化工原理课程设计方案苯甲苯.docx
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化工原理课程设计方案苯甲苯
SOUTHWESTPETROLEUMUNIVERSITY
化工原理课程设计
苯-甲苯连续精馏筛板塔的设计
专业年级:
08级化学工程与工艺
姓名:
孙可<0804040118)
扌旨导老师:
—陈明燕
2018年7月
1序言3
2板式精馏塔设计任务书五4
3设计计算5
1.1设计方案的选定及基础数据的搜集5
1.2精馏塔的物料衡算7
1.3精馏塔的工艺条件及有关物性数据的计算12
1.4精馏塔的塔体工艺尺寸计算16
1.5塔板主要工艺尺寸的计算18
1.6筛板的流体力学验算20
1.7塔板负荷性能图23
4设计结果一览表29
5板式塔得结构与附属设备30
5.1附件的计算30
5.1.1接管30
5.1.2冷凝器32
5.1.3再沸器32
5.2板式塔结构33
六参考书目3..5.
七设计心得体会35
八附录36
―
一序言
化工原理课程设计是综合运用《化工原理》课程和有关先修课程<《物理化
学》,《化工制图》等)所学知识,完成一个单元设备设计为主的一次性实践教案,是理论联系实际的桥梁,在整个教案中起着培养学生能力的重要作用。
通过课程设计,要求更加熟悉工程设计的基本内容,掌握化工单元操作设计的主要程序及方法,锻炼和提高学生综合运用理论知识和技能的能力,问题分析能力,思考问题能力,计算能力等。
精馏是分离液体混合物<含可液化的气体混合物)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应用。
精馏过程在能量剂驱动下<有时
加质量剂),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的挥发度的不同,使易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,实现原料混合液中各组分的分离。
根据生产上的不同要求,精馏操作可以是连续的或间歇的,有些特殊的物系还可采用衡沸精馏或萃取精馏等特殊方法进行分离。
本设计的题目是苯-甲苯连续精馏筛板塔的设计,即需设计一个精馏塔用来分离易挥发的苯和不易挥发的甲苯,采用连续操作方式,需设计一板式塔将其分离。
二板式精馏塔设计任务书五
一、设计题目苯-甲苯连续精馏筛板塔的设计。
二、设计任务
(1>原料液中苯含量:
质量分率=75%(质量〉,其余为甲苯。
(2>塔顶产品中苯含量不得低于98%(质量>。
(3>残液中苯含量不得高于
8.5%(质量>。
(4>生产能力:
90000t/y
苯产品,年开工
310天。
三、操作条件
(1>精馏塔顶压强:
4.0kPa(表压>
(2>
进料热状态:
自选
(3>回流比:
自选。
(4>
单板压降压:
〉0.7kPa
四、设计内容及要求
(1>设计方案的确定及流程说明
(2>塔的工艺计算
(3>塔和塔板主要工艺尺寸的设计塔高、塔径以及塔板结构尺寸的确定;塔板的流体力学验算;塔板的负荷性能图。
(4>编制设计结果概要或设计一览表
(5>辅助设备选型与计算
(6>绘制塔设备结构图:
采用绘图纸徒手绘制五、时间及地点安排
(1>时间:
2018620〜2018.7.3(第18周〜第19周>
(2>地点:
明德楼A318<1)教室
六、参考书目
[1]谭天恩?
化工原理(第二版>下册?
北京:
化学工业出版社,1998
[2]何潮洪,冯霄?
化工原理?
北京:
科学出版社,2001
[3]柴诚敬,刘国维?
化工原理课程设计?
天津:
天津科学技术出版社,1994
[4]贾绍义,柴敬诚?
化工原理课程设计?
