苯甲苯筛板精馏塔的设计.docx

资源描述

苯甲苯筛板精馏塔的设计.docx

《苯甲苯筛板精馏塔的设计.docx》由会员分享，可在线阅读，更多相关《苯甲苯筛板精馏塔的设计.docx（32页珍藏版）》请在冰点文库上搜索。

苯甲苯筛板精馏塔的设计.docx

苯甲苯筛板精馏塔的设计

淮阴工学院

课程设计说明书

作者：

学号：

系（院）：

专业：

题目：

苯-甲苯筛板精憎t合的设计

指导者:

2010年6月

化工原理课程设计说明书中文摘要

精镭是利用混合液中组分挥发度的差异，实现组分高纯度分离的多级蒸馆操作，即同时实现多次部分汽化和部分冷凝的过程。

实现精馆操作的主体设备是精馆塔。

塔设备是能够实现蒸馆的气液传质设备，广泛应用于化工、石油化工、石油等工业中，其结构形式基本上可以分为板式塔和填料塔两大类。

我国石油工业具有一定的水平，但还是一个发展中的国家，摆在我

们石油工作者面前的任务是繁重的。

因此必须坚持独立自主、自力更生，革新挖潜，全面提高，综合利用，大搞化工原料，赶超世界先进水

尖键词：

精锢塔塔板苯一甲苯塔板负荷

淮阴工学院

化工原理课程设计任务书

专业：

化学工程与工艺

班级：

姓名：

学号：

设计日期：

2010年6月21日至2010年7月2日

设计题目：

苯■甲苯筛板精啊塔的设计

设计条件:

