化工原理课程设计(苯--甲苯浮阀塔设计)[精制甲类].doc

钦 州 学 院化 工 原 理 课 程 设 计设计题目： 苯甲苯二元浮阀精馏塔设计 设计者： 汤冠挺 学号： 1111401224 专业： 化学工程与工艺（石油化学工程）班级： 化工本112 指导教师： 梁兴唐 设计时间： 2014.06.4 目录板式塔设计任务书- 4 -任务及操作条件：- 4 -1流程和工艺条件的确定和说明- 5 -2. 操作条件和基础数据- 5 -2.1 操作条件- 5 -2.2基础数据- 5 -3 精馏塔的物料衡算- 5 -3.1原料液及塔顶、塔顶产品的摩尔分率- 5 -3.2 原料液及塔顶、塔底产品的平均摩尔质量- 6 -3.3 物料衡算- 6 -4 塔板数的确定- 6 -4.1理论塔板层数NT的求取- 6 -4.1.1绘t-x-y图和x-y图- 6 -4.1.2最小回流比及操作回流比的确定- 9 -4.1.3精馏塔气、液相负荷的确定- 9 -4.1.4 求操作线方程- 10 -4.1.5 图解法求理论板层数- 10 -4.2实际塔板数的求取- 10 -4.2.1全塔效率ET的计算- 10 -4.2.2实际板数- 10 -5 精馏塔的工艺条件及有关物性的计算- 11 -5.1操作压力计算- 11 -5.2 操作温度计算- 11 -5.3 平均摩尔质量计算- 11 -5.4平均密度计算- 12 -5.4.1 气相平均密度计算- 12 -5.4.2 液相平均密度计算- 12 -5.5 液体平均表面张力计算- 12 -5.6液体平均黏度计算- 13 -6 精馏塔的塔体工艺尺寸计算- 13 -6.1 塔径的计算- 13 -6.1.1精馏段气液负荷计算- 13 -6.1.2塔经D计算- 14 -6.1.3溢流装置- 14 -6.1.4塔板布置- 15 -6.1.6塔有效高度的计算- 16 -7浮阀塔板的流体力学验算- 16 -7.1 塔板压降- 16 -7.1.1干板压降相当的液柱高度可由下式计算- 16 -7.1.2气体通过液层的压降相当的液柱高度h1计算- 17 -7.1.3 液体表面张力的阻力h计算- 17 -7.1.4液泛- 17 -7.1. 5雾沫夹带- 18 -8塔板负荷性能图- 18 -8.1 液沫夹带线- 18 -8.2液泛线- 19 -8.3液相负荷上限线- 19 -8.4 漏液线- 20 -8.5 液相负荷下限线- 20 -9塔板主要结构参数表- 21 -10 换热器选型- 22 -11 设计小结- 22 -12参考文献- 23 -13 工艺流程图及精馏塔装配图- 24 -板式塔设计任务书题目： 苯甲苯精馏塔设计任务及操作条件：处理量 ： 21000吨年 操作周期: 7200小时年 进料组成 : 苯含量36（质量分数） 塔顶产品组成 ： 97（质量分数） 塔底产品组成： 1%（质量分数） 操作条件： 常压（101.3kPa）、塔顶全凝泡点回流进料热状态: 泡点进料 单板压降： 7 kPa R/Rmin: 1.7 设计项目：(1) 流程和工艺条件的确定和说明(2) 操作条件和基础数据(3) 精馏塔的物料衡算(4) 塔板数的确定(5) 精馏塔的工艺条件及有关物性的计算 (6) 精馏塔的塔体工艺尺寸计算(7) 浮阀塔板的流体力学验算(8) 塔板负荷性能图(9) 塔板主要结构参数表(10) 换热器选型(11) 设计小结(12）参考文献(13）工艺流程图及精馏塔装配图1流程和工艺条件的确定和说明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，其余部分经产品冷凝冷却后送至储罐。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1.7倍。塔釜采用间接蒸汽加热，塔底产品经冷却后送至储罐。2. 操作条件和基础数据2.1 操作条件塔顶压力： 常压 （101.3kPa）进料热状态： 泡点进料 （q=1）回流比： R/Rmin=1.7塔底加热蒸气压力： 200kPa （120C）单板压降： 0.7kPa。