精馏塔设计任务书陈晨.doc

温州大学瓯江学院WENZHOU UNIVERSITY OUJIANG COLLEGE化工原理课程设计题 目：分离苯-甲苯筛板式精馏塔的设计专 业： 应用化学 班 级： 08瓯应化 姓 名： 陈 晨 学 号： 指导教师： 张 伟 禄 完毕日期： 2023-6-15 精馏塔设计任务书专业： 应用化学 班级 08瓯应化 姓名：陈晨 学号： 指导教师： 张伟禄 设计日期： 2023-6-8 一、设计题目： 分离苯-甲苯筛板式精馏塔的设计二、设计任务及操作条件2.1设计任务 生产能力（进料量） 10万 吨年 操作周期 30024 = 7200 小时年 进料组成 50% （质量分率，下同） 塔顶产品组成 99% 塔底产品组成 99% 残夜中：苯含量2% 生产能力10万吨/年 按300天开工/年3.2 塔的物料衡算料液及塔顶.塔底产品含苯摩尔分数平均摩尔质量MF=0.578.11+(1-0.5) 92.13=85.12kg/molMD=0.9978.11+(1-0.99) 92.13=78.25kg/molMW=0.023578.11+(1-0.0235) 92.13=91.85kg/mol物料衡算总物料衡算 D+W=F易挥发组分物料衡算 DxD+WxW=FxF 4 塔板数的拟定4.1 理论板层数NT的求取苯甲苯属于抱负物系，可采用图解法求理论层数采用作图法求最小回流比，在图中对角线上，自e（0.5，0.5）作垂线ef即为进料线，该线于平衡线的交点坐标为yq0.728，xq0.5本设计取R=1.5Rmin=1.74求精馏塔的气液相负荷L=RD=1.74*87.08=151.52kmol/hV=（R+1）D（1.74+1）*87.08238.6 kmol/h485.5+522.1=1007.6 kmol/h=V=764.5 kmol/h.操作线方程 精馏段操作线方程：=0.635x+0.362提馏段操作方程： =0.805x+0.0075作图 图解法求理论板层数由图得NT18（涉及再沸器）。 其中精馏段理论板数为7层，第8层为加料板。4.2 实际板层数的求取精馏段实际板数 N精7/0.514提馏段实际板数 N提11/0.522实际总板数 N=N精+N提=365 塔的工艺条件及物性数据计算5.1 操作压强的计算 Pm取每层塔板压强P=0.7kpa 塔顶压强 PD=101.3-14*0.7=91.5kpa进料板压强PF101.3=kpa 精镏段平均操作压强Pm=5.2 操作温度塔顶温度 tD80.2oC 进料温度tF90.1oC精馏段平均温度 tm=(80.2+90.1)/2=85.2oC5.3 平均摩尔质量计算由 查平衡曲线得 进料段 查平衡曲线得 则精馏段平均分子量 5.4 平均密度计算5.4.1 气相平均密度计算 由抱负气体状态方程计算 即塔顶液相平均密度计算 由tD80.2oC 查手册得814.5 809.71/（0.992/814.5+0.008/809.7）=814.55.4.2 液相平均密度计算液相平均密度依下式计算，即 () =815.2kg/m3进料板液相平均密度的计算tF90.1，查手册得806.7 kg/m3 794.1 kg/m3进料板液相的质量分率 精馏段平均液相密度为5.5 液体平均表面张力的计算m由tD=80.2 查手册，得 A=21.2 B=21.3 由 tF90.1 查手册，得A=20.36 B=20.765.6 液体粘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 tD80.2，查手册得 解得 进料板液相平均粘度的计算由tF90.1 精馏段液相平均粘度的计算5.7 精馏塔的塔体工艺尺寸计算5.7.1 塔径的计算精馏段的气、液相体积流率为由 式中C由式，其中的C20由史密斯关联图查得，图的横坐标为取板间距HT0.40m 板上液层高度hL0.06m查图得 C200.072取安全系数为0.7，则空塔气速为 根据标准塔径圆整后为 D2.0m塔截面积为 实际空塔气速为5.7.2 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5.8 塔板重要工艺尺寸的计算5.8.1 溢流装置计算因塔径 D1.72，可选用单溢流弓形降液管，采用凹形受液盘。