《2022年苯甲苯混合液筛板精馏塔的设计方案》由会员分享，可在线阅读，更多相关《2022年苯甲苯混合液筛板精馏塔的设计方案（18页珍藏版）》请在金锄头文库上搜索。
1、长江大学化工原理课程设计 苯-甲苯混合液筛板精馏塔的设计姓名 ：班级：高材11002 学号 :序号：年月目录精选学习资料 - - - - - - - - - 名师归纳总结 - - - - - - -第 1 页，共 18 页I / 18 1 苯甲苯混合液筛板精馏塔设计概述12 板式精馏塔设计任务书13 设计计算 23.1 设计方案的选定及基础数据的搜集23.2 精馏塔的物料衡算33.3 塔板数的确定 43.4 塔的精馏段操作工艺条件及相关物性数据的计算63.5精馏段的气液负荷计算84 精馏塔的塔体工艺尺寸计算84.1塔径的计算 84.2 塔板工艺结构尺寸的设计与计算95 筛板的流体力学验算106
2、 精馏段塔板负荷性能图127 设计结果一览表 15精选学习资料 - - - - - - - - - 名师归纳总结 - - - - - - -第 2 页，共 18 页1 苯甲苯混合液筛板精馏塔设计概述塔设备是化工、炼油生产中最重要的设备之一。塔设备的设计和研究，已经受到化工行业的极大重视。在化工生产中，塔设备的性能对于整个装置的产品产量、质量、生产能力和消耗定额，以及三废处理和环境保护等各个方面，都有非常重大的影响。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原料液中苯含量：质量分率55(质量，其余为甲苯。(
3、2塔顶产品中苯含量不得低于98(质量。(3塔底釜液含甲苯量不低于 98%(质量 (4生产能力： 45000 t/y苯产品，年开工330天。三、操作条件(1精馏塔顶压强： 4.0kPa(表压 (2进料热状态：饱和液体(3回流比： R=1.5Rmin。 (4单板压降压： 0.7kPa (5冷却水温度： 30 (6饱和水蒸汽压力： 2.5kgf/cm2(表压 (7设备型式：筛板塔四、设计内容及要求(1设计方案的确定及流程说明(2塔的工艺计算(3塔和塔板主要工艺尺寸的设计塔高、塔径以及塔板结构尺寸的确定；塔板的流体力学验算；塔板的负荷性能图。(4编制设计结果概要或设计一览表精选学习资料 - - - -
4、 - - - - - 名师归纳总结 - - - - - - -第 3 页，共 18 页2 / 18 3 设计计算3.1 设计方案的选定及基础数据的搜集本设计任务为分离苯一甲苯混合物。由于对物料没有特殊的要求，可以在常压下操作。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。该物系属易分离物系，最小回流比较小，故操作回流比取最小回流比的 1.5 倍。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。其中由于蒸馏过程的原理是多次进行部分汽
5、化和冷凝，热效率比较低，但塔顶冷凝器放出的热量很多，但其能量品位较低，不能直接用于塔釜的热源，在本次设计中设计把其热量作为低温热源产生低压蒸汽作为原料预热器的热源之一，充分利用了能量。塔板的类型为筛板塔精馏，筛板塔塔板上开有许多均布的筛孔，孔径一般为 38mm，筛孔在塔板上作正三角形排列。下图是板式塔的简略图：精选学习资料 - - - - - - - - - 名师归纳总结 - - - - - - -第 4 页，共 18 页3 / 18 表 1 苯、甲苯在某些温度t 下的饱和蒸汽压 ( 谭天恩化工原理 P73t/80.1 84 88 92 96 100 104 108 110.6 PA0/kPa
6、 101.3 114.1 128.4 144.1 161.3 180 200.3 222.4 237.7 PB0/kPa 39 44.5 50.8 57.8 65.6 74.2 83.6 94 101.3 表 2 苯-甲苯物系在总压 101.325kPa下的 t-x(y图( 谭天恩化工原理 P73 t/80.1 84 88 92 96 100 104 108 110.6 x 1 0.816 0.651 0.504 0.373 0.256 0.152 0.057 0 y 1 0.919 0.825 0.717 0.594 0.455 0.3 0.125 0 表 3 苯-甲苯物系在某些温度t 下的
