板式精馏塔设计(使用)说明书

-1-课程设计说明书课程名称:化工原理课程设计设计题目：苯-甲苯分离过程板式精馏塔院系：化学与环境工程学院学生姓名：学号：专业班级：09有机化工生产技术（二）班指导教师：2011年5月8日-2-苯—甲苯板式精馏塔摘要：塔设备是化工炼油生产中最重要的设备之一，它可使气液或液液两相之间进行紧密接触，达到相际传质及传热的目的。常见的可在塔设备中操作的有：精馏、吸收、解析和萃取等，此外，工业气体的冷却与回收，气体的湿法净制和干燥以及兼有气液两相传质和传热的增湿减湿等。在化工或炼油厂中，塔设备的性能对于整个产业质量、生产能力和消耗定额及三废处理和环境保护等各方面都有重大影响。据有关资料报道塔设备的资料费用占整个工艺设备投资费用的较大比例。因此，塔设备的设计和研究，受到化工炼油等行业的极大重视。根据任务设计书，此设计的塔形为筛板塔采用连续精馏。关键词：饱和蒸汽压、回流比、塔顶、塔釜、进料板、泡点进料等。-3-板式精馏塔设计说明书一设计题目苯—甲苯精馏塔的工艺设计二设计内容1精馏塔的工艺计算2精馏塔的结构设计及流体力学计算3绘制精馏塔工艺条件图三工艺条件1进料量为5500kg/h,泡点进料2原料液组成为0.5（笨的质量分数，下同）3塔顶采用全凝器，部分产品会留，不分产品冷凝后储存4塔顶流出液组成为0.96,塔底釜液组成为0.015操作压力为4kPa(塔顶表压)；6回流比与最小回流比的比值自选;7单板压降不大于0.7kPa;8全塔效率Et=52%;四设计项目1设计方案的确定；2精馏塔的物料横算；3塔板数的确定；4精馏塔的工艺条件及有关物性数据的计算；5精馏塔的塔体工艺尺寸计算；6塔板主要工艺尺寸计算；7筛板的流体力学验算；8塔板负荷性能图；-4-五设计计算（一）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。塔顶上升蒸汽采用全凝器冷凝，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。该物系属于易分离物系，最小回流比较小，故操作回流比取最小回流比的2倍。塔釜采用间接蒸汽加热，塔底产品经冷却后送至储罐。（二）精馏塔的物料横算1.原料液及塔顶塔底产品的摩尔分率苯的摩尔质量MA=78.11kg/kmol甲苯的摩尔质量MA=92.13kg/kmolxF=0.541xD=0.966xW=0.0122.原料液及塔顶、塔底产品的平均摩尔质量Mf=0.541×78.11＋（1－0.541）×92.13=84.55㎏/molMd=0.966×78.11＋（1－0.966）×92.13=78.59㎏/molMw=0.012×78.11＋（1－0.012）×92.13=91.96㎏/mol3.物料横算原料处理量F=5500/84.55=65.05kmol/h总物料横算65.05=D＋W苯物料横算65.05×0.541=0.966D＋0.012W联立解得D=36.07kmol/hW=28.98kmol/h(三)塔板数的确定苯—甲苯属理想物系，可采用图解法求理论板层数。-5-确定指定压力下溶液的泡点需用试差法。我们先假设t为某个值，用安托尼方程计算出PA*、PB*,在代人泡点方程算出xa与给定的xa较看是否相等，若计算值偏小则初设泡点偏高，再设泡点，直至xa与给定值近似为止，此时即为泡点温度，算出PA*、PB*从而求出@由气液平衡方程xxY)1(1可在两组分溶液的x—y图上画出气液平衡线因为q=1,根据11qxxqqyF知q线(xf,yf)，且垂直于x轴，与对称轴交于e点，与平衡线交于g点，从图上可读出g点对应的x、y值，y=0.75,x=0.541;故最小回流比为033.1541.075.075.0966.0minxyyxRqqqD取操作回流比为R=2Rmin=2×1.033=2.066求精馏塔的气、液相负荷L=RD=2.066×36.07=74.52kmol/hV=（R＋1）D=3.066×36.07=110.59kmol/hL’=L＋F=74.52＋65.05=139.57kmol/hV’=V=110.59kmol/h求操作线方程精馏段操作线方程为111nnDDnLDyxxVVxRxRR=0.674x＋0.315L’W提馏段操作线方程为y’=——x’-——xw=0.262x’－0.0034V’V’图解法求理论板层数（如图1）-6-总理论板层数NT=12进料板位置NF=5精馏段实际板层数N精=4÷0.52≈8提馏段实际板层数N提=8÷0.52≈16（四）精馏塔的工艺条件及有关物性数据的计算（以精馏段为例计算）1.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＋0.7×8=110.9kPa精馏段平均压力Pm=(105.3＋110.9)÷2=108.1kPa2.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。塔顶温度td=82.3进料板温度tf=92.3精馏段平均温度tm=87.33.平均摩尔质量计算塔顶平均摩尔质量计算由xd=y1=0.966,查平衡曲线得x1=0.92Mvdm=0.966×78.11＋(1－0.966)92.13=78.59kg/kmol-7-Mldm=0.92×78.11＋(1－0.92)92.13=79.23kg/kmol进料板平均摩尔质量计算由图解理论板得yf=0.738查平衡曲线得xf=0.518Mvfm=0.738×78.11＋（1－0.783）92.13=81.78kg/kmolMlfm=0.518×78.11＋（1－0.518）92.13=84.87kg/kmol精馏段平均摩尔质量Mvm=（78.59＋81.78）/2=80.185kg/kmolMlm=（79.23＋84.87）/2=82.05kg/kmol4.