《化工原理课程设计分离苯-甲苯筛板精馏塔的设计.pdf》由会员分享，可在线阅读，更多相关《化工原理课程设计分离苯-甲苯筛板精馏塔的设计.pdf（28页珍藏版）》请在taowenge.com淘文阁网|工程机械CAD图纸|机械工程制图|CAD装配图下载|SolidWorks_CaTia_CAD_UG_PROE_设计图分享下载上搜索。
1、 Xx 学 院 化工原理课程设计 题 目 分离苯-甲苯筛板精馏塔的设计 系（院）化学与化工系 专 业 应用化工技术 班 级 2008 级 5 班 学生姓名 学 号 指导教师 职 称 2008 年 6 月 6 日 设计任务书(一)设计题目 试设计一座苯甲苯连续精馏塔，要求年产纯度为 97%的苯 7 万吨/年，塔顶馏出液中含苯不得低于 97%，塔釜馏出液中含苯不得高于 2%，原料液中含苯 40%。（以上均为质量分数）(二)操作条件 1)塔顶压力 常压 2)进料热状态 自选 3)回流比 自选 4)塔底加热蒸气压力 0.5Mpa（表压）5)单板压降 0.7kPa (三)塔板类型 自选 (四)工作日 每
2、年工作日为 300 天，每天 24 小时连续运行(7200 小时)。(五)设计说明书的内容 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；(9)塔板负荷性能图；(10)主要工艺接管尺寸的计算和选取（进料管、回流管、釜液出口管、塔顶蒸汽管、人孔等）(11)塔板主要结构参数表(12)对设计过程的评述和有关问题的讨论。2.设计图纸要求：1)绘制生产工艺流程图（A3 号图纸）；2)绘制精馏塔设计条件图（A3
3、 号图纸）。目 录 1.流程和工艺条件的确定和说明.0 2.操作条件和基础数据.0 2.1.操作条件.0 2.2.基础数据.0 3.精馏塔的物料衡算.0 3.1.原料液及塔顶、塔顶产品的摩尔分率.0 3.2.原料液及塔顶、塔底产品的平均摩尔质量.1 3.3.物料衡算.1 4.塔板数的确定.1 4.1.理论塔板层数 NT的求取.1 4.1.1.绘 t-x-y 图和 x-y 图.1 4.1.2.最小回流比及操作回流比的确定.3 4.1.3.精馏塔气、液相负荷的确定.3 4.1.4.求操作线方程.3 4.1.5.图解法求理论板层数.3 4.2.实际塔板数的求取.4 5.精馏塔的工艺条件及有关物性的计
4、算.4 5.1.操作压力计算.4 5.2.操作温度计算.4 5.3.平均摩尔质量计算.5 5.4.平均密度计算.5 5.4.1.气相平均密度计算.5 5.4.2.液相平均密度计算.5 5.5.液体平均表面张力计算.6 5.6.液体平均黏度计算.6 5.7.全塔效率计算.7 5.7.1.全塔液相平均粘度计算.7 5.7.2.全塔平均相对挥发度计算.7 5.7.3.全塔效率的计算.8 6.精馏塔的塔体工艺尺寸计算.8 6.1.塔径的计算.8 6.2.精馏塔有效高度的计算.9 7.塔板主要工艺尺寸的计算.10 7.1.溢流装置计算.10 7.1.1.堰长 lW.10 7.1.2.溢流堰高度 hW.1
5、0 7.1.3.弓形降液管宽度 Wd和截面积 Af.10 7.1.4.降液管底隙高度 h0.11 7.2.塔板布置.11 7.2.1.塔板分布.11 7.2.2.边缘区宽度确定.11 7.2.3.开孔区面积计算.11 7.2.4.筛孔计算及其排列.11 8.筛板的流体力学验算.12 8.1.塔板压降.12 8.1.1.干板阻力 hc计算.12 8.1.2.气体通过液层的阻力 h1计算.12 8.1.3.液体表面张力的阻力 h计算.12 8.2.液面落差.13 8.3.液沫夹带.13 8.4.漏液.14 8.5.液泛.14 9.塔板负荷性能图.15 9.1.漏液线.15 9.2.液沫夹带线.15
6、 9.3.液相负荷下限线.16 9.4.液相负荷上限线.16 9.5.液泛线.16 10.主要工艺接管尺寸的计算和选取.18 10.1.塔顶蒸气出口管的直径 dV.18 10.2.回流管的直径 dR.19 10.3.进料管的直径 dF.19 10.4.塔底出料管的直径 dW.19 11.塔板主要结构参数表.19 12.设计实验评论.21 13.收获与致谢.21 14.参考文献.22 15.附图（工艺流程简图、主体设备设计条件图）.22 0 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
