甲苯分离塔工艺设计.doc

银川能源学院化工原理课程设计说明书成绩 银川能源学院化工原理课程设计 题目：甲苯分离塔工艺设计 学生姓名 X X X 学 号 XXXXXXXXXX 指导教师 X X X 院 系 XXXXXXXX 专业班级 XXXXXXXXXXXXXXXXXXX 设计时间 XXXXXXXXXXXXXXXXXXXXX 化学工程教研室制摘要化工生产常需进行二元液相混合物的分离以达到提纯或回收有用组分的目的，精馏是利用液体混合物中各组分挥发度的不同并借助于多次部分汽化和多次部分冷凝达到轻重组分分离目的的方法。精馏操作在化工，石油化工，轻工等工业生产中占有重要地位。为此，掌握气液相平衡关系，熟悉各种塔型的操作特性，对选择，设计和分析分离过程中的各种参数是非常重要的。塔设备是化工，炼油生产中最重要的设备类型之一，本次设计的浮阀塔是化工生产中主要的气液传质设备。此设计针对二元物系的精馏问题进行分析，选取，计算，核算，绘图等，是较完整的精馏设计过程，该设备方法被工程技术人员广泛的应用。本设计书对苯和甲苯的分离设备-浮阀精馏塔做了较详细的描述，主要包括：工艺计算，辅助设备计算，塔设备等的附图。关键词：甲苯，乙苯；精馏塔；物料衡算；设备计算 ；设备图；AbstractChemical production often require separation of binary liquid mixture in order to achieve the purpose of purification and recovery of useful components, distillation is the use of liquid mixture volatility of each component in different with many partial vaporization and much partial condensation, achieve the goal of heavy component separation method. Distillation operation in chemical industry, petroleum chemical industry, light industry and other industrial production in occupies an important position. Therefore, master gas-liquid balance relationship, familiar with all kinds of tower operation characteristics, the selection, design and analysis of the various parameters is very important in the process of separation.Tower equipment is chemical, oil refining production in one of the most important types of devices, the design of the float valve tower is the main gas liquid mass transfer in chemical production equipment. For the design problem of the binary system of distillation were analyzed, and the selection, calculation, calculation, drawing, etc., is a complete distillation design process, the equipment method are widely the application of engineering and technical personnel.This concept of benzene and toluene - float valve distillation separation equipment were described in detail, mainly including: process calculation, auxiliary equipment, the appended drawings of tower equipment, etc目 录一.设计任务书11.1设计题目：11.2设计原始数据:11.3设计要求：11.4设计时间：1二.