苯和甲苯常压连续精馏塔的设计本科毕业论文.doc

化工原理课程设计（2013届）题 目 苯和甲苯常压连续精馏塔的设计 学 院 医药化工 专 业 化学工程与工艺 班 级 2013级化学工程与工艺（2）班 学 号 1332210043 学生姓名 吕 丹 丹 指导教师 葛 昌 华 完成日期 2016年5月 目录（2013届）1一 设计任务书4一）设计题目4二）设计任务和操作条件4三）设备型式4四）厂址4五）设备工作日4六）设计内容5二 设计方案的选定5（一 ）精馏流程的确定5（二）操作压力的选择6（三）进料热状态的选择6（四）加热方式6（五）回流比的选择7（六）换热器的选择(以及泵的选择)7符号说明（精馏塔）7三 设计基础数据12四 塔的工艺计算14一） 塔的物料衡算14二） 塔板数的确定15三 ）精馏塔的工艺条件及有关物性数据的计算19（一 ）操作压力计算19四 ）塔和塔板主要工艺尺寸计算（提馏段）23（二）精馏塔有效高度的计算24（三）塔板的主要工艺尺寸计算24五 筛板的流体力学验算261 塔板压降262 液面落差273 液沫夹带274 漏液275液泛27六 塔板负荷性能图28七 板式塔的结构与附属设备33（一 ）塔体总结构33（4）塔高33（二）塔板结构34（三）精馏塔的附属结构34（4）计算平均温差35八 参考书目39九 设计心得体会39八 附录40一 设计任务书一设计题目苯和甲苯常压连续精馏塔的设计二设计任务和操作条件1原料含苯45%甲苯55%（质量分数），温度为25摄氏度2产品要求：苯99.8%，甲苯99.5%（质量分数）3年生产能力：2.9万吨原料4操作条件（1 ）操作压强：常压（2）进料热状态（3）回流比（4）加热蒸汽压力：0.2-0.4MPa（5）单板压降：/0.7KPa三设备型式各种板式塔四厂址台州五设备工作日300天六设计内容1设计方案的确定及流程的说明2塔的工艺计算3塔和塔板主要尺寸的设计4设计结果概要或设计一览表5辅助设备选型与计算6生产工艺流程图和设备工艺条件图7设计评述和有关问题分析8参考资料二 设计方案的选定（一 ）精馏流程的确定精馏装置包括精馏塔，原料预热塔，蒸馏釜（再沸器），冷凝器，釜液冷却器和产品冷却器等设备。热量自塔釜输入，物料在塔内多次部分气化与部分冷凝进行精馏分离，由冷凝器和冷却器中的冷却介质将余热带走。在此过程中，热能利用率很低，为此，在确定装置流程时应考虑余热的利用，注意节能。另外，为保持塔的操作稳定性，流程中除用泵直接将物料送入塔内外，也可采用高位槽送料以免受泵操作波动的影响。塔顶冷凝装置根据生产情况以决定采用分凝器或全凝器。为了准确地控制回流比，在石油等工业获取液相产品时往往采用全凝器。总之，确定流程时要较全面，合理地兼顾设备，操作费用，操作控制及安全等诸多因素。（二）操作压力的选择本次精馏操作在常压下进行（操作压强取决于冷凝温度。一般除热敏性物料外，凡能通过常压蒸馏不难实现分离要求，并能用江河水或循环水将馏出物冷凝下来的系统，都采用常压蒸馏。）（三）进料热状态的选择进料热状态-进料热状态参数q表达，即：q=使每摩尔进料变成饱和蒸汽所需热量/每摩尔进料的气化潜热进料状态与塔板数，塔径，回流比及塔的热负荷都有关。进料状态有五种，即q1.0时，为低于泡点温度的冷液进料；q=1.0为泡点下的饱和液体；q=0为露点下的饱和蒸气1q0为介于泡点与露点间的气液混合物；q0为高于露点的过热蒸汽进料。为使塔的操作稳定，免受季节气温的影响，精馏段，提馏段采用相同塔径以便于制造，则采用饱和液体（泡点）进料，但需要增设原料预热器。本方案采用泡点进料即q=1.0。（四）加热方式蒸馏大多采用间接蒸汽加热，设置再沸器（五）回流比的选择 选择回流比，主要从经济观点出发，力求使设备费和操作费用之和最低。一般经验值为（1.12.0）Rmin。（六）换热器的选择(以及泵的选择) 在换热器的选型中，宜选用列管式换热器，列管式换热器的型式又主要依据换热器管程与壳程流体的温度差来确定，流体流动空间的选择主要从传热效果，设备结构，清洗方便三方面考虑，各接管尺寸应标准化，高位槽和泵也应根据化工原理或化工手册进行选型与设计，加热蒸汽及冷却剂用量及其传热面积通过热量衡算和传热计算求解。