7、 值( 谭天恩化工原理P75 表 4 纯组分的表面张力温度 80 90 100 110 120 苯,kg/3m814 805 791 778 763 甲苯 ,kg/3m809 801 791 780 768 3.2 精馏塔的物料衡算(1 原料液及塔顶、塔底产品的摩尔分率苯的摩尔质量 MA=78.1 甲苯的摩尔质量 MB=92.1 进料组成苯的质量分数 =0.55 55/78.10.59055/ 78.1+45/92.1Fx塔顶馏出液苯的质量分数 =0.98 55/78.155/78.1+45/ 92.1Dx=0.983 塔底釜液苯的质量分数 =0.02 55/78.155/ 78.1+45/9
8、2.1Wx=0.0235 2）原料液及塔顶、塔底产品的平均摩尔质量78.1 0.59092.1 (1 0.590)83.84FMt/80.1 84 88 92 96 100 104 108 110.6 2.60 2.56 2.53 2.49 2.46 2.43 2.40 2.37 2.35 x 1 0.816 0.651 0.504 0.373 0.256 0.152 0.057 0 精选学习资料 - - - - - - - - - 名师归纳总结 - - - - - - -第 5 页，共 18 页4 / 18 78.1 0.983 92.1 (1 0.983)78.34DM78.1 0.023
9、5 92.1 (1 0.0235)91.77WM3）物料衡算原料处理量45000100067.77/33024Fkmolh全塔物料衡算： F=D+W FxF=DxD+WxW 代入 F=67.77kmol/h xF=0.59 xD=0.983 xW=0.0235 解得 D=40.01koml/h，W=27.76kmol/h 式中 F-原料液流量 D-塔顶产品量 W-塔底产品量3.3塔板数的确定1）理论板数 NT的求取。苯一甲苯属理想物系，可采用逐板计算求理论板数。最小回流比及操作回流比的计算：由表 3随温度的升高， 的值略有减小，但变化不大。取 的平均值：=2.6+2.35 ）/2=2.475
10、2.4751(1)1 1.475xxyxx采用饱和液体进料， q=1。于是 xe=xF=0.590 FFF2.4752.4750.5900.7811 1.4751 1.4750.590xyxmin0.9830.7811.060.7810.590DeeexyRyx取操作回流比为 R=1.5Rmin=1.59 求操作线方程精馏段操作线方程为11.590.983=0.610.38111.5911.591DnnnxRyxxxRR提馏段操作线通过 0.0235,0.0235）、0.590,0.740）两点于是得到提馏段操作线方程：1.26 +0.003yx逐板法求理论板数：精选学习资料 - - - -
11、- - - - - 名师归纳总结 - - - - - - -第 6 页，共 18 页5 / 18 相平衡方程2.4751(1)1 1.475xxyxx解得(1)2.4751.475yyxyy用精馏段操作线和相平衡方程进行逐板计算1Dyx= 0.983 ，1111111(1)2.475(1)yyxyyyy=0.959 210.610.380.965yx，2220.9182.4751.475yxy230.9180.940xyy=0.61x+0.38；2.475 1.475330.9400.8057yxyyx；交替应用相平衡线和精馏段操作线方程得到以下数据：n 1 2 3 4 5 6 7 xn 0.
12、959 0.918 0.863 0.796 0.723 0.649 0.583 yn 0.983 0.965 0.94 0.906 0.866 0.821 0.776 因为 x7=0.583xF=0.590 故精馏段理论板 n=6。用提馏段操作线和相平衡方程继续逐板计算887881.260.0030.7380.5322.4751.475yyxxy交替应用相平衡线和精馏段操作线方程得到以下数据：n 8 9 10 11 12 13 14 15 16 xn 0.532 0.455 0.355 0.248 0.157 0.092 0.052 0.029 0.016 yn 0.738 0.674 0.5
13、76 0.45 0.316 0.201 0.119 0.068 0.039 因为 x16=0.016xW=0.0235 故提馏段理论板 n=8不包括塔釜）。总塔板数为14不包括塔釜），第7块板为加料板。2）全塔效率的计算查谭天恩化工原理 P73 图 10-1 温度组成图得到，塔顶温度tD=80.42，塔釜温度 tW=109.95，全塔平均温度tm=95.18。查谭天恩化工原理附录黏度共线图，得到苯、甲苯在平均温度下的粘度0.25mPa sA0.30mPa sB平均粘度0.25 0.5900.301-0.590 =mPa sm（）0.27全塔效率TmE =0.17-0.616lg=0.17-0.