进料量

=160

kmol/h

进料组成

=0.55

（摩尔分率）

进料温度

=泡点温度

产品要求

=96%

回收率

=94%

设计内容：

1、精馆塔的物料衡算；

2、塔板数、压降的计算；

3、精馆塔的工艺条件及有尖物性数据的计算；

4、精馆塔的相尖工艺尺寸计算；

5、绘制精镭塔设计条件图。

指导教师：

胡涛

2010年6月

1•引言6

1-1塔设备的分类6

1.2塔设备在化工生产中的作用和地位6

1.3设计条件6

1.4问题研究62•板式塔的

设计62・1工业生产对塔板的要

求6

2.2设计方案的确定7

2.2.2操作压力的选择7

2.2.3进料热状况的选择7

2.2.4加热方式的选择7

2.2.5回流比的选择73工艺流

程图74•工艺计算及主体设

备的计算8

4.1精馆塔的物料衡算8

4.1.1原料液及塔顶、塔底产品的摩尔分率8

4.1.2原料液及塔顶、塔底产品的平均摩尔质量84.1.3物

料衡算8

4.2塔板数的确定9

4.2.1理论板层数NT的求取9

4.2.2实际板层数的求解9

4.3精镭塔的工艺条件及有矢物,性数据计算9

4.3.1操作压力的计算10

4.3.2操作温度计算11

4.3.3平衡摩尔质量的计算11

4.3.4平均密度的计算12

4.3.5液体平均表面张力计算13

4.3.6液体平均粘度计算13

4.4精镭塔的塔体工艺尺寸计算14

4.4.1塔径计算14

4.4.2精镭塔有效高度的计算154.5.塔板

主要工艺尺寸的计算

4.5.1

溢流装置计算

4.5.2

塔板布置

164.6.筛板

的流体力学验算

4.6.1

塔板压降

4.6.2

液面落差

4.6.3

液沫夹带

……18

4.6.4

漏液

4.6.5

液泛

4.7塔板负荷性能图

…19

4.7.1

漏液线

4.7.2

液沫夹带

4.7.3

液相负荷下限线

4.7.4

液相负荷上限线

4.7.5

液泛线

5.辅助设备的草图及选型

••24

5.1

回流冷凝器

...•24

5.2

再沸器

25结束

语27参考文

献27

引言

1-1塔设备的分类

塔设备是能够实现蒸馆的气液传质设备，广泛应用于化工、石油化工、

石油等工业中，其结构形式基本上可以分为板式塔和填料塔两大类。

板式塔内设置一定数量的塔板，气体以鼓泡或喷射的方式穿过板上的液

层，进行传质于传热。

在正常操作下，气相为分散相，液相为连续相，气相组成呈阶梯变化，属于逐级接触逆流操作过程。

填料塔内装有一定高度的填料层，液体自塔顶沿填料表面下流，气体逆流向上

（有时也采用并流向下）流动，气体两相密切接触进行传热与传质。

在正常操作过程中，气相为连续相，液相为分散相，气相组成呈连续变化，属于微分接触逆流操作过程。

1.2塔设备在化工生产中的作用和地位精馆过程的实质是利用混合物中各组分具有不同的挥发度。

即在同一温度下，各组分的饱和蒸汽压不同这一性质，使液相中的轻组分转移到汽相中，汽相中的重组分转移到液相中，从而达到分离的目的。

因此精镭塔操作弹性的好坏直接尖系到石油化工企业的经济效益。

在化工生产中，塔设备的性能对于整个装置的产品产量、质量、生产能力和消耗定额，以及三废处理和环境保护等各个方面，都有非常重大的影响。

1.3设计条件

进料量每小时160千摩尔，原料中含苯55%（摩尔分率），以沸点状态送入塔内。

要求塔顶镭出物含苯96%（摩尔分率），塔釜残液中含苯不大于4%，操作回流比取最小回流比的2.5倍。

1-4问题研究

本设计是针对苯一甲苯的分离而专门设计的塔设备。

根据设计条件以及给出的数据描述出塔温度的分布，求得最小回流比以及塔顶的相对挥发度、塔釜的相对挥发度、全塔平均相对挥发度，又根据物料平衡公式分别计算出精馆段和提馆段的汽、液两相的流量。

之后，计算塔板数、塔径等。

根据这些计算结果进行了塔板结构的设计等。

计算和设计这些之后进行了有尖的力学性能计算和一系列的校核。

2•板式塔的设计

2.1工业生产对塔板的要求：

1通过能力要大，即单位塔截面能处理的气液流量大。

②塔板效率要高。

3塔板压力降要低。

4操作弹性要大。

5结构简单，易于制造。

在这些要求中，对于要求产品纯度高的分离操作，首先应考虑高效率；对于处理量大的一般性分离（如原油蒸馆等）,主要是考虑通过能力大。

2・2设计方案的确定

2・21装置流程的确定精镭装置包括精镭塔，原料预热器，再沸器，冷凝器，釜液冷却器和产品冷却器等设备。

蒸馆过程按操作方式不同，可分为连续精馆和间歇精馆两种流程。

在本次的设计中，是为分离苯一甲苯混合物。

对于二元混合物的分离，应该采用连续精馆流程。

2.2.2操作压力的选择

蒸馆过程按操作压力不同，可分为常压蒸镭，减压蒸馆和加压蒸镭。

一般除热敏T生物系外，凡通过常压分离要求，并能用江河水或循环水将憎出物冷凝下来的物系，都应采用常压精锢。

根据本次任务的生产要求，应采用常压精憎操作。

2.2・3进料热状况的选择蒸馆操作有五种进料热状况，它的不同将影响塔内各层塔板的汽、液相负荷。

工业上多采用接近泡点的液体进料和饱和液体进料，通常用釜残液预热原料。

所以这次采用的是泡点进料。

2.2.4加热方式的选择由于采用泡点进料，将原料液加热至泡点后送入精馆塔内。

塔顶上升蒸汽采用全凝气冷凝，冷凝液在泡点下一部分回流至塔内，其余部分经产品冷却后送至储罐。

2.2.5回流比的选择回流比是精镭操作的重要工艺条件，其选择的原则是使设备费用和操作费用之和最低。

苯一甲苯混合液是属易分离物系，最小回流比较小，故操作回流比取最小回流比的2.0倍o塔釜采用间接蒸汽加热，塔顶产品经冷却后送至储罐。

3工艺流程图

板式塔主要由筒体、封头、塔内构件（包括塔板、降液管和受液盘）、人孔、进出口管和群座等组成。

按照塔内气、液流动的方式，可将塔板分为错流与逆流塔板两类。

工业应用以错流式塔板为主，常用的由泡罩塔、筛板塔、浮阀塔等。

此次设计按照要求选用筛板塔来分离苯•甲苯系

4・工艺计算及主体设备的计算

4.1精镭塔的物料衡算苯的

摩尔质量=78.11kg/kmol甲苯的

摩尔质量=93.13kg/kmol原料处

理量F=160kmol/h进料苯的摩尔

分率xf=0.55

塔顶苯的摩尔分率xd=0.96

塔顶易挥发组分的回收率TI=94%总物料衡算：

F=D+W

易挥发（苯）组分衡算：

FX-DWX—

塔顶易挥发组分（苯）的回收率:

r|=dfxxfd100%

FD16086.273.8mol/h

1600.5586.20.960.071

73.8

4.2塔板数的确定

4.2.1理论板层数Nt的求取苯-甲苯属理想物系，可采用图解法求理论板层数。

1由手册查得苯-甲苯物系的气液平衡数据，绘出x・y图，见图1。

2求最小回流比及操作回流比采用作图法求最小回流比。

在图1中对角线上，自点e（0.55»0.55）作垂线ef

即为进料线（q线），该线与平衡线的交点坐标为

yq=0.75

Xq=0.55

故最小回流比为

取操作回流比为

R=2错误！

未找到引用源。

=2错误!

未找到引用源。

1.05=21

求精镭塔的气、液相负荷

V*267.22mol/h

4求操作线方程

提留段操作线方程

UW341.0273.8

/xxwx0.0711.276x0.0196

VVW267.22267.22

5图解法求理论塔板数采用图解法求理论塔板数，如图1所示。

求解结果为：

总理论

板层数Nt=10.5（包括再沸器）

进料板位置NT=5错误!

未找到引用源。

0.8

0.6

0.4

0.2

00.20.40.60.81

图1图解法求理论板层数

4.2.2实际板层数的求解精憎段实际板层数

1\1精=7.698

«0.52

提留段实际板层数

1\1提=6512.513-0.52

4.3精馆塔的工艺条件及有尖物性数据计算

以精馆段为例进行计算

4.3.1操作压力的计算设塔顶表压P表=4kPa

塔顶操作压力PD=101.3+4=105.3kPa

每层塔板压降AP=0.7kPa

进料板压力Pf=105.30.78110.9kPa

精镭段的平均压力Pm105'31109108.1kPa

口2

4.3.2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td=82.1°C

进料板温度tF=泡点温度

确定在110.9kPa下溶液的泡点需采用试差法。

经过几次试差后，

得到泡点t=92°C

进料板温度tF=92°C

精馆段平均温度tm=（82.I+92）/2=87.05°C

4.3.3平衡摩尔质量的计算塔顶平均摩尔质量计算由xo=y1=0.96,查平衡曲线（见

图1），得

x1=0.889

MvDm=0.9678.11+（1-0.96）92.13=78.67kg/kmol

MLDm=0.88978.11+（1-0.889）92.13=79.67kg/kmol进料板平均摩尔质量

计算

由图解理论板（见图1）得

yr=0.702查平衡曲线（见图1），得

xf=0.495

MvFm=0.70278.11+（1-0.702）92.13=82.29kg/kmol

MLFm=0.49578.11+（1-0.495）92.13=85.19kg/kmol

精镭段平均摩尔质量

Mvm=（78.67+82.29）/2=80.48kg/kmol

MLm=（79.67+85.19）/2=82.43kg/kmol

4.3.4平均密度的计算

①气相平均密度计算

由理想气体状态方程计算，即

108.180.48

=2.91kg/m

8.314（87.05273.15）

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to=82.1°C，查手册得

（0.96/812.70.04/807.9）

=812.5kg/m

进料板液相平均密度的计算由tf=92°C，查手册得

a=734.1kg/m

=734.3kg/m

0.49578.11

=0.454

进料板液相的质量分率

3a=

入0.49578.110.50592.13

1734.2

LFm（0.4540.546）7342

（734.1734.3）

精馄段液相平均密度为

Lm=（812.5+734.2）/2=773.35kg/m3

4.3.5液体平均表面张力计算液相平均表面张力依下式计算，即

LmXii

塔顶液相平均表面张力的计算

由to-82.1°C，查手册得

0.0421.42=21.25mN/m

=20.61mN/m

LDm=0.9621.24

进料板液相平均表面张力的计算由tF=92°C，查手册得

A=19.82mN/m

LFm0.49519.820.50520.61=20.22mN/m精馆段液相平均表面张

力为

，错误!

