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1、-化工原理课程设计-14万吨年苯-甲苯连续精馏塔设计（全套图纸）-第 13 页14万吨年苯-甲苯连续精馏塔设计 (一) 设计题目试设计一座连续精馏塔用于分离苯甲苯混合液，原料液中含苯 20% （质量分数）。要求年产纯度为 95% 的苯 14 万吨/年，塔釜馏出液中含苯不得高6% （质量分数）。 要求塔顶苯的含量为 95% （质量分数）。(二) 操作条件1) 塔顶压力 常压 2) 进料热状态 泡点进料 3) 回流比 取最小回流比的2倍4) 塔底加热蒸气压力 0.5Mpa（表压） 全套图纸加153893706(三) 塔板类型筛板塔(四) 工作日每年工作日为300天，每天24小时连续运行。(五) 设
2、计说明书的内容1. 设计内容(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数据的计算； (6) 精馏塔的塔体工艺尺寸计算； (7) 塔板主要工艺尺寸的计算； (8) 塔板的流体力学验算； 目 录1. 设计方案简介 11.1设计方案的确定11.2填料的选择12. 工艺计算 12.1 基础物性数据12.1.1液相物性的数据 12.1.2气相物性的数据 22.1.3气液相平衡数据 22.1.4 物料衡算 22.2 填料塔的工艺尺寸的计算32.2.1 塔径的计算 32.2.2 填料层高度计算 52.2.
3、3 填料层压降计算 72.2.4 液体分布器简要设计83. 辅助设备的计算及选型 8 3.1 填料支承设备 93.2填料压紧装置 93.3液体再分布装置94. 设计一览表 95. 后记106. 参考文献107. 主要符号说明108. 附图（工艺流程简图、主体设备设计条件图）1.设计方案简介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。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2倍。该物系塔
4、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、塔底产品的摩尔分数苯的摩尔质量 =78.11kg/kmol甲苯摩尔质量=92.13kg/kmol2.2原料液及塔顶、塔底产品的平均摩尔质量2.3物料衡算原料处理量 总物料衡算 F = 247.04 + W苯物料衡算 0.228F =0.957247.04 + 0.07W联立解得 F =1061.86 kg/h W =814.82 kg/h3.塔板数的确定3.1理论板层数NT的确定苯-甲苯属理想体系，可采用图解法求理论板层数。3.1.1有苯-甲苯物系的气液平衡数据绘出x-y图，见附图1。3.1.2求最小回流比及操
5、作回流比采用作图法求最小回流比，在图中对角线上，自点e（0.228，0.228）作垂线ef即为进料线（q线），该线与平衡线的交点坐标为=0.411 =0.228故最小回流比为xD取操作回流比为最小回流比的2倍，即3.1.3求精馏塔的气，液相负荷 L=RD=5.96247.04=1472.36kmol/hV=（R+1）D=（5.96+1）247.04=1719.40kmol/hL=L+F=1472.36+1061.86=2534.22 kmol/hV= V =1719.40kmol/h3.1.4求操作线方程精馏段操作线方程为提馏段操作线方程为3.1.5图解法求理论板层数总理论板层数=8（包括再沸
6、器），其中（不包括再沸器） ,第5块板为进料板3.2实际板层数的求取查精馏塔全塔效率关联图，可得全塔效率E0=0.50精馏段实际板层数提馏段实际板层数总实际板层数 4.精馏塔的工艺条件及有关物性数据的计算4.1操作压力的计算 塔顶操作压力 每层塔板压降 P=0.7kPa进料板压力 PF=101.30+0.78=106.9kPa精馏段平均压降 pm=(101.30+106.9)/2=104.1kPa塔釜操作压力 PW=101.30+0.714=111.1kPa精馏段平均压力 Pm1=(101.30+106.9)/2=104.1kPa提馏段平均压力 Pm2=(111.1+106.9)/2=109k