符号说明（精馏塔）Aa-塔板开孔面积，m2 Af-降液管面积，m2 Ao-筛孔面积，m2At-塔截面积，m2C-负荷系数，量纲为1Co-流量系数，量纲为1D-塔顶流出液流量，Kmol/hD-塔径，mDo-筛孔直径，mmE-液流收缩系数，量纲为1ET-全板效率，量纲为1ev-液沫夹带量，kg（液）（气）F-进料流量，Kmol/hFa-气相动能因数，m/s(kg/m3)1/2g-重力加速度，m/s2H-塔高，mhT-板间距，mhc-与干板压降相当的液柱高度，mhd-与液体流经降液管的压降相当的液柱高度，mht-与气流穿过板上液层的压降相当的液柱高度，mhf-板上鼓泡层高度，mhl-进口堰与降液管间的水平距离，mhL-板上层液高度，mho-降液管底隙高度，mhow-堰上层液高度，mhp-与单板压降相当的液柱高度，mhw-溢流堰高度，m K-筛板的稳定系数，量纲为1h-与克服液体表面张力的压降相当的液柱高度，mL-塔内下降液体的流量，Kmol/hLh-液体流量，m3/hLs-塔内下降液体的流量，m3/hlw-溢流堰长度，mN-塔板数Np-实际塔板数NT-理论塔板数n-筛孔数P-操作压强，KPap-压强降，KPaq-进料热状态参数R-回流比，mr-开孔区半径，mt-筛孔中心距，mu-空塔气速，m/sua-按开孔区流通面积计算的气速，m/su0-筛孔气速，m/su0-降液管底隙处液体流速，m/sV-塔内上升蒸汽量，Kmol/hVs-塔内上升蒸汽流量，m/sW-塔底产品流量，Kmol/hWc-有效区宽度，mWd-弓形降液管宽度，mx-液相中易挥发组分的摩尔分数y-气相中易挥发组分的摩尔分数Z-塔的有效高度，m-干板筛孔流量系数修正系数，量纲为1-筛板厚度，m0-板上液层充气系数，量纲为1-开孔率-粘度，mPa*sL-液相密度，kg/m3V-气相密度，kg/m3-液相表面张力，mN/m-停留时间，s-液体密度校正系数i-组分序号m-平均n-塔板数符号说明（换热器）A-流通面积-厚度，mCp-定压比热容kJ/（kgC）d-管径，mf-摩擦系数，温差校正系数D-换热器壳径，mg-重力加速度，m/s2h-挡板间距k-总传热系数L-长度，mN-程数m-冷凝负荷，kg/cm sNu-努赛尔特准数P-压力，Pa,因数Pr-普兰特准数q-热通量，W/m2F-系数Q-传热速率，Wr-半径，m;气化热，kJ/kgR-热阻，m2C/w,因数Re-雷诺准数S-传热面积，m2t-冷流体温度，CT-热流体温度，Cu-流速，m/sW-质量流量，kg/sc-冷流体e-当量h-热流体i-管内m-平均o-管外S-污垢，饱和W-壁面t-温度差三 设计基础数据1苯和甲苯的物理性质项目分子式分子量m沸点C临界温度C临界压强kPa苯AC6H678.1180.1288.56833.4甲苯BC7H892.13110.6318.574107.72 常压下苯-甲苯的气液平衡数据温度C液相中苯的摩尔分率x气相中苯的摩尔分率y温度C液相中苯的摩尔分率x气相中苯的摩尔分率y110.560.000.0090.1155.0075.5109.911.002.5080.8060.0079.1108.793.907.1187.6360.0079.1107.615.0011.286.5270.0085.7105.0510.0020.885.4475.0088.5102.7915.0029.484.4080.0091.2100.7520.0037.283.3385.0093.698.8425.0044.282.2590.0095.997.1330.0050.781.1195.0098.095.5835.0056.680.6697.0098.894.0940.0061.980.2199.0099.6192.6945.0066.780.01100.00100.0091.4050.0071.33 饱和蒸气压P,苯，甲苯的饱和蒸气压可由Autoine方程计算，即logP=A-(B/(t+C)t-物系温度 C P-饱和蒸气压，kPa A,B,C为Autoine常数组分ABC苯60231206.35220.24甲苯6.0781343.94219.584 苯与甲苯的密度温度C8090100110120苯kg/m3815803.9792.5780.3768.9甲苯kg/m3810800.2790.3780.3770.05 表面张力温度C8090100110120苯/mN/m21.720.0618.8517.6616.49甲苯/mN/m21.6920.5919.9418.4117.316 液体粘度温度C8090100110120u苯/mPa.s0.3080.2790.2550.2330.215U甲苯mpa.s0.3110.2860.2640.2540.2287 液体气化热温度C8090100110120苯kJ/kg394.1386.9379.3371.5363.2甲苯kJ/kg379.9373.8367.6361.2354.6四 塔的工艺计算一 塔的物料衡算1 原料液及塔顶，塔底产品的摩尔分率XF=(0.45/78.11)/(0.45/78.11+0.55/92.13)=0.491XD=（0.998/78.11）/(0.998/78.11+0.002/92.13)=0.998XW=(0.005/78.11)/(0.005/78.11+0.995/92.13)=0.00592 