各项计算如下：堰长取 5.8.2 溢流堰高度hw由 选用平直堰，堰上液层高度由近似取E1，则取板上清液层高度 hL0.06m故 5.8.3 弓形降液管宽度Wd 和截面积Af由弓形降液管的参数图，得故 验算液体在降液管中的停留时间，即 故降液管设计合理。5.8.4 降液管底隙高度ho取 则 故降液管底隙高度设计合理。选用凹形受液盘，深度5.9 塔板布置5.9.1 塔板的分块因D2200，故塔板采用分块式。查表得，塔板分为5块。5.9.2 边沿区宽度拟定取 5.9.3 开孔区面积计算开孔区面积Aa 按式 计 算其中 故 5.9.4 筛孔计算及排列本例所解决的物系无腐蚀性，可选用3mm碳钢板，取筛孔直径do5mm。筛孔按正三角形排列，取孔中心距t为 筛孔数目n为 个开孔率为 气体通过阀孔的气速为 5.10 筛板的流体力学验算5.10.1 塔板压降5.10.1.1 干板阻力hc的计算 由， 查图得，故 液柱5.10.1.2 气体通过液层的阻力hl计算 查图，得液柱5.10.1.3 液体表面张力的阻力的计算液体表面张力所产生的阻力由下式计算，即液柱气体通过每层塔板的液柱高度可按下式计算，即 液柱气体通过每层塔板的压降为 （设计允许值）5.10.2 液沫夹带 在允许范围内。5.10.3 漏液漏液点气速的计算，得实际孔速稳定系数为 故在本设计中无明显漏液。5.10.4 液泛防止发生液泛，降液管内液层高度应服从 关系，取则 而 故不会发生液泛现象。5.10.5 塔板负荷性能图5.10.5.1 液漏线根据气速式Ls，0.00150.0030.00450.011.881.8921.9432.035.10.5.2 液沫夹带线认为限， 在操作范围内，任取几个数据计算值，列表得Ls，0.00150.0030.00450.018.27.97.87.05.10.5.3 液相负荷下限线液相负荷下限线取平堰.堰液层高度=0.006作为液相下限条件 取E=1.0 =E（）得=0.0126 =0.001418.4液相负荷上限线以作液体在降液管中的停留时间下限，由5.10.5.4 液泛线令 由联立得 忽略，将与的关系代入上式，并整理得 式中故 或 Ls，0.00150.0030.00450.018.78.47.96.8在负荷性能图上，作操作点A，连接OA，即为操作线，由图可知，该筛板的操作上限为液泛控制，下限为液漏控制。 操作弹性为6 工艺计算汇总表：序 号项 目结 果1平均温度85.152最小回流比1.163适宜回流比1.744理论板数18(含釜)5理论进料位置第8层6总板效率507实际板数368实际进料位置第16层9平均压力96.4kPa10降液管形式弓形11堰长1.1412堰高0.0438m13板上液层高度0.06m14堰上液层高度0.0162m15降液管底隙高度0.0476m16开孔区面积1.6817筛孔直径0.005m18筛孔数目513419开孔率10.120塔径1.72m21板间距0.5m22有效塔高度14.4m23稳定系数7.824每层塔板压降755.8Pa25负荷上限液泛控制26负荷下限液漏控制27液沫夹带0.00128气相负荷上限29气相负荷下限30操作弹性3.677 总结本设计装置应用于分离苯和甲苯的混合物，用板式精馏塔进行分离择作，在已经设计好的数据为基础进行设备的设计和数据验算，使本设计能安全应用于实际生产中. 由于精馏所进行的是气一液两相之间的传质，而作为气一液两相传质所用的设备，一方面必须用能使气液两相得到充足的接触，以达成较高的传质效率.为满足工业生产的规定，塔设备还得具有下列基奉规定1.气液解决量大，即生产能力大时仍不致发生大量的雾沫夹带，拦液或液泛等破坏操作的现象.2.操作稳定，弹性大，即当设备的气液负荷有较大范围的变动时，仍能在较高的传质效率下进行稳定操作，并应保证长期连续操作所必须具有的可靠性.3.流体流动的阻力小，即流体流经塔设备的压力降小，这将大大节省动力消耗，从而减少操作费用.4.结构简朴，材料耗用量小，制造和安装容易.5.耐腐恤和不易堵塞，方便操作、调节和检修. 2023-6-218 附录图 81精馏塔工艺流程图图 82精馏塔简图