2.2基础数据进料中苯含量（质量分数）： 36%塔顶苯含量（质量分数）： 97%塔釜苯含量（质量分数）： 1%生产能力（吨/年）： 21000吨3 精馏塔的物料衡算3.1原料液及塔顶、塔顶产品的摩尔分率苯的摩尔质量 MA=78.11 kg/kmol甲苯的摩尔质量 MB=92.13 kg/kmolxF=0.3678.110.3678.11+0.6492.13=0.3989xD=0.9778.110.9778.11+0.0392.13=0.9744xW=0.0178.110.0178.11+0.9992.13=0.01183.2 原料液及塔顶、塔底产品的平均摩尔质量MF= 0.398978.11+（1-0.3989）92.13=86.54kg/kmolMD= 0.974478.11+（1-0.9744）92.13=78.47 kg/kmolMW= 0.011878.11+（1-0.0118）92.13=91.96 kg/kmol3.3 物料衡算生产能力 100000030024=2916.67kg/h塔顶产量 D=2916.6778.47=37.2kmol/h总物料衡算 F=37.2+W苯物料衡算 0.36F=0.9737.2+0.01W联立解得 F =102.03kmol/hW=87.3kmol/h4 塔板数的确定4.1理论塔板层数NT的求取苯甲苯属理想物系，可采用图解法求理论板层数。4.1.1绘t-x-y图和x-y图由手册1查的甲醇-水物系的气液平衡数据表一 苯甲苯气液平衡 苯（101.3KPa）/（mol）温度t/C液相中苯的摩尔分数x气相中苯的摩尔分数y110.5600109.910.010.025108.790.030.0711107.610.050.112105.050.100.208102.790.150.294100.750.200.37298.840.250.44297.130.300.50795.580.350.56694.090.400.61992.690.450.66791.40.500.71390.110.550.75580.80.600.79187.630.650.82586.520.700.85785.440.750.88584.40.800.91283.330.850.93682.250.900.95981.110.950.9880.660.970.98880.210.990.996180.011.001.00由上数据可绘出t-x-y图和x-y图。图1 t-x-y图图2 x-y图图3 x-y图图解4.1.2最小回流比及操作回流比的确定采用作图法求最小回流比。因为是泡点进料，则xF =xq，在图4中对角线上，自点（0.3989，0.3989）作垂线即为进料线（q线），该线与平衡线的交点坐标为yq =0.621 xq=0.3989故最小回流比为：Rmin=1.6则操作回流比为R= 1.7Rmin =1.71.6=2.724.1.3精馏塔气、液相负荷的确定L=RD=2.7237.2=101.2 kmol/hV=(R+1)D=（2.72+1）37.2=138.4 kmol/hL=L+F=101.2+102.03=203.5kmol/hV=V=138.4 kmol/h4.1.4 求操作线方程精馏段操作线方程为提馏段操作线方程为4.1.5 图解法求理论板层数采用图解法求理论板层数，如图4所示。求解结果为总理论塔板数NT=（16-1）=15层（不包括再沸器）其中精馏段理论板数为7提馏段理论板数为8层（不包括再沸器），第7层为进料板。4.2实际塔板数的求取4.2.1全塔效率ET的计算依据ET=51-32.5lg(m)根据塔顶、塔底液相组成查图3有XD=0.9744、XW=0.0118；由XD=0.9744对应图1求得塔顶温度TD=80.5C，同理得塔底温度TW=109.7C进一步求得全塔平均温度TM=（80.5+109.73）/2=95.1C当T=95.1时对应图1求得xA=0.363则该温度下进料液相平均黏度为：=p0Ap0B T=95.1C时查得p0A=155.7 P0B=63.3 则 =155.7/63.3=2.464.2.2实际板数精馏段：N1=7/0.563=12.43取13层提馏段：N2=8/0.563=14.2取15层实际总板数=N1+N2=28层（不包括再沸器）5 精馏塔的工艺条件及有关物性的计算5.1操作压力计算塔顶操作压力（常压） PD=101.3kPa每层塔板压降 P=0.70 kPa进料板压力 