精馏塔的设计22.1精馏塔的物料衡算22.1.1原料液及塔顶、塔底产品的摩尔分率22.1.2物料衡算22.2塔板数的确定22.2.2相对挥发度22.2.3求操作线方程32.2.3图解法求理论板层数52.2.4实际塔板数Np的求取5 2.3塔的操作工艺条件及相关物性数据的计算62.3.1操作温度计算72.3.2塔顶平均摩尔质量计算72.3.3平均密度计算82.3.4液体平均表面张力计算92.3.5液体平均粘度计算102.4精馏塔的气、液相负荷计算112.4.1精馏段气、液相负荷计算112.4.2提馏段气、液相负荷计算112.5精馏塔的塔体工艺尺寸计算112.5.1塔径的计算112.6塔板主要工艺尺寸的计算132.6.2塔板布置142.7 塔板的流体力学验算152.7.2淹塔152.7.3 雾沫夹带162.8塔板负荷性能图172.8.1精馏段塔板负荷性能图17三.精馏塔的设计计算结果汇总一览表22四.塔总体高度计算234.1.塔顶封头234.2.塔顶空间：23五.进料板处板间距245.1裙座245.2直管进料245.3塔底出料管245.4 塔顶蒸汽出料管245.5 塔底蒸汽进气管25六.塔的附属设备设计266.1.冷凝器的选择266.2.再沸器的选择26七.设计心得体会27八.致谢28九.参考文献29 33 一.设计任务书1.1设计题目： 板式浮阀塔的设计 1.2设计原始数据:处理量： 28603.7136 （吨/年）。进料组成：苯、甲苯、乙苯的混合溶液，含甲苯的质量分数为22.94%,含苯的质量分数为0.17%，含乙苯的质量分数为76.89%。操作条件1. 釜操作温度：1602. 精馏塔塔顶压强:800mmHg3. 料状态：泡点进料4. 离要求：塔顶甲苯的回收率为99.67%,塔釜乙苯的回收率为99.93%5. 年开工时间：24小时，300天。1.3设计要求： 为使学生独立完成课程设计，每组12名学生，每组学生的原始数据均不.同，理化性质可通过化工设计手册差得。请同学们认真根据自己的原始数据及设计任务进行设计，严禁雷同和抄袭。1.4设计时间：2016年12月5日2016年12月16日设计学生： 指导老师： 二.精馏塔的设计2.1精馏塔的物料衡算 2.1.1原料液及塔顶、塔底产品的摩尔分率 乙苯的相对分子质量MA=106.16kg/kmol甲苯的相对分子质量MB=134.22kg/kmol苯的相对分子质量MB=78kg/kmol 2.1.2物料衡算 对于甲苯-乙苯双组分的连续精馏塔，根据总物料衡算及甲苯的物料衡算可求得馏出液流率D及残液流率W。 进料流量： 联立解得 2.2塔板数的确定 2.2.1 操作回流比：最小回流比 = =3.65操作回流比 2.2.2相对挥发度=2.107=2.09=2.07=2.06=2.025=2.01 =2.062.2.3求操作线方程 精馏段操作线方程 提馏段操作线方程为 4.38 =平衡关系： 精馏段操作线方程用相平衡方程提馏段操作线方程用相平衡方程=0.9960=0.1445=0.9921=0.1217=0.993=0.9856=0.1004=0.9877=0.9740=0.0813=0.9783=0.9553=0.0647=0.9631=0.8267=0.0507=0.9398=0.8833=0.0392=0.8213=0.0300=0.739=0.0227=0.641=0.0170=0.539=0.0126=0.448=0.0093=0.372=0.0067=0.316=0.0048=0.278=0.0033=0.2537=0.0022=0.2370=0.0014=0.2177=0.00082=0.1910=0.00045s 降液管可用提馏段：2=Af1HTLS1=0.070650.4500.0016=0.03180.0016=19.87 s5s 降液管可用故降液管设计合理。 、降液管底隙高度ho1 取降液管底隙的流速则 =0.00130.70.1=0.018 m 提馏段溢流装置计算 因塔径D1m，可选用凸型液盘（选用单溢流弓形降液管平直堰）。 、堰长： 取 、溢流堰高度hw2 根据液流收缩系数图可查得液流收缩系数E2=1，对于平直堰，堰上液层高度hOW2由Francis经验公式计算： 0.00284136001.310-30.723=0.002843.5489 =0.0100m 0.05-0.010=0.04 m 、形降液管宽度Wd2和截面积Af2 因=，塔径D相同故Wd2=Wd1=0.11 m，Af2=Af1=0.07065 m2 液体在降液管中停留时间： =0.070650.450.0016=19.87 s5 s 故降液管设计合理。 