天津:
天津大学出版社,2002
三设计计算
1.1设计方案的选定及基础数据的搜集
本设计任务为分离苯一甲苯混合物。
由于对物料没有特殊的要求,可以在常压下操作。
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人精馏塔内。
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1.8倍。
塔底设置再沸器采用间接蒸汽加热,塔底产品经冷却后送至储罐。
其中由于蒸馏过程的原理是多次进行部分汽化和冷凝,热效率比较低,但塔顶冷凝器放出的热量很多,但其能量品位较低,不能直接用于塔釜的热源,在本次设计中设计把其热量作为低温热源产生低压蒸汽作为原料预热器的热源之
一,充分利用了能量。
塔板的类型为筛板塔精馏,筛板塔塔板上开有许多均布的筛孔,孔径一般
为3〜8mm筛孔在塔板上作正三角形排列。
筛板塔也是传质过程常用的塔设备,它的主要优点有:
(1>结构比浮阀塔更简单,易于加工,造价约为泡罩塔的60%,为浮阀塔的
80%左右。
(2>处理能力大,比同塔径的泡罩塔可增加10〜15%。
(3>塔板效率咼,比泡罩塔咼15%左右。
(4>压降较低,每板压力比泡罩塔约低30%左右。
筛板塔的缺点是:
(1>塔板安装的水平度要求较咼,否则气液接触不匀。
(2>操作弹性较小(约2〜3>。
(3>小孔筛板容易堵塞。
下图是板式塔的简略图:
―塔顶产品
(或冷凝为谓出液)
冷凝水
回涼蜒
■}a
L,m
迥7
t冷凝水
—塔底产品[或残液)
板式精谓塔
表1苯和甲苯的物理性质
工程
分子式
分子量M
沸点 临界温度 tc 临界压强 Pc 苯A C6Ho 78.11 80.1 288.5 6833.4 甲苯B C6H5—CH 92.13 110.6 318.57 4107.7 表2苯和甲苯的饱和蒸汽压 温度回 80.1 85 90 95 100 105 110.6 3,kPa 101.33 116.9 135.5 155.7 179.2 204.2 240.0 kPa 40.0 46.0 54.0 63.3 74.3 86.0 表3常温下苯一甲苯气液平衡数据<[2]: 例1—1附表2) 温度凶 80.1 85 90 95 100 105 液相中苯的摩尔分率 1.000 0.780 0.581 0.412 0.258 0.130 汽相中苯的摩尔分率 1.000 0.900 0.777 0.630 0.456 0.262 表4纯组分的表面张力([1]: I附录图7> 温度 80 90 100 110 120 苯,mN/m 21.2 20 18.8 17.5 16.2 甲苯,Mn/m 21.7 20.6 19.5 18.4 17.3 表5组分的液相密度([1]: |二附录图8> 温度(C> 80 90 100 110 120 苯,kg/凶 814 805 791 778 763 甲苯,kg/到 809 801 791 780 768 表6液体粘度卩<[1]: |) 温度(C> 80 90 100 110 120 苯 0.308 0.279 0.255 0.233 0.215 甲苯 0.311 0.286 0.264 0.254 0.228 表7常压下苯——甲苯的气液平衡数据 温度tc 液相中苯的摩尔分率 x 气相中苯的摩尔分率 y 110.56 0.00 0.00 109.91 1.00 2.50 108.79 3.00 7.11 107.61 5.00 11.2 105.05 10.0 20.8 102.79 15.0 29.4 100.75 20.0 37.2 98.84 25.0 44.2 97.13 30.0 50.7 95.58 35.0 56.6 94.09 40.0 61.9 92.69 45.0 66.7 91.40 50.0 71.3 90.11 55.0 75.5 80.80 60.0 79.1 