年产量16万吨苯甲苯连续精馏筛板塔的设计-学位论文.doc

化工原理课程设计题目年产量1.16万吨苯甲苯连续精馏筛板塔的设计完成日期2012年7月4日目录1.绪论-9 1.1概述-91.2化工原理课程设计任务书-9 1.3精馏塔设计方案的选定-102.精馏工艺流程示意图-103.精馏塔塔板数及全塔效率的确定-11 3.1精馏塔的物料衡算-11 3.2塔板数的确定-11 3.2.1最小回流比与操作回流比确定-11 3.2.2精馏塔的气液相负荷-13 3.2.3精馏段及提馏段的操作线方程-13 3.2.4操作回流比下理论板数确定-13 3.3全塔效率及实际塔板数的确定-14 3.3.1基础数据的求取-14 3.3.2精馏段平均效率的确定及精馏段实际板数-16 3.3.3提馏段平均效率的确定及提馏段实际板数-163.3.4全塔效率的确定及全塔实际板数-164.精馏段部分的相关计算-164.1精馏段的工艺条件及有关物性数据的计算-16 4.1.1平均操作压力的计算-16 4.1.2平均操作温度的计算-17 4.1.3平均摩尔分子量的计算-17 4.1.4液相平均表面张力的计算-17 4.1.5气液平均密度的计算-18 （一）液相平均密度的计算-18 （二）气相平均密度的计算-19 4.1.6液相平均粘度的计算-19 4.2精馏段塔体主要工艺尺寸的计算-19 4.2.1塔径的计算-19 4.2.2精馏塔有效高度的计算-21 4.3精馏段塔板主要工艺尺寸的计算-21 4.3.1溢流装置-21 （一）溢流堰长的计算-21 （二）溢流堰高度的计算-21 （三）降液管宽度和截面积的计算-22 （四）降液管底隙高度的计算-23 4.3.2塔板布置问题-23 （一）边缘区宽度与入口安定区高度选定-23 （二）开孔区面积计算-23 （三）筛孔的计算及排列-23 4.4精馏段塔板的流体力学验算-24 4.4.1塔板压降-24 （一）干板阻力计算-24 （二）液层阻力的计算-24 （三）液体表面张力阻力的计算-25 （四）总板阻力的计算-25 （五）塔板压降的计算-25 4.4.2液面落差-26 4.4.3雾沫夹带验算-26 4.4.4漏液验算-26 4.4.5液泛验算-26 4.5精馏段塔板负荷性能图的绘制-27 4.5.1漏液线的确定-27 4.5.2液沫夹带线的确定-27 4.5.3液相负荷下限线的确定-28 4.5.4液相负荷上限线的确定-28 4.5.5液泛线的确定-29 4.5.6精馏段塔板负荷性能图的绘制及操作弹性的计算-305.提馏段部分的相关计算-31 5.1提馏段工艺条件及有关物性数据的计算-31 5.1.1平均操作压力的计算-31 5.1.2平均操作温度的计算-31 5.1.3平均摩尔分子量的计算-31 5.1.4液体平均表面张力的计算-32 5.1.5气液平均密度的计算-32 （一）液相平均密度的计算-32 （二）气相平均密度的计算-33 5.1.6液体平均粘度的计算-335.2提馏段塔体主要工艺尺寸的计算-33 5.2.1提馏段塔径的计算-33 5.2.2提馏段有效高度的计算-34 5.3提馏段塔板主要工艺尺寸的计算-34 5.3.1溢流装置-34 （一）溢流堰长的计算 -34 （二）溢流堰高的计算-35 （三）降液管宽度及截面积的计算-35 （四）液体在降液管内停留时间的计算-35 （五）降液管底隙高度的计算-35 5.3.2塔板布置-36 （一）边缘区宽度与入口安定区高度的选取-36 （二）开孔区面积的计算-36 （三）筛孔的计算及排列-36 5.4提馏段塔板流体力学验算-36 5.4.1塔板压降的计算-36 （一）干板阻力的计算-37 （二）液层阻力的计算-37 （三）液体表面张力阻力的计算-37 （四）总板阻力及塔板压降的计算-37 5.4.2液面落差-37 5.4.3雾沫夹带量的验算-37 5.4.4漏液验算-38 5.4.5液泛验算-38 5.5提馏段塔板负荷性能图的绘制-38 5.5.1漏液线的确定-38 5.5.2液沫夹带线的确定-39 5.5.3液相负荷下限线的确定-40 5.5.4液相负荷上限线的确定-41 5.5.5液泛线的确定-41 5.5.6负荷性能图的绘制及提馏段操作弹性的计算-416.