、降液管底隙高度ho2 取降液管底隙的流速 0.00160.70.1=0.022 m 2.6.2塔板布置 精馏段塔板布置 、塔板的分块 因D1800mm，故塔板采用分块式。塔板分为3块。表6塔板分块数与塔径的关系塔径D/mm8001200140016001800200022002400塔板分块数 3 4 5 6 、破沫区(安定区)宽度、无效边缘区确定 ： 取破沫区宽度：=0.1 m ；取无效边缘区：Wc1=0.06 m。 、开孔区面积计算： 开孔区面积Aa按 其中x1=D/2-(Wd1Ws1 )= 0.5-(0.11+0.10)=0.29 m R1 = D/2-Wc1 =0.5-0.06=0.44 m Aa1=20.290.442-0.292+3.141800.442arcsin0.290.44 =20.0954+0.0023=0.1954 m2 开孔率为： （开孔率一般在515%之间,满足要求） 提馏段塔板布置 、塔板的分块 因D2800mm，故塔板采用分块式。塔板分为3块。 2.7 塔板的流体力学验算 2.7.1塔板压降 精馏段的塔板压降 取阀动能因子 F0=12 u01=F0V1=121.87=6.41 m/s u02=F0V2=121.89=6.34 m/s干板阻力hc1:hC1=5.34V1u0122L1g=5.343.596.41229.8754.15=5.340.0099=0.052m 板上充气液层阻力取 液体表面张力所造成的阻力hp1=hc2+hL2=0.025+0.052=0.0545 mPp1=hp1L1g=0.0545754.159.8=402.79 Pa 板上充气液层阻力取 液体表面张力所造成的阻力 0.0512+0.025=0.0762 m 0.0762761.659.8=568.76 Pa2.7.2淹塔为了防止淹塔现象的发生，要求控制降液管中的清液层高度 (1)精馏段 单层气体通过塔板的压降相当的液柱hp1=0.0545m 液体通过塔板的压降相当的液柱高度hd1=0.153Ls1lwho2=0.1530.00130.70.0182=0.0016m .板上液层高度 则 Hd1=0.0016+0.0545=0.0561 m 取，已选定则 hw1+HT=0.50.45+0.039=0.2445 m 因为Hd1=0.0561(hw+HT) 所以符合防止淹塔要求。 (2)提馏段 单层气体通过塔板的压降相当的液柱hp2=0.0762m 液体通过塔板的压降相当的液柱高度 (0.00160.040.7)2=0.00048m.板上液层高度 则 Hd2=0.05+0.0048+0.00545=0.1049m 取 已选定，hw2=0.04m 则 hW2+HT=0.50.49=0.245m 因为Hd2=0.0048(hw2+hT) 所以符合防止淹塔的要求2.7.3 雾沫夹带 (1) 精馏段 泛点率板上液体流经的长度 ：板上液流面积： 取物性系数k=1.0，泛点负荷系数 泛点率=0.373.53754.15-3.53+1.360.00130.781.00.1030.6437100% =0.0253+0.00130.0663=0.02660.0663100%=40.12% 对于大塔，为了避免过量雾沫夹带，应控制泛点率不超过80%，由以上计算可知，雾沫夹带能够满足kg液/kg气要求。提馏段取物性系数，泛点负荷系数K=1.5 ,泛点率=0.3733.59761.65-3.59+1.360.00160.00161.00.1030.6437100% =0.0255+0.00160.0663=0.4087100%=40.87%对于大塔，为了避免过量雾沫夹带，应控制泛点率不超过80%，由以上计算可知，雾沫夹带能够满足kg液/kg 气要求2.8塔板负荷性能图2.8.1精馏段塔板负荷性能图(1)雾沫夹带泛点率 据此式可作出负荷性能图中的雾沫夹带线。按泛点率80%计算.精馏段泛点率=0.8VSN3.39754.15-3.53+1.361.360.78LS11.00.1030.6437 VS1=7.743-23.474LS1.提馏段 泛点率=0.8VSN3.59761.65-3.59+1.360.78LS11.00.1030.6437 VS2=7.743-23.494LS1由上式知雾沫夹带线为直线，则在操作范围内任取两个LS值，可算出VS 表7雾沫夹带线计算结果 精馏段 提馏段0.0021.180.0021.13 0.011.050.011.01液泛线 Hp1=hc1+hl1+h1=0.606+0.5234+0.0234+0.0016 h1=0.0016m整理得： 在操作范围内，任取几个值，依上式算出对应的值列于下表：5.70420.167734.631749.095770.651.29