14、616lg0.27=0.523）求实际板数精选学习资料 - - - - - - - - - 名师归纳总结 - - - - - - -第 7 页，共 18 页6 / 18 精馏段实际板数p16N=11.530.52，取p1N=12 提馏段实际板数p28N=15.380.52，取p2N=16。总塔板数数pN=p1N+p2N=28 3.4塔的精馏段操作工艺条件及相关物性数据的计算1）平均压力 Pm塔顶操作压力 P4+101.3=105.3 kPa 每层塔板压降按 P0.7 kPa 进料板压力FP105.3+0.7 12113.7 kPa 精馏段平均压力 Pm105.3+113.7）2109.5 kP
15、a 2）平均温度查谭天恩化工原理 P73 图 10-1 温度组成图得到，塔顶温度tD=80.42进料板温度Ft89.96，于是精馏段平均温度mt= 80.42+89.96）/2 = 85.19/2=81.26/kg kmol4）平均密度气相平均密度计算：,3,m109.5 80.04=2.943kg/m8.31485.19+273.15mV mV mP MRT液相平均密度计算：将表5密度与温度的数据关联成直线得到 -t 关系：苯912.13 1.1886Atkg/m3） 精选学习资料 - - - - - - - - - 名师归纳总结 - - - - - - -第 8 页，共 18 页7 / 1
16、8 塔顶：3,912.13 1.1886912.13 1.1886 80.42=816.54/LD Atkg m3,892.8 1.03892.8 1.03 80.42=809.97/LD Btkg m3,m,m,aa10.980.02=816.41/816.54809.97ABLDLDLD ALD Bkg m 液体平均表面张力计算将表 4纯液体的表面张力与温度的数据关联成直线得到：苯30.50.11AtmN/m）式中 t 为温度，）甲苯31.240.125Bt 液体平均粘度计算查谭天恩化工原理附录黏度共线图，tD=80.42下塔顶：,0.30,0.330.30 0.983+0.33 (1 0
17、.983)0.30ABLD mmPa smPa smPa s精选学习资料 - - - - - - - - - 名师归纳总结 - - - - - - -第 9 页，共 18 页8 / 18 进料板， tF=89.96下,0.25,0.300.25 0.59+0.33 (1 0.59)0.27ABLF mmPa smPa smPa s精馏段液相平均粘度为,0.27+0.30=0.285m2L mPa s3.5精馏段的气液负荷计算气相摩尔流率1(1.59 1)40.1 103.62/VRDkmol h气相体积流率31023.6280.040.783/360036002.943VmSvmVMVms气相
18、体积流率 Vh=0.783 3600=2818.12m3/h 液相回流摩尔流率1.5940.0163.62/LRDkmolh液相体积流率363.6281.260.001774/36003600809.66LmLmLMLsms液相体积流率 Lh=0.001774 3600=6.3853/mh冷凝器的热负荷：103.6278.34(3940.9833620.017) / 3600751.27QVrkW(式中 r 为苯-甲苯混合液汽化潜热，苯rA=394kJ/kg, 甲苯 rB=362kJ/kg 4 精馏塔的塔体工艺尺寸计算4.1塔径的计算塔板间距 HT的选定很重要，它与塔高、塔径、物系性质、分离效
19、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，m 0.30.5 0.50.8 0.81.6 1.62.4 2.44.0 板间距HT，mm 200300 250350 300450 350600 400600 1）初选板间距0.50THm，取板上液层高度mhL06.0，则精选学习资料 - - - - - - - - - 名师归纳总结 - - - - - - -第 10 页，共 18 页9 / 18 0.500.060.44TLHhm；2）按 Smith 法求允许的空塔气速umax11220.001774809.660.03760.7
20、832.943SLmSvmLV2）查 Smith 通用关联图 5-40课本 P158）得 C20=0.1；依式2.02020CC负荷因子0.20.22020.700.10.10072020CC泛点气速max809.662.9430.10071.667/2.943LVVuCm s3）操作气速，取u=0.7umax=1.167m/s 4）精馏段塔径44 0.7830.92u3.14 0.167SVDm圆整取 D 为 1.0m,此时操作气速 u=0.997m/s。4.2塔板工艺结构尺寸的设计与计算1）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=0.6
