板液相平均粘度的计算有机卷1”P303得由tF=91.4C,查“化学化工物性数据手册=0.278mPas=0.284mPaslgLFm“LFm=0.309mPas精馏段液相平均粘度为Lm=(0.3050.309)/2=0.307mPas4. 精馏塔的塔体工艺尺寸计算a）塔径的计算精馏段的气、液相体积流率为VsVsVMvm3600心36002.85=0.458m3/sLsLMLm3600?Lm3600808.63=0.0011m/sumax式中C“20，其中的C20由“史密斯关联图”查取，图的横坐标为的横坐标为Lh厲J=0.0011汇3600808.612Vh(PVm丿0.4583600、2.85丿取板间距Ht=0.40m板上液层高度hL=0.04m则HT-hL=0.40-0.04=0.36m查“史密斯关联图”得C2o=O.O73C2020=0.073(20.63=0.0735Umax=c=0.0735808.6-2.852.85=1.235m/s取安全系数为0.6,则空塔气速为u=0.6Umax=0.6X1.235=0.887m/s|4vT47.458csD=J=J=0.821mYnu兀x0.864按标准塔径圆整后为D=1.0m塔截面积为:222AD21.02=0.785m244实际空塔气速为0.785b）精馏塔有效高度的计算精馏段有效高度为Z精=（N精-1）Ht=（10-1）x0.40=3.6m提馏段有效高度为Z提=（N提-1）Ht=（18-1）x0.40=6.8m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Z=Z精+Z提+0.8=11.2m5. 塔板主要工艺尺寸的计算a）溢流装置计算因塔径D=1m，可选用单溢流弓形降液管，采用凹形受液盘。各项计算如下：i. 堰长lw取Iw=0.66D=0.66x1.0=0.66mii. 溢流堰高度hwhw=hL-how选用平直堰，堰上液层高度近似取E=1,则近似取E=1,则how=0.0094m斗小.仆36f310005s故降液管设计合理。ho3600lWU0iv. 降液管底隙高度ho取u=0.08m/s则h0则h00.0011-0.021mhw-ho=0.051-0.031=0.0097m0.006m故降液管底隙高度设计合理。选用凹形受液盘，深度hw=50mm。b）塔板布置i. 塔板的分块因D800mm故塔板采用分块式。查“塔板分块数表”得，塔板分为3块。ii. 边缘区宽度的确定取W4二W=0.065m,%=0.035m。iii. 开孔区面积计算(,2开孑L区面积Aa=2xr2-x2nj180r?x=D-WdWsA10-i=0.311m其中22D1.0Wc0.035二0.465m22：2兀汉0.4652i0.3112Aa=22-0.3112+sin=0.532m2、1800.465yiv. 筛孔计算及其排列本题所处理的物系无腐蚀性，可选用=3mm碳钢板，取筛孔直径d=5mm。筛孔按正三角形排列，取孔中心距t为t=3do=3X5=15mm筛孔数目n为1.155Aa=2731个20.01522开孔率为-0.9噜907器沪仞U0=8.52m/sVs_0.458A0-塔板的流体力学验算a）塔板压降干板阻力he计算干板阻力he由式he7051F-计算，2。八Pl丿由d0,=53=1.67，查“干筛孔的流量系数图”得，5=0.7722故he=0.051旦52i空50.0219m液柱2772丿q0一|=0.0027kg液/kg气U0,min稳定系数为K=-U852u0,min6.82故在本设计中无明显漏液。e) 液泛为防止塔内发生液泛，降液管内液层高应有H(Hthw)苯-甲苯物系属一般物系，取=0.5，贝S(HthW)=0.5(0.400.031)=0.215m而Hd=hphLhd板上不设进口堰，hd可由式hd=0.153(uo)2计算，即hd=0.153(0.08)2=0.001m液柱Hd=0.047+0.40+0.001=0.088m液柱Hd乞(HthW)故在本设计中不会发生液泛现象。6. 塔板负荷性能图a)漏液线由u,min=4.4CP(0.0056+0.13h_)l/vVs,minU0,min.AhL=hWhWhOW2.841000得Vo,min得Vo,minM4C0A000056+0.13仏+竺eH)V1000Uw丿=4.572005320.0056+0.Z031+竺II1000/x2/31广3600Ls、0.66丿整理得V0,min=2.9200.00829+0.127Ls2/3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。