7、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 1.4 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 101.325kPa 进料热状态 泡点进料 回流比 1.6 倍 塔底加热蒸气压力 0.5Mpa（表压）单板压降 0.7kPa。2.2.基础数据 进料中苯含量（质量分数）40%塔顶苯含量（质量分数）97%塔釜苯含量（质量分数）2%生产能力（万吨/年）9.7 3.精馏塔的物料衡算 3.1.原料液及塔顶、塔顶产品的摩
8、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/kmol xF=0.4/78.110.4/78.110.6/92.13=0.440 xD=0.97/78.110.97/78.110.03/92.13=0.974 1 xW=13.92/98.011.78/02.011.78/02.0=0.024 3.2.原料液及塔顶、塔底产品的平均摩尔质量 MF=0.44078.11+（1-0.440）92.13=85.96kg/kmol MD=0.97478.11+（1-0.974）92.13=78.47 kg/kmol MW=0.02478.11+（1-0.0
9、24）92.13=91.79 kg/kmol 3.3.物料衡算 生产能力 F=972285.96=113.10 kmol/h 总物料衡算 113.10=D+W 苯物料衡算 113.100.440=0.974D+0.02W 联立解得 D=49.79 kmol/h W=63.31kmol/h 4.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）沸点/110.56 105.71 101.78 98.25 95.24
10、92.43 气相组成 0.0 20.8 37.2 50.7 61.9 71.3 液相组成 0.0 10.0 20.0 30.0 40.0 50.0 沸点/89.82 87.32 84.97 82.61 81.24 80.01 气相组成 79.1 85.7 91.2 95.9 98.0 100.0 液相组成 60.0 70.0 80.0 90.0 95.0 100.0 由上数据可绘出和 t-x-y 图和 x-y 图。2 图一 图二 3 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，在图二中对角线上，自点（0.440，0.440）作垂线即为进料线（
11、q线），该线与平衡线的交点坐标为 yq=0.660 xq=0.440 故最小回流比为 Rmin=qqqDxyyx=0.9740.6600.6600.440=1.427 则操作回流比为 R=1.6Rmin=1.61.427=2.283 4.1.3.精馏塔气、液相负荷的确定 L=RD=2.28349.79=113.67kmol/h V=(R+1)D=（2.283+1）49.79=163.46 kmol/h L=L+F=113.67+113.10=226.77 kmol/h V=V=163.46 kmol/h 4.1.4.求操作线方程 相平衡方程 nnnyx47.147.2y 精馏段操作线方程为 L
12、2.2830.9740.6950.2973.2833.283DDyxxxxVV 提馏段操作线方程为 226.771.51941.387 0.00930163.46163.46wLWyxxxxVV 4.1.5.求理论板层数 1)采用图解法求理论板层数，如图二所示。求解结果为 总理论塔板数 NT=14（包括再沸器）进料板位置 NF=7 2)逐板计算求理论塔板数 4 x y x y 1 0.938 0.974 9 0.280 0.490 2 0.883 0.949 10 0.198 0.379 3 0.806 0.911 11 0.127 0.265 4 0.708 0.857 12 0.075 0
13、.167 5 0.602 0.789 13 0.041 0.095 6 0.504 0.715 14 0.020 0.048 7 0.426 0.647 8 0.360 0.582 x7xq 换提馏段方程逐板计算 进料板在NF=7 x14 5 s 故降液管设计合理 7.1.4.降液管底隙高度 h0 360000ulLhwh 取 u0=0.06 m/s 则 00.0032436003600 1.0160.06h=0.0531m 符合小塔径h0不小于 25mm 的要求。hW-h0=0.0652-0.0531=0.0121m 0.006m 故降液管底隙高度设计合理。选用凹形受液盘，深度hW=70mm