PF=101.3+0.7013=110.4 kPa精馏段平均压力 Pm=（101.3+110.4）/2=105.85 kPa5.2 操作温度计算由图1得出塔顶温度 TD= 80.5C进料板温度 TF= 94C塔底温度 Tw=109.7精馏段平均温度 Tm=（80.4 +94）/2= 87.2C5.3 平均摩尔质量计算塔顶平均摩尔质量计算由xD=y1=0.9744，查图1得x1=0.936MVDm=0.974478.11+（1-0.9744）92.13=78.47 kg/kmolMLDm= 0.93678.11+（1-0.936）92.13=79 kg/kmol进料板平均摩尔质量计算由图4解理论板，得yF=0.621 xF=0.3989MVFm=0.62178.11+（1-0.621）92.13= 83.42 kg/kmolMLFm=0.398978.11+（1-0.3989）92.13=86.54kg/kmol精馏段平均摩尔质量MVm=（78.47+83.42）/2=80.95 kg/kmolMLm=（78.22+88.37）/2= 82.77kg/kmol5.4平均密度计算5.4.1 气相平均密度计算由理想气体状态方程计算，即vm=PmMvmRTm=105.8580.958.314(87.2+273.15)=2.86kg/m35.4.2 液相平均密度计算液相平均密度依下式计算，即1Lm=1ii得出LM=1ii (i为质量分数)塔顶液相平均密度的计算有tD=80.5C，查得A=814.63 kg/m3 B=810.96kg/m3LDm= kg/m3进料板液相平均密度计算有tF=94 C，查得A=799.48kg/m3 B=797.37kg/m3进料板液相的质量分率A=LFm= kg/m3精馏段液相平均密度为Lm=（814.54 +798.13）/2=806.33 kg/m35.5 液体平均表面张力计算液相平均表面张力依下式计算，即塔顶液相平均表面张力的计算有tD=80.5 C，查得A=21.08mN/m B=21.52 mN/mLDm=0.974421.08+0.025621.52=21.09 mN/m进料板液相平均表面张力的计算有tF=94 C，查得A=19.39 mN/m B=20 mN/mLFm=0.398919.39+0.601120.=19.95 mN/m精馏段液相平均表面张力为Lm= （21.09+19.95）/2=20.525mN/m5.6液体平均黏度计算液相平均粘度依下式计算，即塔顶液相平均粘度的计算由tD=80.5C，查得A=0.319mPas B=0.32 mPas解出LDm= 0.319mPas进料板液相平均粘度的计算由tF=94C，查得A=0.278 B=0.283解出LFm=0.281 mPas精馏段液相平均粘度为Lm=（0.319+0.281）/2=0.36 精馏塔的塔体工艺尺寸计算6.1 塔径的计算6.1.1精馏段气液负荷计算m3/sm3/sLh=0.00294 3600=10.584 m3/h6.1.2塔经D计算取板间距HT=0.4m，板上液层高度hL=0.06m,则HT-hL=0.40-0.06=0.34m=查史密斯关联图得C20=0.0675 校正到物系表面张力为20.525mN/m时的C，即 C=C20200.2=0.0675=0.068umax=CL-VV=0.068=1.14m/s取安全系数为0.7，则空塔气速为u= 0.7umax=0.701.14=0.8m/sD=1.31m按标准塔径圆整后为 D=1.4m塔截面积为AT=m26.1.3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。(1) 溢流堰长取 lW=0.66D=0.661.4=0.924m(2) 溢流堰高由 hW=hL-hOW堰上液层高度hOW=2.8410-3E（LhlW ）2/3近似取E=1，则hOW=2.8410-3110.3680.92423=0.014mhW=hL-hOW =0.06-0.014=0.046m(3) 弓形降液管宽度Wd和截面积Af由 lW/D=0.66查手册弓形降液管的参数图得 则 Af=0.07224D2=0.111mAt=0.0477/0.031=1.539=0.1241.4=0.1736m验算液体在降液管中停留时间，即=15.4s>5s故降液管设计合理(4) 降液管底隙高度h0h0=LslWu0取 u0,=0.08m/s则 hW-h0=0.046-0.039=0.007m0.006m故降液管底隙高度设计合理。