7、Pa 4.2操作温度计算查苯甲苯的气液平衡数据，由内插法求得塔顶温度 =81.2C进料板温度 =102.2精馏段平均温度 =(81.2+102.2)/2=91.74.3平均摩尔质量计算塔顶平均摩尔质量计算由 = =0.957，查平衡曲线，得 = 0.899 =0.957*78.11+（1-0.957）*92.13=78.71 kg/kmol =0.899*78.11+（1-0.899）*92.13=79.53 kg/kmol进料板平均摩尔质量计算=0.411=0.34=0.411*78.11+（1-0.411）*92.13=86.37kg/kmol=0.34*78.11+（1-0.34）*92
8、.13=87.35kg/kmol精馏段平均摩尔质量=（78.71+86.37）/2=82.54 kg/kmol=（79.53+87.35）/2=83.44kg/kmol4.4平均密度计算4.4.1气相平均密度计算由理想气体状态方程计算，即精馏段气相密度（kg/m）4.4.2液相平均密度计算液相平均密度依上式计算，即由 = 91.7 ，查手册得= 801.84 kg/ =798.48 kg/ kg/进料板液相平均密度的计算由 =102.2，查手册得= 789.79 kg/ =788.07 kg/ 进料板液相的质量分率精馏段液相平均密度为4.5液体平均表面张力的计算液相平均表面张力依下式计算塔顶液
9、相平均表面张力：由查手册得进料板液相平均表面张力的计算由 查手册得精馏段液相平均表面张力： 4.6液体平均粘度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=81.2查手册得解出 进料板液相平均粘度的计算由tF=102.2，查手册的解出 精馏段液相平均粘度的计算5.精馏塔的塔体工艺尺寸计算5.1塔径的计算（1）最大空塔气速和空塔气速 最大空塔气速计算公式：精馏段的气、液相体积流率为C由求取，其中由筛板塔汽液负荷因子曲线图查取，图横坐标为: 取板间距，板上液层高度，则-=0.400-0.10=0.300m查图5-1得 =0.062 C=0.062取安全系数为0.70 ，则空塔气速为(2)
10、塔径按标准塔径圆整后为 D=4.5m塔截面积为实际空塔气速为5.2精馏塔有效高度的计算精馏段有效高度为提馏段有效高度为6.塔板主要工艺尺寸的计算6.1溢流装置计算因塔径D=4.5m，可选用双溢流弓形降液管，采用凹形受液盘。各项计算如下： 6.1.1 堰长 取 6.1.2溢流堰高度选用平直堰，堰上液层高度由下式计算，即近似取E=1，则取板上清液层高度，故6.1.3弓形降液管宽度和截面积 由 ，查弓形降液管参数图（图3-5）得：,故依下式验算液体在降液管中停留时间，即故降液管设计合理6.1.4降液管底隙高度取，则故降液管底隙高度设计合理。6.2塔板布置及浮阀数目与排列取阀孔动能因数,用式（3-47
11、）求孔速u0,即依式（3-48）求每层塔板上的浮阀数，即取边缘区宽度，泡沫区宽度。依式（3-45）计算鼓泡区面积，及浮阀排列方式采用等腰三角形叉排。取同一横排的孔心距t=75mm=0.075m,则可按下式估算排间距,即考虑到塔的直径较大，必须采用分块式塔板，而各分块的之承与衔接也要占去一部分鼓泡区面积，因此排间距不宜采用88mm，而应小于此值，故取=80mm=0.08m。按t=75mm，=80mm以等腰三角形叉排方式作图（略）,得阀数N=377个。按N=377重新核算孔速及阀孔动能因数：阀孔动能因数变化不大，仍在9-12范围内。 塔板开孔率=7.塔板流体力学验算7.1可根据式（3-49）计算塔
12、板压降，即。7.1.1干板阻力 由式（3-52）先计算临界孔速，即因，则hc可按式（3-51）计算，即7.1.2板上充气液层阻力 本设计分离本和甲苯的混合物，即液相为碳氢化合物，可取充气系数0=0.5。依式（3-53）计算，即7.1.3克服表面张力所造成的阻力 因本设计采用浮阀塔，其很小，可忽略不计。因此，气体流经一层浮阀塔板的压降相当的液柱高度为：单板压降 7.2淹塔为了防止淹塔现象的发生，要求严格控制降液管中清液层高度可用下式计算，即7.2.1与气体通过塔板的压降相当的液柱高度。7.2.2液体通过降液管的压头损失，因不设进口堰，故按式（3-62）计算，即板上液层高度，取因此=0.059+0