87.63 65.0 82.5 86.52 70.0 85.7 85.44 75.0 88.5 84.40 80.0 91.2 83.33 85.0 93.6 82.25 90.0 95.9 81.11 95.0 98.0 80.66 97.0 98.8 80.21 99.0 99.61 80.01 100.0 100.0 1.2精馏塔的物料衡算 (1>原料 苯的 液及塔顶、塔底产品的摩尔分率 摩 尔质量 ^=78JUg/W ■L J 甲苯的摩尔质量 _-__1 底产品 平均摩尔质 <3 原料处理量 联立解得 式中f——原料液流量 D——塔顶产品量 W------塔底产品量 NT 3塔板数的确定<1) ①求最小回流采用恩特伍德方程求最小回流比。 苯一甲苯属理想物系,可采逐板计算求理论板层数。 比及操 解得,最小回流比 取操作回流比为 ②求精馏塔 (泡点进料: q=1> ③求操作线方程 精馏段操作线方程为 提馏段操作线方程为 <2)逐板法求理论板 相平衡方程 可解得 =2.47 变形得 用精馏段操作线和相平衡方程进行逐板计算 =0.983 [ 因为, 故精馏段理论板n=5,用提留段操作线和相平衡方程继续逐板计算 因为, 所以提留段理论板n=5<不包括塔釜) (3)全塔效率的计算 查温度组成图得到,塔顶温度TD=80.94C,塔釜温度TW=10&,全塔平均温度 Tm=92.97°C。 分别查得苯、甲苯在平均温度下的粘度 平均粘度由公式,得 全塔效率Et (4)求实际板数 精馏段实际板层数 提馏段实际板层数 进料板在第11块板。 1.3精馏塔的工艺条件及有关物性数据的计算 V1)操作压力计算 塔顶操作压力P=4+101.3kPa 每层塔板压降△P=0.7kPa 进料板压力也=105.3+0.7X10=112.2kPa 塔底操作压力=119.3kPa 精馏段平均压力Pm1=<105.3+112.3)/2=108.8kPa 提馏段平均压力Pm2=<112.3+119.3)/2=115.8kPa <2)操作温度计算 依据操作压力,由泡点方程通过试差法计算出泡点温度,其中苯、甲苯的饱和蒸气压由 安托尼方程计算,计算过程略。 计算结果如下: 塔顶温度■C 进料板温度=85.53C 塔底温度=105.0°C 精馏段平均温度=<80.9.+85.53)/2=83.24C 提馏段平均温度=<85.53+105.0)/2=95.27C<3)平均摩尔质量计算 塔顶平均摩尔质量计算 由xD=y仁0.957,代入相平衡方程得x1=0.959 进料板平均摩尔质量计算 由上面理论板的算法,得」=0.877,也=0.742 塔底平均摩尔质量计算 由xw=0.077,由相平衡方程,得yw=0.171 精馏段平均摩尔质量 提馏段平均摩尔质量 (4)平均密度计算 ①气相平均密度计算 由理想气体状态方程计算,精馏段的平均气相密度即 提馏段的平均气相密度 ②液相平均密度计算 液相平均密度依下式计算,即 + 塔顶液相平均密度的计算由tD=80.94C,查手册得 塔顶液相的质量分率 进料板液相平均密度的计算由tF=85.53C,查手册得 进料板液相的质量分率 塔底液相平均密度的计算由tw^105.0C,查手册得 塔底液相的质量分率 提馏段液相平均密度为 (5>液体平均表面张力计算液相平均表面张力依下式计算,即 塔•顶液相平均表面张力的计算由td=80.94C,查手册得 进料板液相平均表面张力的计算由tF=85.53C,查手册得 塔 底 液 相平均 表面 张力 的 计 算算 由 tW =105.0 C, 查 手 册 得 精馏段液相平均表面张力为 提馏段液相平均表面张力为 (6>液体平均粘度计算 液 相 平均 粘度 依 下: 式计 算 即 11 Lm= xi i 塔 顶 液 相平 均 粘 度 的 计 算算 由 tD= 80.94 查 手 册 得 ■= V■ 进 料 板液 相 平均 粘 度 的 计 算算 由 tF = 85.53 查 手 册 得 [= V1 塔 底 液 相平 均 粘 度 的 计 算算 由 tw = 105.0 查 手 册 得 精馏段液相平均粘度为 提馏段液相平均粘度为 <7)气液负荷计算 精馏段: EKI 提馏段: 1.4精馏塔的塔体工艺尺寸计算 (1>塔径的计算 塔板间距HT的选定很重要,它与塔高、塔径、物系性质、分离效率、塔的操作弹性,以及塔的安装、检修等都有关。 