原料液及塔顶，塔底产品的平均摩尔质量MF=0.491*78.11+(1-0.491)*92.13=85.25kg/kmolMD=0.998*78.11+(1-0.998)*92.13=78.14 kg/kmolMW=0.0059*78.11+（1-0.0059）*92.13=92.05 kg/kmol3 物料衡算原料处理量 F=2.9*107/(300*24*85.25)=47.25 kg/h总物料衡算 F=D+W苯物料衡算 FXF=DXD+WXW联立上式，代入数据得D=23.10 W=24.15D=D*MD1805.03，WWMW2223.01二 塔板数的确定（一 ）理论塔板数的确定 采用逐板计算法1 相对挥发度的求取塔顶，根据苯-甲苯的气液平衡数据差量法求得塔顶的温度TD=80.05C 由Autoine方程lgPA=6.023-1206.35/(t+220.24) (苯)lgPB=6.078-1343.94/(t+219.58) (甲苯)求得PA=101.32kpa PB=39.17kpa 顶=PA/ PB=2.586同理，求得塔底温度为110.23C 由Autoine方程求得PA=237.14kpaPB=101.16kpa 则底=2.34 由于塔顶塔底相对挥发度相差不太大，则=（顶底）=2.460或顶底/2=2.4632 最小回流比的求取因为是泡点进料，所以q=1,Xe=XF=0.491Ye=XF/(1+(-1)Xe)=2.46*0.491/(1+1.46*0.491)=0.7035Rmin=(XD-Ye)/(Ye-Xe)=(0.998-0.7035)/(0.7035-0.491)=1.386取R=2 Rmin=2.7723 精馏塔的气液相负荷L=RD=2.772*23.10=64.03kmol/hV=(R+1)D=3.772*23.10=87.13kmol/hL=L+F=64.03+47.25=111.28kmol/hV=V=87.13kmol/h4 逐板法求理论塔板数相平衡方程yn=Xn/(1+(-1)Xn) Xn=yn/(-(-1)yn)精馏段操作线方程为yn+1=LXn/V+DXD/V=64.03Xn/87.13+23.10*0.998/87.13=0.735Xn+0.2646提馏段操作线方程为yn+1=LXn/V-WXw/V=111.28Xn/87.13-24.15*0.0059/87.13=1.277 Xn-0.001635已知q=1,Xq=XF=0.491第一块板上升的蒸汽y1=XD=0.998第一块板下降的液相组成由相平衡方程求取X1=y1/(2.46-1.46y1)=0.998/1.003=0.995y2=0.735X1+0.2646=0.9960X2=y2/(2.46-1.46y2)=0.9902y3=0.735X2+0.2646=0.9924X3=y3/(2.46-1.46y3)=0.9815y4=0.735X3+0.2646=0.986X4=y4/(2.46-1.46y4)=0.9662y5=0.735X4+0.2646=0.9747X5=y5/(2.46-1.46y5)=0.9400y6=0.735X5+0.2646=0.9555X6=y6/(2.46-1.46y6)=0.8972y7=0.735X6+0.2646=0.924X7=y7/(2.46-1.46y7)=0.8317y8=0.735X7+0.2646=0.8759X8=y8/(2.46-1.46y8)=0.7415y9=0.735X8+0.2646=0.8096X9=y9/(2.46-1.46y9)=0.6335y10=0.735X9+0.2646=0.7302X10=y10/(2.46-1.46y10)=0.5238y11=0.735X10+0.2646=0.649X11=y11/(2.46-1.46y11)=0.429XF=0.491因为X11Xq,第12块板上升的气相组成由提馏段操作方程计算y12=1.277X11-0.001635=0.5462X12=y12/(2.46-1.46y12)=0.3285y13=1.277X12-0.001635=0.4178X13=y13/(2.46-1.46y13)=0.2258y14=1.277X13-0.001635=0.2867X14=y14/(2.46-1.46y14)=0.1404y15=1.277X14-0.001635=0.1776X15=y15/(2.46-1.46y15)=0.0807y16=1.277X15-0.001635=0.1014X16=y16/(2.46-1.46y16)=0.0438Y17=1.277X16-0.001635=0.0543X17=y17/(2.46-1.46y17)=0.0228y18=1.277X17-0.001635=0.02748X18=y18/(2.46-1.46y18)=0.01135y19=1.277X18-0.001635=0.01286X19=y19/(2.46-1.46y19)=0.0052685s故降液管设计合理（4）降液管底隙高度hho=Lh/(3600lW*D) 