塔附件的设计-42 6.1接管设计-42 6.1.1塔顶蒸汽出料管的设计 -42 6.1.2回流管的设计 -42 6.1.3进料管接管设计 -43 6.1.4塔釜进气管的设计-43 6.1.5再沸器残液出料管的设计-43 6.1.6冷凝水管的设计-44 6.2裙座设计-44 6.3人孔设计-44 6.4塔总体高度的确定-44 6.4.1塔的顶部空间高度-45 6.4.2塔的底部空间高度-45 6.4.3塔的总体高度计算-457.附属装置的设计-46 7.1塔顶冷凝器的设计-467.1.1冷凝蒸汽量及热负荷的计算-46 7.1.2传热面积的初步估算-46 7.1.3冷却水用量-46 7.1.4冷凝器基础数据计算-46 （一）管径和管内流速选择-47 （二）管程数和传热管数计算-47 （三）传热管排列方法-47 （四）壳体内径及折流板选择-47 7.1.5冷凝器的核算-47 （一）管、壳程雷诺数及流速的核算-47 （二）管、壳程流体阻力的核算-48 （三）管、壳程对流给热系数的核算-49 （四）传热系数的计算-50 7.2塔底再沸器的设计-50 7.3冷凝水泵的选型-51 7.4进料泵的选型-518.附录-53 8.1精馏塔设计结果汇总-53 8.2主要符号说明-54参考文献-56课程设计总结-571.绪论1.1概述塔设备一般分为级间接触式和连续接触式两大类。前者的代表是板式塔，后者的代表则为填料塔。一般，与填料塔相比，板式塔具有效率高、处理量大、重量轻及便于检修等特点，但其结构较复杂，阻力降较大。在各种塔型中，当前应用最广泛的是筛板塔和浮阀塔。筛板塔塔内装若干层水平塔板，板上有许多小孔，形状如筛；并装有溢流管或没有溢流管。操作时，液体由塔顶进入，经溢流管（一部分经筛孔）逐板下降，并在板上积存液层。气体（或蒸气）由塔底进入，经筛孔上升穿过液层，鼓泡而出，因而两相可以充分接触，并相互作用。泡沫式接触气液传质过程的一种形式，性能优于泡罩塔。精馏是分离液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的应用，精馏过程是中能量计的驱动下，使气液两相多次直接接触和分离，利用液相混合物中各组分挥发度的不同，使挥发组分由液相向气相转移，难挥发组分由气相向液相转移，实现原料混合物中各组分的分离。该过程是同时进行传质传热的过程。本设计中即通过在筛板塔中的精馏过程来处理一定量和组成的苯、甲苯混合物。在设计过程中我们应考虑到设计的精馏塔应具有较大的生产能力并满足工艺要求，另外还要有一定的潜力。节省能源，综合利用余热。经济合理，冷却水进出口温度的高低，一方面影响到冷却水用量。另一方面影响到所需传热面积的大小。即对操作费用和设备费用均有影响，因此设计是否合理的利用热能等直接关系到生产过程的经济问题。本次课程设计主要依据已学的化工原理、化学反应工程、分离过程和化工热力学的相关知识，同时学习和搜集其他相关知识以及信息，才能将设计任务圆满完成，本次设计主要涉及的计算有：物料衡算，塔工艺计算，塔板结构设计以及校核等。1.2化工原理课程设计任务 在常压操作的连续精馏塔内分离苯-甲苯混合液。已知原料液的年处理量为11600吨，年工作日为300天，原料液中苯的含量为50%（摩尔分数，下同），要求塔顶馏出液中苯的组成为95%，塔底釜液含苯量低于3%，进料温度为料液泡点；进料热状况为：泡点进料；采用间接蒸汽加热，回流比自选。设计各项条件绘表如下：表1-1本次设计各项条件操作压力进料热状况单板压降加热方式回流比产品要求（苯，mol%）塔顶为常压泡点进料0.9kPa间接蒸汽加热自选馏出液：95%塔釜：3%1.3精馏塔设计方案的选定本设计任务为分离苯-甲苯混合物。对于二元混合物的分离，采用连续精馏流程。设计中规定采用泡点进料，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，冷凝液在泡点温度下一部分回流至塔内，其余部分产品经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。塔釜采用间接蒸汽加热，塔底产品经冷却后送至储罐。