未找到引用源。

=（21.25+20.22）/2=20.74mN/m

4.3.6液体平均粘度计算液相平均粘度依下式计算，即

lgLmXilgi

塔顶液相平均粘度的计算

由td=82.1°C，查手册得

a=0.302mPa-sb=0.306mPa-s

lgLDm=0.96xlg（0.302）+（1-0.96）xlg（0.306）

LDm=0.302mPa-s

进料板液相平均粘度的计算由tF=92°C，查手册得

A=0.276mPa・s

B=0.283mPa-s

19LFm=0.495xlg（0.276）+（1-0.495）xlg（0.283）

LFm=0.280mPa-s

精锢段液相平均表面张力为

0.302+0.280）/2=0.291mPa?

4.4精镭塔的塔体工艺尺寸计算

4.4.1塔径计算

精馆段的气、液相体积流率为

2.053m3/s

VMvm=267.2280.48

3600vm36002.91

LMLm

181.0282.433

3600Lm

3600773.350.00536m/s

式中C由式5-5计算，其中的错误!

未找到引用源。

由图5-1查取，图的横坐标为

L）1/2

0.005363600773.35）1/2=°Q426

2.05336002.91）~'

取板间距HT=0.40m错误!

未找到引用源。

，板上液层高度hL=0.06m错误!

未找

到引用源。

，则

Ht-hl=0.40-0.06=0.34m

查图5-1得‘C2o=0.075

C=C20（L）°-2=0.075（20.74）0.2=0.0755202020

Umax=0.0755

773.352.91

=1.228m/s

2.91

取安全系数为0.7，则空塔系数为

u=0.7Umax=0.71.228=0.860

D=X=T1744m_00£60

塔截面积为

T44实际空塔系数为

2.053u=0.807m/s

2.543

4.4.2精憎塔有效高度的计算精镭段有效高度为

Z箱=（N精j）Ht=（8-1）x0.4=2.8m

提镭段有效高度为

Z提=（N提）Ht=（13-1）x0.4=4.8m

在进料板上方开一人孔，其高度为0.8m

故精憎塔的有效高度为

Z=Z精+Z提+0.8=2.8+4.8+0.8=8.4m

4・5•塔板主要工艺尺寸的计算

4.5.1溢流装置计算因塔径D=1.8m，可选用单溢流弓形降液管，采用凹形受液盘。

各项计算如下：

①堰长IW

取Iw=0.66D=0.661.8=1.19m

②溢流堰高度hw

hwhLhow

选用平直堰，堰上液层高度how由式5-7计算，即

近似取E=1,则

how

2.841（0.00536360003=0.018m

10001.19

取板上清液层高度hL=0.06m

hwhLhow=0.06-0.018=0.042m

3弓形降液管宽度错误!

未找到引用源。

和截面积错误!

未找到

引用源由,w0.66

查图5-7，得

Af00722Wd0.124

AtD

2Af=0.0722AT=0.0722x2.543=0.184m2

Wd=0.124D=0.124x1.8=0.223m

依式5-9验算液体在降液管中停留时间，即

13.73s>5s

3600AtHt=36000.1840.40

0.005363600

故降液管设计合理。

4降液管底隙高度错误!

未找到引用源

36OOIwUo

册謊—

Uo=O.16m/s

3600lwUo

hwho0.042-0.0282=0.0138m>0.006m故降液管底隙高度设计合理选用凹形受

液盘5深度hw*=50mm

4.5.2塔板布置

1塔板的分块

因D>800mm，故塔板采用分块式。

查表5-3得，塔极分为5块边缘区宽度确定取Ws=Ws'=0.065m,Wc=0.035m

②开孔区面积计算

开孔区面积Aa按式5-12计算，即

Aa2xr

22rjx

其中X=

D-（W

1.8

s+Wd）=・（0.223+0.065）=

=0.612m错误!