14、 7.2.塔板布置 7.2.1.塔板分布 因 D=1.40m，所以采用分块式。查手册4得，塔板分为 3 块。7.2.2.边缘区宽度确定 取安定区ssWW0.075m，边缘区 Wc=0.06m。7.2.3.开孔区面积计算 开孔区面积 Aa按下式计算，)sin180(21222rxrxrxAa 其中 x=d()2SDWW1.42-(0.224+0.75)=0.401m r=c2DW1.42-0.06=0.64m 则 Aa=0.1.016 m2 7.2.4.筛孔计算及其排列 苯甲苯体系处理的物系无腐蚀性，选用=3mm 碳钢板，取筛孔直径 d0=5mm。筛孔按正三角排列，取孔中心距 t 为 t=2.5
15、 d0=2.55=12.5mm 12 筛孔数目 n 为 n=aAtt10001158=21.158 1.0160.0125=7530 个 开孔率为 =0.907（td0）2=0.9072)0125.0005.0(=14.51%气体通过阀孔的气速为 u0=s0VA=1.2868.7201.0160.1451m/s 8.筛板的流体力学验算 8.1.塔板压降 8.1.1.干板压降hd计算 干板压降可由下式计算，hd=）（）（LVcug20021 由 d0/=5/3=1.67，查手册干筛孔的流量系数图4，可得孔流系数 C0=0.78 故 hd=218.722.8510.0232 9.81 0.7880
16、5.39（）（）m 液柱 8.1.2.气体通过液层的阻力hL计算 ua=afTVAA=1.2860.9291.5390.154m/s Fa=vau=0.929 2.8511.69kg1/2/（sm1/2）查手册充气系数关联图4可得=0.58 则 hL=(hw+how)=0.59（0.0652+0.0148）=0.045m 液柱 8.1.3.液体表面张力的阻力 h计算 液体表面张力所产生的阻力 h由下式计算 13 h=3044 20.26 100.0021805.399.81 0.005LLgdm 液柱 气体通过每层塔板的液柱高度 hp由下式得 hp=h1+h+hc=0.023+0.047+0.
17、0021=0.0721m 液柱 气体通过每层塔板的压降为 Pp=hpLg=0.0721805.399.81=569.65 Pa700Pa（设计允许值）8.2.液面落差 液面落差h由下式计算 LLlfbhZLhbh312)1000()3600()1000250(215.0 平均液流宽度()(1.41.016)1.20822wDlbm 塔板上鼓泡层高度 2.52.5 0.0470.1175Lfhhm 内外堰间距离 121.42 0.2240.95dZDW m 液相流量 sLLL=0.00324 m3/s 故 2430.215(250 1.208 1000 0.1175)0.28(36000.003
18、24)0.957.96 10(1000 1.208 0.047)805.39h m h/0.05=0.0160.5 所以液面落差符合要求 8.3.液沫夹带 液沫夹带量由下式计算 2.33107.5fTaLVhHue 14 hf=2.5hL=2.50.047=0.1175 则 33.25.7 100.915()0.007220.260.450.1175ve kg 液/kg 气u0，min 计算正确 稳定系数为 00,min8.721.5431.55.65uKu 故在本设计中无明显漏液。8.5.液泛 为防止塔内发生液泛，降液管内液层Hd高应服从下式 wTdhHH 苯甲苯物系属一般物系，取=0.5，
19、则 whT（H+）=0.5（0.45+0.0652）=0.26m 又 Hd=hp+hL+hd 板上不设计进口堰，hd可由下式算得 0096.025.0153.0153.0220uhdm 液柱 Hd=0.0711+0.047+0.0096=0.121m液柱 则 wTdhHH 所以本设计中不会发生液泛现象。15 9.塔板负荷性能图 9.1.漏液线 由 vLLhhCu/13.00056.04.400min,0 u0，min=s min0VA，hL=hOW+hW hOW=hw2.841000lLE（）2/3 得 vLwhwshLLEhACV/100084.213.00056.04.403/200min