2.精馏工艺流程图 依据一般精馏过程的原理，通过AutoCAD绘图软件制得精馏工艺流程图，如下图2.1所示图2.1 精馏工艺流程示意图3.精馏塔塔板数及全塔效率的确定3.1精馏塔的物料衡算(1) 原料液及塔顶、塔底产品中苯的摩尔分率 (2)原料液及馏出液、塔底产品的平均摩尔质量(3)物料衡算原料处理量如下：总物料衡算: 苯物料衡算: 联立解得:式中： F-原料液流量 D-塔顶产品量 W-塔底产品量3.2塔板数的确定 3.2.1最小回流比与操作回流比确定查相关资料得到常压下苯甲苯的气液平衡数据如下表3-1：表3-1：常压下苯甲苯的气液平衡数据温度t液相中苯的摩尔分率X（%）气相中苯的摩尔分率Y（%）110.560.000.00109.911.002.50108.793.007.11107.615.0011.2105.0510.020.8102.7915.029.4100.7520.037.298.8425.044.2温度t液相中苯的摩尔分率X（%）气相中苯的摩尔分率Y（%）97.1330.050.795.5835.056.694.0940.061.992.6945.066.791.4050.071.390.1155.075.580.8060.079.187.6365.082.586.5270.085.785.4475.088.584.4080.091.283.3385.093.682.2590.095.981.1195.098.080.6697.098.880.2199.099.6180.01100.0100.0将苯甲苯当做理想物系，根据表3-1中轻组分苯的数据，用AutoCAD画出其平衡曲线如图3-1：图3-1：苯的气液平衡曲线得出精馏段操作线与y轴的交点坐标为0.445535，根据公式：，得出，取实际回流比为最小回流比的1.5倍，故：。3.2.2精馏塔的气液相负荷 3.2.3精馏段及提馏段的操作线方程由前面气液相负荷，根据物料守恒，不难得：精馏段操作线方程为：提馏段操作线方程为：3.2.4操作回流比下理论板数确定根据表3-1，在AutoCAD软件上画出实际回流比下苯甲苯气液平衡图及塔板分布，如图3-2：图3-2 实际回流比下塔板分布图由图可知：理论板数（包括塔釜再沸器）。其中： 精馏段：；提馏段：（包括再沸器）；进料板第6块板（由上往下数）.3.3全塔效率及实际塔板数的确定3.3.1基础数据的求取（1）塔顶、进料级、塔釜温度的求取由苯甲苯气液相平衡数据作出其温度组成图，如图3-3：图3-3：苯的温度组成图因为馏出液中苯的组成为：，由精馏段操作线方程：可得第一块塔板上的气相组成：。同理，由于釜液中苯的组成为：，由于前面已用AutoCAD做出了混合物中苯的气液平衡关系图，可以得到再沸器（相当于一块理论板）中的气相组成：y=0.071,由提馏段操作线方程：，可得塔内最后一块塔板的液相组成：。对于进料级，由于是泡点进料且进料温度也是泡点，进料组成为，由图3-3，可得出进料温度为：由、，通过图3-3，可以找出塔顶及塔釜的温度，分别为：塔顶： 、塔釜：、进料级温度：所以： 精馏段平均温度： 提馏段平均温度：（2）塔顶、进料级、塔釜粘度的求取表3-2：液体粘度温度()8090100110120苯（mP.s）0.3080.2790.2550.2330.215甲苯（mP.s）0.3110.2860.2640.2540.228根据平均粘度公式：，由上表3-2，查得在 下，苯（A）、甲苯（B）的平均粘度分别为：苯：、甲苯：塔顶液相平均粘度为：在下，苯（A）、甲苯（B）的平均粘度分别为：苯：、甲苯：，塔底液相平均粘度为： 在下，苯（A）、甲苯（B）的平均粘度分别为：苯：、甲苯：，进料液相平均粘度为：故：精馏段液相平均粘度为：。 提馏段液相平均粘度为：3.3.2精馏段平均效率的确定及精馏段实际板数根据奥康奈尔公式算全塔效率：，式中： 由，知精馏段平均相对挥发度。而故精馏段平均效率为：故：精馏段实际板数：3.3.3提馏段平均效率的确定及提馏段实际板数由，知提馏段平均相对挥发度。而故提馏段平均效率为：故：提馏段实际板数：3.3.4全塔效率的确定及全塔实际板数由以上数据可知：全塔实际板数共有23块（没包括再沸器），进料级在第12块板上（从上往下数）。