未找到

引用源。

D2-We

18-0.035=0.865m

=2（0.612

0.86520.6122+

0.8652sin180

10612）=1.924m2

0.865

③筛孔计算及其排列本设计所处理的物系无腐蚀性，可选用6=3mm碳钢板，取筛孔直径错误味找到引用源。

=5mm。

筛孔按正三角形排列，取孔中心距t为

t=3错误！

未找到引用源。

=3x5=15mm

筛孔数目n为

1.155Ao

咼畀―个

开孔率为

甲二。

？

。

？

d°）J0.907（0005）2=10.1%t0.015

气体通过筛孔的气速为

Uo=Vs=2053=10.56m/s

°Ao0.1011.924

46筛板的流体力学验算

4.6.1塔板压降

①干板阻力he错误!

未找到引用源。

计算干板阻力he错误!

未找到引用源。

由式5-19

计算，即

hc0.051u0

由用源。

错误!

未找到引用源。

/6=5/3=1.67，查图5-20得，错误!

未找至U引

=0.772

故hc=0.051（1056）2（291）=0.0359m液柱c0.772773.35

2气林:

通过液层的阻力错误!

未找到引用源。

计算气体通过液层的阻力山错误!

未找到引用源。

由式5・20计算，即

hihL

查图5-11，得p=0.59

3液体表面张力的阻力h计算液体表面张力所产生的阻力h由式5-23计算，即

气体通过每层塔板的液柱高度hp可按下式计算，即

hphchih

hP=0.0359+0.0354+0.0022=0.0735m液柱气体通过每层塔板的压降为

△Pp=hpLg=0.0735773.359.81=557.6Pa<0.7kPa（设计允许值）

4.6.2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°

4.6.3液沫夹带

液沫夹带量由式5-24计算，即

3.2

5.7106©Hihf

hf=2.5hl=2.50.06=0.15m

故在本设计中液沫夹带量ev在允许范围内

4.6.4漏液

Uo,min4.4Co0.0056+0.13hi_hl/v

=4.40.772（0.00560.130.0550.0022）773.35/2.91

=5.688m/s

实际孔速

o=1O.56m/s>uOmax

稳定系数为

故在本设计中无明显漏液

4.6.5液泛

为防止塔内发生液泛，降液管内液层高错误!

未找到引用源。

应服从式5-32的矢系，即

HdH*rhw

苯一甲苯物系属一般物系，取=0.5，则

Hyhw=0.5（0.40+0.042）=0.221m

而Hdhphi_hd

板上不设进口堰，hd可由式5-30计算，即

hd=0.513uo'2=0.153（0.16）2=0.00392m液柱

Hd=0.0735+0.06+0.00392=0.137m液柱

HdHthw

故在本设计中不会发生液泛现象

47塔板负荷性能图

471漏液线由•错误!

未找到引用源。

Vs,min

U0.min

hLhwhow

hOW

2.84E（Lh）2/3

1000Iw

得错误!

未找到引用源

=4.40.7720.1011.924

2.843600LS2/3

0.00560.130.0421s0.0022773.35/2.91

10001.19

整理得

Vs,min10.760.008860.0565L2s/3

在操作范围内，任取几个Ls值，依上式计算出Vs值，计算结果列于表1表1

Ls,m3/s

0.0006

0.0015

0.0030

0.0045

Vsm3/s,

1.044

1.069

1.101

1.127

由上表数据即可作出漏液线I

4.7.2液沫夹带线

以e』0.1kg液/kg气为限，求Vs・Ls尖系如下

3.2

ev5.7106

Hthf

=0.424Vs

AtAi

2.543

0.184s

hf2.5hL2.5hwhow

hw=0.042

2/3

=0.594L1.19

t=0.105+1.485L

Hi-h<=0.295-1.485L

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2

表2

Ls,m3/s

0.0006

0.0015

0.0030

0.0045

Vsm3/s,

4.237

4.104

3.934

3.791

由上表数据即可作出液沫夹带线2

4.7.3液相负荷下限线

对于平直堰，取堰上液层高度how=0.006m作为最小液体负荷标准。

由式5-7得

据此可作出与气体流量无矢的垂直液相负荷下限线3

4.7.4液相负荷上限线

以e=4s作为液体在降液管中停留时间的下限

AtHt

展开阅读全文