20、,=4.40.781.0160.1451 2/336002.840.00560.13 0.03610.0021 805.39/2.8510001.016sL 整理得 s minV，=2/38.505 0.011980.0858sL 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。表二 Ls，m3/s 0.005 0.01 0.015 0.02 Vs，m3/s 1.024 1.075 1.115 1.151 由上表作出漏液线 1。9.2.液沫夹带线 以 ev=0.1 kg 液/kg 气为限，求Vs-Ls关系如下：由 2.36107.5fTaLVhHue ua=sfTVAA
21、=0.7221.5390.154ssVV hf=2.5hL=2.5（hOW+hW）16 hW=0.0652 hOW=2/32/336002.8410.6610001.016ssLL（）故 hf=0.163+1.65Ls2/3 HThf=0.45（0.163+1.65Ls2/3）=0.2871.65Ls2/3 33.262/30.7225.7 1020.26 100.2871.65sVsVeL=0.1 整理得 2/32.49 14.32ssVL 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。表三 Ls，m3/s 0.005 0.010 0.015 0.02 Vs，m3/s
22、2.071 1.825 1.619 1.435 由上表可作出液沫夹带线 2。9.3.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=hw36002.841000lLE（）2/3=0.006 取E=1，则 Ls，min=3/20.006 10001.016()0.0008672.843600 m3/s 则可以作出与气体流量无关的垂直液相负荷下限线 3。9.4.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，由下式=fsTA HL4 得 Ls，max=fsTA HL0.1540.450.0173254 m3/s 据此可作出与气体流量
23、无关的垂直液相负荷上限线 4。9.5.液泛线 17 令 wTdhHH 由 Hd=hp+hL+hd；hp=h1+h+hc；h1=hL；hL=hOW+hW 联立得cd(1)h(1)hh+h+hTWOWH 忽略h，将hOW与Ls，hd与Ls，hc与Vs的关系代入上式，并整理得 3/222SSSLdLcbVa 式中)(051.0200LVCAa(1)TWbHh 200.153/()Wcl h 32/336002.84*10(1)()WdEl 将有关数据代入，得 2232/30.0512.85()0.0137805.390.145 1.016 0.780.50 0.45(0.450.58 1.00)0.
24、06520.1550.15352.5711.016 0.053136002.84 101(1 0.58)()1.041.016abcd 则 222/30.01370.15552.571.02sssVLL 即 222/38.28 383776.12sssVLL 在操作范围内，任取几个Ls值，依上式计算出Vs值，计算结果如下表四。表四 Ls，m3/s 0.005 0.010 0.015 0.020 Vs，m3/s 2.441 2.088 1.669 1.066 由上表数据可以作出液泛线 5.根据以上各线方程，可以作出筛板塔的负荷性能图，如下：18 在负荷性能图上，作出操作点 A，连接 OA，即作出
25、操作线。由图可知，改筛板的操作上限为液泛控制，下限为漏液控制。由图得 s minV，=1.02 m3/s s maxV，=2.07 m3/s 则操作弹性为 s maxV，/s minV，=2.03 10.主要工艺接管尺寸的计算和选取 10.1.塔顶蒸气出口管的直径 dV 操作压力为常压时，蒸气导管中常用流速为 1220 m/s，蒸气管的直径为 VsVuVd4，其中 dV-塔顶蒸气导管内径 m Vs-塔顶蒸气量 m3/s，取uv=15.00 m/s，则 6.01514.325.444VsVuVdm 19 故选取接管外径厚度 63020mm 10.2.回流管的直径 dR 塔顶冷凝器械安装在塔顶平台