所以全塔效率为：4.精馏段部分的相关计算4.1精馏段的工艺条件及有关物性数据的计算4.1.1平均操作压力的计算因为塔顶操作压强为常压，。取每层塔板压力为0.9kPa计算，则进料级压力：. 故精馏段平均压力为：4.1.2平均操作温度的计算塔顶温度为：，进料级温度为：故精馏段平均温度为：4.1.3平均摩尔分子量的计算对于塔顶，轻组分苯的含量：，查图3-2，得。故有： 对于加料板，由于加料板温度，查图3-3，得出加料板上组成：、故有:故精馏段平均分子量为：4.1.4液相平均表面张力的计算苯、甲苯纯物质的表面张力数据如表4-1所示：表4-1：纯组分的表面张力温度8090100110120苯，mN/m21.22018.817.516.2甲苯，Mn/m21.720.619.518.417.3液体平均表面张力的计算公式为：塔顶温度，查表4-1可得纯物质的表面张力数据：苯 、甲苯，又有。故有： 进料板温度，查表4-1可得纯物质的表面张力数据：苯 、甲苯，又有。故有：所以，精馏段的平均表面张力为：4.1.5气液平均密度的计算（一）液相平均密度的计算苯和甲苯的液相密度数据如下表4-2所示：表4-2： 组分的液相密度温度()8090100110120苯,kg/814805791778763甲苯,kg/809801791780768计算公式为：其中、为纯组分密度，、为混合物中各组分的质量分数。塔顶：塔顶温度：，第一块板的液相组成：，查表4-2得在塔顶温度下各组分的密度为：苯、甲苯。由，知第一块板上苯的质量分率为：甲苯的质量分率为。故塔顶液相平均密度为： 进料级：进料级温度：，进料板液相组成：，查表4-2得在塔顶温度下各组分的密度为：苯 、甲苯由，知进料板上苯的质量分率为：甲苯的质量分率为：。故进料级液相平均密度为： 综上，精馏段液相平均密度为：（二）气相平均密度的计算假设气相为理想气体，由理想气体状态方程，可知气相平均密度的计算式为故，精馏段气相平均密度为：4.1.6液相平均粘度的计算之前的计算已将精馏段的平均粘度值算出，精馏段液相平均粘度为：4.2精馏段塔体主要工艺尺寸的计算4.2.1塔径的计算（1）最大空塔气数和空塔气速的计算最大空塔气速的计算公式为：精馏段气液相的体积流率计算： C由式：求取，为所处物系的液体表面张力（）。由史密斯关联图（图4-1）查取。 图4-1：史密斯关联图图中横坐标为：取板间距，板上液层高度为。则：查图得：，有： 取安全系数为0.6，则空塔气速为：（2）塔径的计算根据式计算塔径。得到：按标准塔径圆整得：塔截面积：实际空塔气速为：4.2.2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：在进料上方开一人孔，其高度为0.8m，故精馏塔的有效高度为：4.3精馏段塔板主要工艺尺寸的计算 4.3.1溢流装置 由于塔径，且液体流量小于5，故采用单溢流平顶弓型降液管、凹形受液盘。对精馏段各项计算如下：（一）溢流堰长的计算 取堰上溢流强度，故满足筛板塔的堰上溢流强度要求。（二）溢流堰高度的计算 溢流堰高度计算公式为： 选用直平堰，堰上液层高度依下式计算，即：由及。查液体收缩系数图（图4-2）得。图4-2：液体收缩系数图故根据公式有下式：满足要求。取板上液层高度为：，故溢流堰高为： （取）（三）降液管宽度和截面积的计算 图4-3：弓形降液管的宽度与面积图因为，查手册得：、 ，故有：液体在降液管内停留的时间为：故降液管设计合理。（四）降液管底隙高度的计算计算公式为： 取液体通过降液管底隙的流速，则：故降液管底隙高度设计合理。4.3.2塔板布置问题（一）边缘区宽度与入口安定区高度选定 本设计取入口安定区宽度=50mm，边缘区宽度=40mm （二）开孔区面积计算 计算公式为：其中： 、故有：则（三）筛孔的计算及排列 因为物系均为无腐蚀性，可选用的钢板，取筛孔直径，筛孔正三角形排列，取孔中心距筛孔数目：每层开孔率为：每层塔板的开孔面积为：精馏段气体通过筛孔的气速为：4.4精馏段塔板的流体力学验算 4.4.1塔板压降（一）干板阻力计算 图4-4：干筛孔的流量