可参照下表所示经验关系选取。 表7板间距与塔径关系 塔径DT,m 0.3〜0.5 0.5〜0.8 0.8〜1.6 1.6〜2.4 2.4〜4.0 板间距 200〜300 250〜350 300〜450 350〜600 400〜600 HT,mm 对精馏段: 初选板间距 1—1 取板上液层咼度 故 7 查史密斯关联图得C2°=O.O7O;依式 可取安全系数为0.7,则<安全系数0.6—0.8),故 按标准,塔径圆整为2.0m,则空塔气速0.66m/s。 对提馏段: 初选板间距,取板上液层高度亠I 故I;[丨0.0717 查[2]: 图3—8得G0=0.068;依式.曲||=0.069 校正物系表面张力为丄」时 ㈢ 软45替 按标准,塔径圆整为2.0m,则空塔气速1.56m/s。 将精馏段和提溜段相比较可以知道二者的塔径不一致,根据塔径的选择规定,对于相差不大的二塔径取二者中较大的,因此在设计塔的时候塔径取2.0m。 1.5塔板主要工艺尺寸的计算 第I条溢流装置计算 精馏段 因塔径D=2.0m,可选用单溢流弓形降液管,采用平行受液盘。 对精馏段各项 计算如下: a>溢流堰长: 单溢流去Iw=<0.6〜0.8)D,取堰长为0.60D=0.60X 2.0=1.20m b>出口堰高卜: I丨 故| c>降液管的宽度与降液管的面积F.: 由一=1查<[2]: I图3—13)得 利用([2]: 丨式3—10>计算液体在降液管中停留时间以检验降液管面积, d>降液管底隙高度: 取液体通过降液管底隙的流速I<0.07--- 0.25) 依([2]: 回式3—11>: ■符合 e>受液盘 采用平行形受液盘,不设进堰口,深度为60mm 同理可以算出提溜段相关数据如下: a>溢流堰长: 单溢流去1用<0.6〜0.8)D,取堰长为0.66D=0.8X 查知E=1.04,依式 c>降液管的宽度与降液管的面积F.: 查图得, 故 计算液体在降液管中停留时间以检验降液管面积, 即=15.16<大于5s,符合要求) d>降液管底隙高度: 取液体通过降液管底隙的流速[0.1m/s<0.07---0.25) ^^0.036<m)符合< (2>塔板布置 精 ①塔 因D>800mm故塔板采用分块式。 塔极分为4块。 对精馏段: a)取边缘区宽度 安定区宽度 解得, c>筛孔数与开孔率: 取筛空的孔径为丄,正三角形排列,一般碳的板 厚为I—,取——3.5, 故孔中心距5X5=17.5mm 筛孔数 则每层板上的开孔面积.为 气体通过筛孔的气速为 1.6筛板的流体力学验算 塔板的流体力学计算,目的在于验算预选的塔板参数是否能维持塔的正常操作,以便决定对有关塔板参数进行必要的调整,最后还要作出塔板负荷性能图。 (1>气体通过筛板压强相当的液柱高度计算 精馏段: ,查《干筛孔的流量系 (5)干板压降相当的液柱高度丄: 依II 数》图得,C0=0.84由式 b>气体穿过板上液层压降相当的液柱高度lz: 、、、、、、、、, ================================^F关联图查得板上液层充气系数 c>克服液体表面张力压降相当的液柱高度: (2)液面落差 对于筛板塔,液面落差很小,且本例的塔径和液流量均不大,故可忽略液面落差的影响。 (3>雾沫夹带 故在设计负荷下不会发生过量雾沫夹带 (4>漏液 由式」 量漏液。 <5>液泛 依式厂 取,贝U 故1在设计负荷下不会发生液泛 根据以上塔板的各项液体力学验算,可认为精馏段塔径及各项工艺尺寸是 适合的。 