21、0.8）D，取 LW=0.7D=0.7m 出口堰高Wh：OWLWhhh，230.00284howwLhEL由/0.7WlD，2.52.56.385/15.570.7hWLl查图 5-30课本 P151页）得 E=1.03 于是，2/36.3850.002841.03()0.01280.0060.7owhmm故0.060.01280.0472whm，取 hW=0.05m 降液管的宽度dW与降液管的面积fA：由/0.7wLD查谭天恩化工原理下册P137图 11-16，得/0.14dWD，精选学习资料 - - - - - - - - - 名师归纳总结 - - - - - - -第 11 页，共 18
22、 页10 / 18 /0.09fTAA故0.140.14 1.00.14dWDm，24TAD=0.785 12=0.785m220.090.090.7850.0707fTAAm计算液体在降液管中停留时间以检验降液管面积，即0.0707 0.5019.930.001774fTsA HsL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ou=0.1m/s,0.0017740.02530.70.1sowoLhmLu符合要求 塔板布置塔板的分块查课本 P140表 5-6，D 在 1000mm时，塔板分为 3 块。边缘区宽度 Wc与安定区宽度
23、Ws取边缘区宽度 Wc=0.06m安定区宽度0.075sWm计算开孔区面积RxRxRxAa1222sin1802式中1.00.140.0750.28522dsDxWW1.00.060.4422CDRWm于是22212 0.440.28520.2850.440.285sin0.4641800.44aAm3）筛孔数 n 与开孔率取筛孔的孔径0d为 5mm，正三角形排列，一般碳的板厚为3mm,取0.3/0dt3.0，故孔中心距 t=3 5=15mm 筛孔数33221158 101158100.4642388()15.0anAt个每层塔板的开孔率200.9070.907=0.101t/d32（）精选学
24、习资料 - - - - - - - - - 名师归纳总结 - - - - - - -第 12 页，共 18 页11 / 18 每层板上的开孔面积200.101 0.4640.047maAA气体通过筛孔的气速为00.783u16.66/0.464SoVm sA4）精馏段的塔高： Z1=NP1-1）HT= 气体通过筛板压降的计算干板压降ch：依67.13/5/0d，查课本图 5-34得，C0=0.8 由式2200u16.662.9430.0510.0510.08040.8809.66VcLhmC气体通过板上液层压降eh：2SaTfVuAA=0.7831.216/0.78520.0707m s动能因
25、子1.2162.9432.086aaVFu由 Fa查课本图 5-35，得到 =0.56()0.56 0.06=0.0336mewowLhhhh气体通过筛板的压降hf=hc+he=0.0804+0.0336=0.114m 2 雾沫夹带的验算n0.783=1.096m/0.7850.0707STfVusAA3.23.26635.7 105.7 101.0960.0106/0.1/20.70 100.502.5 0.06nvTfuekgkgkgkgHH液汽液汽故不会发生过量雾沫夹带。 (3 漏液的验算由式04.40.00560.13/omLLVuChh00.004Lhgd=3420.70100.00
26、21809.669.810.005m精选学习资料 - - - - - - - - - 名师归纳总结 - - - - - - -第 13 页，共 18 页12 / 18 得到809.664.4 0.80.00560.13 0.060.00212.943omu=6.206 筛板的稳定性系数016.662.681.52.06.206omuKu(不会产生过量漏液 。 液泛的验算为防止降液管液泛的发生，应使降液管中清液层高度wTdhHH依式dfLdHhhh，而2200.0017740.153()0.153()0.001540.70.0253sdwLhmLh0.1140.060.001540.17754d
27、fLdHhhhm取5.0，则0.5 0.500.050.275TwHhm故,dTwHHh不会发生液泛。6 精馏段塔板负荷性能图(1 雾沫夹带线雾沫夹带量3.265.710nvTfueHH式中1.40.7850.0707ssnstfVVuVAA2/332/332/336002.52.52.84 1036000.052.84 101.030.70.1252.179sfwowwwssLHhhhELLL将 Hf2/30.1252.179sL和 HT=0.5代入雾沫夹带量公式中：精选学习资料 - - - - - - - - - 名师归纳总结 - - - - - - -第 14 页，共 18 页13 /
28、18 3.262/31.45.7 1020.700.50.1252.179svsVeL令 eV=0.1得，2/31.699.82ssVL (a 在操作范围内，任取几个Ls 值，依式 (a计算出 Vs 值，计算结果列于表6。表 6 式 0.000571 0.001 0.003 0.005 0.004 0.007 Vs /(m3/s 1.6224121 1.5918 1.486 1.4029 1.443 1.328 由上表数据即可作出雾沫夹带线。(2 液泛线由 E=1.03,LW=0.7 得：2/32/32/3360036002.840.002841.030.87210000.7ssowswLLh