13、.05+0.0061=0.12（m）取则可见，符合防止淹塔的要求。7.3雾沫夹带按式（3-58）及式（3-59）计算泛点率F1：板上流体流径长度 板上液流面积 苯和甲苯可按正常系统按表3-3取物性系数K=1.0，又由图3-10查得泛点负荷系数,将以上数值代入式（3-58），得又按式(3-59)计算泛点率，得计算出的泛点率都在80%以下，故可知雾沫夹带量能够满足液/kg汽的要求。8.塔板负荷性能图8.1雾沫夹带线按式（3-58）作出，即对于一定的物系及一定的塔板结构，式中、K、及均为已知值，相应于的泛点率上限值亦可确定，将各已知数代入上式，便得出的关系式，据此作出雾沫夹带线。 按泛点率=80%计
14、算如下 整理得 或 雾沫夹带线为直线，在操作范围内任取两个值，依上式计算出值列于附表1中 附表1 雾沫夹带线数据 0.0010.0024.564.538.2液泛线由确定液泛线。忽略式中项，将式（3-62）、式（3-42）、式（3-50）、式（3-51）及代入上式，得到 物系一定，塔板结构尺寸一定，则、及等均为定值，而及又有如下关系，即 式中阀孔数N与孔径亦为定值。因此，可将上式简化，得 在操作范围内任取若干个值，依上式算出相应的值列于附表2中。 附表2 液泛线数据0.000050.0010.00150.0027.046.806.751.238.3液相负荷上限线液体的最大流量应保证在降液管中停留
15、时间不低于35s.由公式可知液体在降液管内停留时间求出上限液体流量值(常数),在图上,液相负荷上限线为气体流量无关的竖直线。 以作为液体在降液管中停留时间的下限，则 8.4漏液线对于型重阀，依计算，则又已知，即式中、N、均已知，故可算出气相负荷的下限值，据此作出与液相流量无关的水平漏液线。以作为规定气体最小负荷的标准，则8.5液相负荷下限线取堰上液高度作为液相负荷下限条件，依下式去E=1，则根据以上各线方程，可作出筛板塔的负荷性能图，如图所示 在负荷性能图上，作出操作点A，连接OA，即作出操作线，由图可看出，该筛板的操作上限为液泛控制，下限为液漏控制，由图5-20查得故操作弹性为9.塔板主要结
16、构参数表表 筛板塔设计计算结果序号项目数值1平均温度，91.72平均压力，104.1 3 气相流量，9.0204液相流量，0.0285实际塔板数146有效段高度7.67塔径，4.58板间距，0.39溢流形式双溢流10降液管形式弓形11堰长，2.9712堰高，0.01113板上液层高度，0.1014堰上液层高度，0.1015降液管管底隙高度，0.024816安定区宽度，0.1017边缘区宽度，0.0518开孔区面积，10.04919筛孔直径，0.00520筛孔数目3777221孔中心距，0.07522开孔率，%12.8223空塔气速，0.78724筛孔气速，12.1425稳定系数1.67526每
17、层塔板压降，656.86027负荷上限液泛控制28负荷下限液漏控制29液沫夹带0.050930气相负荷上限，16.6531气相负荷下限，7.5432操作弹性2.2110.塔附件设计10.1接管进料管本设计采用直管进料管，管径的计算如下：取，得取的进料管。10.2法兰由于常压操作，所有的法兰均采用标准管法兰，平焊法兰，由不同的公称直径选用相应法兰。根据进料管选取进料管接管法兰：。10.3筒体和封头10.3.1筒体 用钢板卷制成的筒体，其公称直径的值等于内径。当筒体直径较小时可直接采用无缝钢管制作，此时公称直径的值等于钢管外径。根据所设计的塔径，先按内压容器设计厚度，厚度计算见下式：式中 计算压力
18、，根据设计压力确定； 塔径； 焊接接头系数，对筒体指纵向焊接指数； 设计温度下材料的许力应用，与钢板的厚度有关。由上式计算出的计算厚度加上腐蚀裕量得到设计厚度。10.3.2.封头 本设计采用椭圆形封头，由公称直径，查得曲面高度，直边高度。选用封头。10.4.人孔人孔是安装或检修人员进出塔的唯一通道。一般每隔1020块塔板设1个人孔，本设计的精馏塔共设24块塔板，需设2个人孔，每个人孔直径为450mm,在设置人孔处，板间距为800mm，裙座上应开2个人孔，直径为450mm，人孔伸入塔内部应与塔内壁修平。11.总结12.参考文献1陈敏恒,从德滋,方图南等.化工原理(下册第三版).北京:化学工业出版社,20062杨祖荣刘丽英，刘伟. 化工原理 (第二版). 北京:化学工业出版社，20093涂伟萍，陈佩珍，程达芬主编.化工工程及设备设计.北京:化学工业出版社,20004贾绍义，柴诚敬，李阿娜. 化工原理课程设计. 天津:天津大学出版社，20025汪镇安. 化工工艺设计手册（上、下册）（第三版）.化学工艺出版社，2003.