6.1.4塔板布置(1)因D=1.4>0.80m，所以采用分块式。取0.065m，Wc=0.035m。依照公式Aa=2r2-x2+180r2sin-1(xr)=D2-(Wd-Wc)r=D2-Wc开孔区面积Aa按上式计算，其中 x=-(0.101+0.060)=0.563mr=-0.05=0.665m则 Aa=0.414m2(3)浮阀数N与开孔率：苯甲苯体系处理的物系无腐蚀性，选用=3mm碳钢板，d0取8mm。u0= F0v 取F0=10则u0= 102.86 =5.91m/sN=Vs4d02u0=1.08440.00825.91=3657t=d00.907AaA0=0.0115m=u/u0 =0.8/5.91=13.54%(在5%15%范围内)6.1.6塔有效高度的计算精馏段有效高度为Z精=(N精-1)HT=(13-1)0.40=4.8m提馏段有效高度为Z提=(N提-1)HT=(15-1)0.40=5.6m提馏段、精馏段、进料板、塔顶、塔底、各开一个人孔，其高度为0.80m则精馏塔的有效高度为Z= Z精+ Z提 +0.80=4.8+5.6+0.808=14.4m7浮阀塔板的流体力学验算7.1 塔板压降7.1.1干板压降相当的液柱高度可由下式计算大于uo=5.91m/shc=19.97.1.2气体通过液层的压降相当的液柱高度h1计算气体通过液层的阻力h1通过下式计算h1=hL液相为碳氢混合物取=0. 5则 h1=hL=0. 50.03=0.03m7.1.3 液体表面张力的阻力h计算液体表面张力所产生的压降相当的液柱h由下式计算h=m气体通过每层塔板的液柱高度hp由下式得hp= h1+ h+ hchp=0.03+0.0013+0.0337=0.065m气体通过每层塔板的压降为Pp= hpg=0.065806.339.81=514.2 Pa<700Pa（设计允许值）7.1.4液泛为防止塔内发生液泛，降液管内液层Hd高应服从下式 苯甲苯物系属一般物系，取=0.5，则=0.5（0.4+0.046）=0.223m又 Hd=hp+ hL+ hd板上不设计进口堰，hd可由下式算得液柱Hd = 0.065+0.060+0.00098=0.126m液柱则本设计中不会发生液泛现象。7.1. 5雾沫夹带液沫夹带量由下式计算泛点率=VsvL-v+1.36LsZLKCFAb100%或 泛点率=VsvL-v0.78KCFAbAT100%对于单溢流塔板:ZL=D-2Wd=1.4-20.174=1.052Ab=AT-2Af=1.539-20.111=1.317查图表得泛点负荷系数CF=0.12 苯-甲苯物性系数K=1.0带入上面公式得：泛点率=1.0842.86806.33-2.86+1.360.002881.05210.121.317100%=43.5%或1.0842.86806.33-2.860.7810.121.3171.539100%=34.1%两种结果的泛点率均在80%以下，故可知雾沫夹带量能够吗，满足ev<0.1kg(液)/kg(气)的要求。8塔板负荷性能图8.1 液沫夹带线由泛点率=VsvL-v+1.36LsZLKCFAb100%按泛点80%计算如下Vs2.86806.33-2.86+1.36Ls1.05210.121.317100%=0.8整理得：Vs=2.65-23.96Ls 可知雾沫夹带线为直线，则在操作范围内任取4个数值结果如下：Ls，m3/s0.0010.00150.0020.0025Vs，m3/s2.6262.6142.6022.590表一8.2液泛线由 hp= h1+ h+ hc 、 、Hd=hp+ hL+ hd；得 ：= hp+ hL + Hd = hc+ h1 + hL+ hd；将hc=5.34vu022Lg、h1=hL、hOW=2.8410-3E（LhlW ）2/3、hL=hOW +hW、泛点率=VsvL-v0.78KCFAbAT100%；分别代入上式得：=5.34vu022Lg+0.513（LslW h0）2+(1+)+2.841000E(3600LslW)23因物系一定，塔板结构尺寸一定，则HT、hW、h0、lW、p、L、及等均为定制，u0与Vs又有如下关系：u0=Vs4d02N代入上式得：=5.34vVs4d02N22Lg+0.513（LslW h0）2+(1+)+2.841000E(3600LslW)23同理，阀孔数N与孔径d0也为定值，因此上式可以简化为：aVs2=b-cLs2-cLs23代入数据计算进一步简化为：Vs2=28.73-73514.93Ls2-131.19Ls23在操作范围内，任取几个Ls值，依上式计算出Vs值，计算结果如下表二。