同精馏段公式计算,提溜段各参数计算如下: (1>气体通过筛板压强相当的液柱高度计算a)干板压降相当的液柱高度: b>气体穿过板上液层压降相当的液柱高度: 由与关联图查得板上液层充气系数=0.65,依式 c>克服液体表面张力压降相当的液柱高度: 则单板压降: 」 <2)液面落差 对于筛板塔,液面落差很小,且本例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 ■「L■ 故在设计负荷下不会发生过量雾沫夹带 (4>漏液 丨T 查得: ,故在设计负荷下不会产生过 筛板的稳定性系数 量漏液。 (5>液泛 为防止降液管液泛的发生,应使降液管中清液层高度一亠I 依式」,而 _I 取十,则 故-—丨在设计负荷下不会发生液泛。 根据以上塔板的各项液体力学验算,可认为提馏段塔径及各项工艺尺寸是适合的。 1.7塔板负荷性能图 精馏段: (1>雾沫夹带线 雾沫夹带 前面求得 s/(m3/s> 0.003 0.004 0.005 0.006 Vs/(m3/s> 4.506 4.378 4.261 4.151 整理得: 取几个Ls值,依上式计算出Vs值,计算结果列于表3-19。 表8 由上表数据即可作出雾沫夹带线 (2>液泛线 由E=1.04,lv=1.2得: 已算出 代入 整理得: 3-20。 在操作范围内,任取几个Ls值,依上式计算出Vs值,计算结果列于表 表10 Ls/(m3/s> 0.003 0.004 0.005 0.006 3 Vs/(m/s> 4.067 3.984 3.902 3.821 由上表数据即可作出液泛线2。 (3>液相负荷上限线 以9=4s作为液体在降液管中停留时间的下限, 据此可作出与气体流量无关的垂直液相负荷上限线0.0163<m3/s) (4>漏液线 整理得: 在操作范围内,任取几个Ls值,依上式计算出Vs值,计算结果列于表3-21表11 Ls/(m3/s> 0.003 0.004 0.005 0.006 3 Vs/(m/s> 1.192 1.211 1.229 1.245 由上表数据即可作出液泛线4。 (5>液相负荷下限线 对于平直堰,取堰上液层高度hO辟0.006m作为最小液体负荷标准。 E=1.04 据此可作出与气体流量无关的垂直液相负荷下限线5 荷性能图,如图所示 图1精馏段筛板负荷性能图 在负荷性能图上,作出操作点P,连接0P即作出操作线。 由图可看出,该筛 板的操作上限为液泛控制,下限为漏液控制。 同精馏段,得出提馏段的各曲线为: (1)雾沫夹带线 整理得: (2)液泛线 已知E=1.06lw=1.2,同理精馏段得: 由此可作出精馏段液泛线2。 (3>漏液线 据此可作出漏液线3。 (4>液相负荷上限线 以9=5s作为液体在降液管中停留时间的下限, 据此可作出与气体流量元关的垂直液相负荷上限线0.013 (5>液相负荷下限线 以how=5s作为液体在降液管中停留时间的下限, 由此可作出液相负荷下限线5。 根据以上各线方程,可作出筛板塔的负荷性能图,如图所示。 四设计结果一览表 工程 符号 单位 计算数据 精馏段 提留段 各段平均压强 Pm kPa 108.8 115.8 各段平均温度 tm C 83.24 95.27 平均流量 气相 VS m/s 2.08 2.02 液相 Ls m/s 0.0043 0.0092 实际塔板数 N 块 10 10 板间距 HT m 0.40 0.40 塔的有效高度 Z m 3.6 3.6 塔径 D m 2 2 空塔气速 u m/s 0.66 0.643 塔板液流形式 单流型 单流型 溢流管型式 弓形 弓形 堰长 lw m 1.2 1.2 堰咼 hw m 0.044 0.044 溢流堰宽度 W m 0.2 0.2 管底与受业盘 距离 ho m 0.036 0.0767 板上清液层咼度 hL m 0.06
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