取uD=0.08m/s则ho=0.002*3600/(3600*0.66*0.08)=0.03788hw-ho=0.051-0.03788=0.013120.006m故降液管底隙高度设计合理选用凹形受液盘深度hW=0.05m塔板布置（1 ）塔板的分块因D=800mm,故塔板采用分块式，查塔板分块数表得塔板分为3块（2）边缘宽度确定取WS=WS=0.065m,Wc=0.035m(3)开孔面积计算开孔面积Aa按式Aa=2（x（r2-x2）1/2+r2sin-1(x/r)/180其中x=D/2-(Wd+Ws)=0.5-(0.124+0.065)=0.311mr=D/2-Wc=0.5-0.035=0.465m故Aa=20.311(0.4652-0.3112)1/2+*0.4652sin-1(0.311/0.465)/180=0.532m2(4)筛孔计算及其排列本设计所处理的物系无腐蚀性，可选用=3mm碳钢板，取筛孔直径do=4mm。筛孔按正三角形排列，取孔中心距为t=3do=12mm筛孔数目为n=1.155Aa/t2=4267个开孔率=0.907*（0.004/0.012）2=0.1008气体通过阀孔的气速为u0=Vs/Ao=0.5998/(0.1008*0.532)=11.18m/s五 筛板的流体力学验算提馏段：1 塔板压降（1 ）干板阻力hc计算干板阻力hc由式hc=0.051(uo/co)2(V/L)计算由do/=4/3=1.33,查干筛孔的流量系数图得Co=0.78故hc=0.051*（11.18/0.78）2（3.53/789.91）=0.0468m(2)气体通过液层的压降相当的液注高度hl的计算hl=hL ua=VS/(AT-Af)=0.5998/(0.785-0.0567)=0.823m/sFu= ua（V）1/2=0.823*3.531/2=1.546查图可知 =0.58 h1=0.58*0.06=0.0348m(3)液体表面张力的阻力h计算h=4/(Lgdo)=4*(19.31*10-3)/(789.91*9.81*0.004)=0.00249m故 hP=0.0468+0.0348+0.00249=0.0841m单板压降 PP= hPLg=0.0841*789.91*9.81=651.69Pa0.7kPa(设计允许值)2 液面落差：对于筛板塔，液面落差很小，且本设计的塔径和液流量均不大，故可忽略液面落差的影响。3 液沫夹带 ev=5.7*10-6/L*(ua/(HT-hf)3.2hf=2.5hL=0.15m,故ev=5.7*10-6/0.01931*（0.823/（0.4-0.15）3.2=0.0134kg液/kg气u0,min稳定系数为K=uo/ u0,min=11.18/5.362=2.0851.5 故在本设计中无明显漏液。5液泛为防止塔内发生液泛，降液管内液层高Hd应服从式Hd=(HT+hW)苯-甲苯物系属一般物系，取=0.5，则(HT+hW)=0.5*（0.4+0.051）=0.2255m而Hd=hp+hL+hd 板上不设进口堰，hd=0.153Lh/( lw*ho)2=0.153*0.082=0.001m液注Hd=0.08+0.06+0.001=0.141液注Hd=(HT+hW)，故在本设计中不会发生液泛现象六 塔板负荷性能图（1 ）漏液线由u0,min=4.4co(0.0056+0.13hL-h)L/V1/2u0,min=VS,min/Ao hL=hW+hOW hOW=2.84/1000E(Lh/lW)2/3得VS,min=4.4coAo0.0056+0.13hW+2.84E/1000(Lh/lW)2/3- hL/V1/2=4.4*0.78*0.05360.0056+0.130.051+2.84/1000(3600LS/0.66)2/3- 0.00249789.91/3.531/2=0.184（2.179+25.51 LS2/3）在操作范围内，任取几个LS值，依上式计算出VS值，计算结果列于下表。LS/m3/s0.00030.00060.00150.0030.00450.005VS/m3/s0.4220.4340.4620.4980.5290.538由上表数据即可作出漏液线（ 1）（2）液沫夹带线以eV=0.1kg液/kg气为限，求VS-LS关系如下：eV=5.7*10-6/Lua/(HT-hf)3.2ua=VS/(AT-Af)= VS/(0.785-0.0567)=1.373 VShf=2.5hL=2.5*(hW+hOW)hW=0.051