平均密度计算（1）气相平均密度计算由理想气体状态方程计算，即RTMPmVmmVm=108.1×80.185÷8.314÷（90.8＋273.15）=2.865kg/m3（2）液相平均密度计算1/ρlm=∑αi/ρi塔顶液相平均密度的计算由Td=82.3℃,查手册得ρa=812.16㎏/m³ρb=807.7㎏/m³ρldm=1/(0.96/812.16＋0.04/807.7)=812.02㎏/m³进料板液相平均密度的计算由tF=92.3℃,查手册得ρa=802.365㎏/m³ρb=798.42㎏/m³进料板液相的质量分率aA=0.518×78.11÷（0.518×78.11＋0.482×92.13）=0.467ρLFm=1/(0.467/802.365＋0.542/798.42)=800㎏/m³精馏段液相平均密度为ρLm=806.01㎏/m³5.液体平均表面张力计算液相平均表面张力计算σLm=∑xiσi-8-塔顶液相平均表面张力计算由tD=82.3℃,查手册得σA=21.234mN/mσB=21.397mN/mσLDm=0.966×21.234＋0.034×21.397=21.24mN/m进料板液相平均表面张力计算由tF=92.3℃,查手册得σA=19.786mN/mσB=20.108mN/mσLFm=0.518×19.786＋0.482×20.108=19.94mN/m精馏段液相平均表面张力为σLm=(21.24＋19.94)/2=20.59mN/m6.液体平均粘度计算液相平均粘度计算㏒μLm=∑xi㏒μi塔顶液相平均粘度的计算由tD=82.3℃,查手册得μA=0.302mPa·sμB=0.306mPa·s㏒μLDm=0.966㏒(0.302)＋0.034㏒(0.306)解出μLDm=0.302mPa·s进料板液相平均粘度的计算由tF=92.3℃,查手册得μA=0.256mPa·sμB=0.265mPa·s㏒μLFm=0.388㏒(0.265)＋0.612㏒(0.265)解出μLFm=0.261mPa·s精馏段液相平均粘度为μLm=(0.302＋0.261)/2=0.282mPa·s(五)精馏塔的塔体工艺尺寸计算1.塔径的计算精馏段的气液相体积流率为852.0892.23600185.8059.1103600VMVMSVMV-9-0021.001.806360005.8252.743600LMLMSLML由maxLVVuC由图查取，图的横坐标为0411.0892.201.8063600852.036000021.02/12/1VLhhVL取板间距Ht=1.4m,板上液层高度hl=0.06m,则Ht－hl=0.4－0.06=0.34m查图得C20=0.0722.020)02.0(CC=0.072(20.41/20)0.2=0.0724smu/206.1892.2892.201.8060724.0max取安全系数为0.75，则空塔气速为u=0.75umax=0.75×1.206=0.905m/smuDVS2.19045.014.3852.044按标准塔径圆整后D=1.2m塔截面积At=πD²/4=3.14×1.2²/4=1.13㎡实际空塔气速u=0.86/1.13=0.761m/s2.精馏塔有效高度的计算精馏段有效高度为Z精=（N精－1）Ht=（8－1）×0.4=2.8m提留段有效高度为Z提=（N提－1）Ht=(16－1)×0.4=6m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=2.8+6+0.8=9.6m（六）塔板主要工艺尺寸的计算1.溢流装置计算因塔径D=1.2m可选用单溢流弓形降液管，采用凹形受液盘。①堰长lw=0.7D=0.7×1.2=8.4m②溢流堰高度hw=hl-how选用平直堰，堰上液层高度how=2.84E（Lh/lw）⅔/1000-10-近似取E=1，则how=2.84×1×（0.0021×3600÷0.84）⅔/1000=0.0123m取板上清液层高度hl=60㎜故hw=0.06－0.0123=0.0477m③弓形降液管宽度Wd和截面积Af由lw/D=0.7查图得Af/At=0.093Wd/D=0.124故Af=0.093×1.13=0.105㎡Wd=0.151×1.2=0.181m验算液体在降液管中停留时间，即θ=3600AfHt/Lh=3600×0.105×0.4÷0.0021÷3600=20s5s故降液管设计合理④降液管底隙高度h。h。=Lh/3600lwu’。=0.0021÷0.84÷0.08=0.0312取u′。=8m/s则h。=0.0021÷0.84÷0.08=0.0312mhw－h。=0.0477-0.0312=0.0165m＞0.006m故降液管底隙高度设计合理。选用凹形受液盘，深度h’w=50mm。2.塔板布置①塔板的分块因D≥800mm，故塔板采用分块式。查表得，塔板分为3块。②边缘区宽度确定取mWWSS07.0'mWC04.0③开孔区面积计算开孔区面积rxrxrxAa1222sin1802其中x=D/2－（Wd＋Ws）=1.2/2－（0.181＋0.07）=0.349mr=D/2－Wc=1.2/2－0.04=0.56m故21222727.056.0349.0sin18056.014.3349.056.0349.02mAa④筛孔计算及其排列-11-本例处理的物系无腐蚀性，可选用δ=3㎜碳钢板，取筛孔直径d。=5mm。筛孔按正三角形排列，取孔心距t=3d。=3×5=15㎜筛孔数目n=1.155Aa/t²=1.155×0.727/0.015²=3732个开孔率φ=0.907（d。/t）²=0.907(0.005/0.015)²=10.1﹪气体通过阀孔的气速u。=Vs/Aa=0.86/(0.101×0.727)=11.71m/s(七)筛板的流体力学验算1