29、ELL22220000u2.9430.0510.0510.0510.1310.80.047809.66VsVscsLLVVhVCC A()ewowhhh=0.56 0.05+0.8722 /3sL）=0.028+0.4882/3sL22/30.1310.4880.028fcesshhhVL22200.153()0.153()487.810.70.0253ssdswLLhLLh代入 HT+hw）=fwowdhhhh，取 =0.5 ，而 hw=0.05，Ht=0.5 整理得：222/31.503 3723.7410.38SssVLLb）在操作范围内，任取几个Ls值，依式 b）计算出 Vs 值，计算
30、结果列于表7。表 7式 0.000571 0.001 0.003 0.005 0.004 0.007 Vs /(m3/s1.1959698 1.1813 1.12 1.0519 1.087 0.967 由上表数据即可作出液泛线。3）液相负荷上限线3,max0.50.07070.00707/5TfsH ALmsc）精选学习资料 - - - - - - - - - 名师归纳总结 - - - - - - -第 15 页，共 18 页14 / 18 据此可作出液相负荷上限线4）漏液线2/3Ls=0.050.872Lwowhhh漏液点气速：04.40.00560.13/omLLVuChh2/3809.6
31、64.4 0.80.00560.13 0.050.8720.0021)2.943SL根据,min0somVA u，整理得2/3,min0.0750.851sSVLd）在操作范围内，任取几个Ls 值，依式 d）计算出 Vs 值，计算结果列于8。表 8式 0.000571 0.001 0.003 0.005 0.004 0.007 Vs /(m3/s0.0808572 0.08351 0.093 0.0999 0.096 0.106 由上表数据即可作出漏液线。(5 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=1.03 2/32/3,min,min43,mi
32、n360036000.002840.00284 1.030.006,0.75.71 10esswwsLLhELLm s解得（ ）根据式 e）作出液相负荷下限线。6）操作线与操作弹性操作液气比 Vs/Ls=0.783/0.001744=411.5 过点0,0）和0.001774,0.783 ）两点，作出操作线。其操作弹性为：操作弹性 =Vs,max/Vs,min=1.13/0.0812=13.92 根据以上各线方程，可作出精馏段塔的负荷性能图，如图所示。精选学习资料 - - - - - - - - - 名师归纳总结 - - - - - - -第 16 页，共 18 页15 / 18 提馏段的工艺
33、计算过程与精馏段相同，计算结果列于汇总表中。7 设计结果一览表工程符号单位计算数据精馏段提馏段各段平均压强PmkPa 109.5 119.3 各段平均温度tm85.19 99.96 平均流量气相VSm3/s 0.7830.748液相LSm3/s 0.0017740.00405实际塔板数N 块12 16 板间距HTm 0.5 0.5 塔的有效高度Z m 5.5 7.5 塔径D m 1 1 空塔气速u m/s 0.9970.9830 0.5 1 1.5 2 2.5 0 0.001 0.002 0.003 0.004 0.005 0.006 0.007 0.008 Vs/(m3/s)Ls/(m3/s
34、) 精馏段塔板负荷性能漏液线P设计点（ 0.001774,0.783）液相负荷下限线精选学习资料 - - - - - - - - - 名师归纳总结 - - - - - - -第 17 页，共 18 页16 / 18 塔板液流形式单流型单流型溢流装置溢流管型式弓形弓形堰长Lwm 0.7 0.7堰高hwm 0.044 0.044溢流堰宽度Wdm 0.14 0.14底隙高度hom 0.0253 0.0579板上清液层高度hLm 0.060.06孔径domm 5.05.0孔间距t mm 15 15 孔数n 个23882388开孔面积m20.1310.131筛孔气速uom/s 16.66 15.91塔板压降hPkPa 0.70.7液体在降液管中停留时间s 19.93 8.72降液管内清液层高度Hdm 0.17754 0.07754雾沫夹带eVkg液 /kg气0.0106 0.0106负荷上限液泛控制液泛控制负荷下限漏液控制漏液控制气相最大负荷VS maxm3/s 1.131.13 气相最小负荷VS minm3/s 0.08120.0812 操作弹性13.92 13.92 精选学习资料 - - - - - - - - - 名师归纳总结 - - - - - - -第 18 页，共 18 页