Ls，m3/s0.0010.00150.0020.0022Vs，m3/s5.235.185.135.11表二8.3液相负荷上限线以=5s作为液体在降液管中停留时间的下限，由下式=5得 Ls，maAfHf = m3/s据此可作出与气体流量无关的垂直液相负荷上限线。8.4 漏液线对于F1型重阀，依F0=u0v=5计算，则u0=5v又知Vs=4d02Nu0则，Vs=4d02N5v计算得Vs=0.543 m3/s（与液体流量无关）在操作范围内，任取几个Ls值，依上式计算出Vs值，计算结果如下表三。Ls，m3/s0.00700.0100.0300.060Vs，m3/s1.331.371.561.75表三8.5 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准。由下式hOW=2/3=0.006取E=1，则Ls，min= m3/s根据以上各线方程，可以作出浮阀塔的负荷性能图，如下：在负荷性能图上，作出操作点P，连接OP，即作出操作线。由图可知，浮阀塔的操作上限为液泛控制，下限为漏液控制。由图得=0.543m3/s =2.5 m3/s则操作弹性为/=4.69塔板主要结构参数表浮阀塔设计计算结果项目数值及说明备注塔经D/m1.4板间距HT/m0.4塔板形式单溢流弓形降液管分块式塔板空塔气速u/(m/s)0.8堰长lW/m0.924堰高hW/m0.014板上液层高度hL /m0.06降液管低隙高度h0/m0.039浮阀数N/个3657等腰三角形叉排阀孔气速u0/（m/s）5.91阀孔动能因数F010临界阀孔气速uoc（m/s）5.92孔心距t/m0.0115同一横排的空心距开孔率13.54单板压降P/pa514.2液体在降液管内停留时间/s15.4降液管内清液层高度Hd/m0.126泛点率%43.5气相负荷上限（Vsmax）/(m3/s)2.5雾沫夹带控制气相负荷下限（Vsmin）/(m3/s)0.543漏液控制操作弹性4.610 换热器选型据文献查得苯沸点80.10，甲苯沸点110.63精馏采用全冷凝回流。塔顶温度tD=80.5 冷凝水t1=25 则由tD=80.5 查液体比汽化热共线图得又气体流量Vh=3902.4m3/h顶被冷凝量 冷凝的热量取传热系数K=600W/m2k，则传热面积冷凝水流量11 设计小结苯是由煤干馏、石油催化裂解、催化重整得到，常含有芳香族同系物、噻吩及饱和烃等，常采取精馏的方法分离提纯苯。苯为无色透明液体，有芳香族特有的气味，难用于水。苯的危险特性属第3.2类中闪点易燃液体。苯的蒸气对人有强烈的毒性，急性中毒时出现酒醉状态、晕眩、瞳孔放大、网膜出血、皮肤苍白、体温和血压下降、脉搏微弱，终因呼吸麻痹、痉挛而死亡。工业上常用作合成燃料、医药、农药、照相胶片以及石油化工制品的原料，清漆、硝基纤维的稀释剂、脱漆剂、树脂、人造革等溶剂。本设计进行苯和甲苯的分离，采用直径为1.4m的精馏塔，选取效率较高、塔板结构简单、加工方便的单溢流方式，并采用了弓形降液盘。该设计的优点：1.操用、调节、检修方便；2.制造安装较容易；3.处理能力大，效率较高，压强较低，从而降低了操作费用；4.操作弹性较大。该设计的缺点：设备的计算及选型都有较大的误差存在，从而选取的操作点的不是在最好的范围内，影响了设计的优良性。12参考文献1 夏清，贾绍义.化工原理.(上册).天津：天津大学出版社，2012.2 夏清，贾绍义.化工原理.(下册).天津：天津大学出版社，2012.3 王卫东.化工原理课程设计.北京：化学工业出版社，2011.13 工艺流程图及精馏塔装配图苯甲苯精馏操作流程图（PID图）注：流程管道等级代号及设备代号未给出简单流程图发现运用+