26、时，回流液靠重力自流入塔内，流速 uR可取0.20.5 m/s。取 uR=0.3 m/s，则 02.03.014.3011.044VsRuLdm 故选取接管外径厚度 252mm 10.3.进料管的直径 dF 采用高位槽送料入塔，料液速度可取 uF=0.40.8 m/s，取料液速度 uF=0.5 m/s，则 19.05.014.3014.044FFFuLdm 故选取接管外径厚度21914mm 10.4.塔底出料管的直径 dW 一般可取塔底出料管的料液流速 UW为 0.51.5 m/s，循环式再沸器取1.01.5 m/s(本设计取塔底出料管的料液流速 UW为 0.8 m/s)则 12.08.014
27、.3010.044WWWuLdm 接管外径厚度1335.5mm 11.塔板主要结构参数表 表五.筛板塔设计计算结果 序号 项目 数值 1 平均温度 tm 87.65 2 平均压力 Pm kPa 105.88 3 气相流量 Vs m3/s 1.286 4 液相流量 Ls m3/s 0.00324 5 实际塔板数 24 20 6 有效段高度 Z m 11.30 7 精馏塔塔径 m 1.4 8 板间距 m 0.45 9 溢流形式 单溢流 10 降液管形式 弓形 11 堰长 m 1.016 12 堰高 m 0.0625 13 板上液层高度 m 0.080 14 堰上液层高度 m 0.0148 15 降
28、液管底隙高度 m 0.053 16 安定区宽度 m 0.075 17 边缘区宽度 m 0.060 18 开孔区面积 m2 1.016 19 筛孔直径 m 0.005 20 筛孔数目 7530 21 孔中心距 m 0.0125 22 开孔率 14.50 23 空塔气速 m/s 1.36 24 筛孔气速 m/s 8.72 25 稳定系数 1.543 26 精馏段每层塔板压降 Pa 569.65 27 负荷上限 液泛控制 28 负荷下限 漏液控制 29 液沫夹带 ev(0.1kg 液/kg 气)0.0072 30 液相负荷上限 m3/s 0.000867 31 液相负荷下限 m3/s 0.0173
29、32 操作弹性 2.03 21 12.设计实验评论 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 2m 的精馏塔，选取效率较高、塔板结构简单、加工方便的单
30、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。13.收获与致谢 通过这次课程设计，我有了很多收获。首先，通过这一次的课程设计，我进一步巩固和加深了所学的基本理论、基本概念和基本知识，培养了自己分析和解决与本课程有关的具体原理所涉及的实际问题的能力。对化工原理设计有了更加深刻的理解，为后续课程的学习奠定了坚实的基础。而且，这次课程设计过程，最终完美的实现了预期的目的，大家都
31、收益匪浅，也对这次经历难以忘怀。其次通过这次课程设计，对板式塔的工作原理有了初步详细精确话的了解，加深了对设计中所涉及到的一些力学问题和一些有关应力分析、强度设计基本理论的了解。使我们重新复习了所学的专业课，学习了新知识并深入理解，使之应用于实践，将理论知识灵活化，这都将为我以后参加工作实践有很大的帮助。非常有成就感，培养了很深的学习兴趣。22 在此次设计的全过程中，我们达到了最初的目的，对化工原理有了较深入的认识，对化工设备的设计方面的知识有了较全面的认识，熟悉了板式塔设计的全过程及工具用书。我去图书馆查阅了这方面的有关书籍并上了一些网站检索了相关内容，从中学到了很多知识，受益匪浅。这次课程设计我投入了不少时间和精力，我觉得这是完全值得的。我独立思考，勇于创新的能力得到了进一步的加强。由于时间和经验等方面的原因，该设计中还存在很多不足、如对原理的了解还不够全面等等。今后会进一步学习来加深了解。14.参考文献 1 程能林.溶剂手册.北京：化学工业出版社，2002 2 刘光启等.化工物性算图手册,2002 3 杨祖荣.化工原理.北京：化学工业出版社，2009 4 贾邵义 柴诚敬.化工原理课程设计.天津：天津大学出版社，2002 5 国家医药管理局上海医药设计院.化学工艺设计手册.第二版.上册.北京：化学工业出版社，1996，2-200 15.附图（工艺流程简图、主体设备设计条件图）