Ls，m3/s0.00060.00150.00300.0045Vs，m3/s0.2800.2910.3050.317由上表数据即可作出漏液线1b）液沫夹带线以ev=0.1kg液/kg气为限，求Vs-Ls关系如下:3.2Ua,Ht-hfhfhwVsVsAt-Af二2.5hL二二0.031hOW2.841000=1.335Vs0.785-0.03632.5hwhow匸2/33600Ls)0.66=0.88Ll/3故hf=0.078+2.2L?3HT-hfS/35.710上“；20.6310”L0.322-2.2L?31.335Vs3.2=0.12/3整理得Vs=1.5210.39Ls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。Ls，m3/s0.00060.00150.00300.0045Vs，m3/s1.4461.3841.3041.236由上表数据即可作出液沫夹带线2C）液相负荷下限线对于平直堰，取堰上液层高度how=0.006m作为最小液体负荷标、2/3准，则hw二型E5=0.0061000Uw丿取E=1，则Ls,min-3/20.006x1000、0.663=0.00056m3/s2.84丿3600据此可作出与气体流量无关的垂直液相负荷下限线3d）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，则AfHTLSS,maxAfHT44=0.00363m3/s据此可作出与气体流量无关的垂直液相负荷上线线4e)液泛线令Hd=(Hthw)由Hd二hphhd;hp二九h心也八九；九二hWhOW忽略h；：_，将how与Ls,hd与Ls,山与Vs的关系式带入上式，并整理得aV；aV；2二b-cLs-dL2/3S式中0.051(A0C0)2b=Ht(：_-_1)hwc=0.153/(lWh。)2d=2.8410”E(1J勺600IIw丿将有关数据代入，得-1)0.031=0.167,0.0512.85ca-(0.101汉0.532汉0.772)21-0.104808.6丿。/爲厅论.27/、2/3二(3600、d=2.84101(10.57)1.382(0.66丿故0.104V=|-1.382L?3或V=1.60-7746L；-13.23lV3在操作范围内，任取几个Ls值，依上式计算出Vs值，计算结果歹y于下表。Ls,m3/s0.00060.00150.00300.0045Vs,m3/s1.2261.1871.1201.040由上表数据即可作出液泛线5根据以上各线方程，可作出筛板塔的负荷性能图，如下在负荷性能图上，作出操作点A，连接0A，即作出操作线。由图可看出，该筛板的操作上限为液泛控制，下限为漏液控制。并可查得33Vs,max=1.163m/sVs,min故操作弹性为纟蹩=口63=4.124VS,min0.282所设计筛板的主要结果汇总于下表。序号项目数值1平均温度tm/C86.22平均压力Pm,kPa108.83气相流量VS,(m3/s)2.854液相流量Ls,(m3/s)808.65实际塔板数286有效段咼度Z,m11.27塔径D,m1.08板间距HT,m0.49溢流形式单溢流10降液管形式弓形11堰长lw,m0.6612堰咼h%m0.03113板上液层高度hL,m0.0414堰上液层高度howm0.009415降液管底隙高度ho,m0.02116安定区宽度W,m0.06517边缘区宽度W,m0.03518开孔区面积am0.53219筛孔直径do,m0.00520筛孔数目n273121孔中心距t,m0.01522开孔率,%10.123空塔气速u，m/s0.58324筛孔气速uo，m/s8.5225稳定系数K1.6026每层塔板压降/PP,Pa37127负荷上限液泛控制28负荷上限漏液控制29液沫夹带eV,（kg液/kg气）0.002730气相负荷上限，m/s1.16331气相负荷下限，m/s0.28232操作弹性4.1247. 精馏塔接管尺寸计算1塔顶蒸汽出口管径依据流速选取，但塔顶蒸汽出口流速与塔内操作压力有关，常压可取1220m/s。2回流液管径回流量前已算出，回流液的流速范围为0.20.5m/s;若用泵输送回流液，流速可取12.5m/s。3. 加料管径料液由高位槽自流，流速可取0.40.8m/s；泵送时流速可取1.52.5m/s。4. 料液排出管径塔釜液出塔的流速可取0.51.0m/s。5. 饱和蒸汽管径蒸汽流速：295kPa：2040m/s；2950kPa:80m/s。8. 绘制生产工艺流程图绘制精馏塔设计条件图9. 绘制塔板施工图（选作）对设计过程的评述和有关问题的讨论这是我们人生中第一次做课设，也是第一次比较系统的将理论与实际相联系（虽然很大一定程度上仍然是比较理论化的）。在这次设计过程中，我学到了不少东西。我认识到实际中，操作条件下，会要求的设计有多苛刻。有一些前面的演算完全没有错，结果在验算是才发现错了，又必须重新修改。还有塔径、塔高等重要数据都是可以计算出来的，虽然计算结果难免与实际有一定冲突，但是，还是有一定指导意义的，尤其是在考虑了一些实际情况后，便几乎不会有什么冲突。更重要的是，我还学会了自主学习，这次老师几乎没直接教我们什么东西，而是要求我们自己查找资料，这在以后的学习和生活中都是很有实际意义的，因为我们已经学会了自己找需要的东西。