长春工业大学化工原理课程设计苯甲苯精馏塔设计.docx
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长春工业大学化工原理课程设计苯甲苯精馏塔设计
化工 原 理 课 程设计
题目:
苯-甲苯混合液连续精馏筛板塔设计
系部名称化学工程学院
专业班级环境工程090606
学生姓名甘发华
学生学号
指导教师杜长海
2012年6月24日
课程设计任务书
一、课题名称
苯—甲苯分离过程板式精馏塔设计
二、课题条件(原始数据)
设计方案得选定 原料:
苯、甲苯
年处理量:
5、5万吨/年
原料液组成(苯得质量分数):
50%
塔顶产品浓度:
苯含量≥96%
塔底釜液含苯含量≤4%(质量分率)
料液初温:
自定
操作压力:
自定
回流比:
自定
单板压降:
自选
进料状态:
自定
生产时间:
自定
冷却水温度:
自定
第一章绪论
第二章设计方案得确定
第三章塔体计算
3。
1 精馏塔得物料衡算
3、1、1原料液级塔顶、塔底产品得摩尔分率
3、1。
2原料液及塔顶、塔底产品得平均摩尔质量
3、1、3物料衡算
第四章塔板计算
4、1 塔板数得确定
4、1、1理论板数Nt得求取
4、1、2实际板数得求取
4、2精馏段与提馏段得计算
4。
2、1精馏塔得工艺条件及有关物性数据得计算
4、2、2精馏塔得塔体工艺尺寸计算
4、2。
3。
塔板主要工艺尺寸得计算
4、2、4。
筛板得流体力学验算
4。
2、5。
精馏段塔板负荷性能图
第五章 精馏塔得附属设备及接管尺寸
5、1塔体结构
5。
2配管
5、3辅助设备
5、3、1冷凝器
5、3、2再沸器
5、3、3料液泵
5、3、4除沫器
附录
参考文献
第三章 塔体计算
本设计采用连续精馏流程,饱与液体进料。
塔顶上升蒸汽采用全凝器冷凝,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、该物系属于易分离物系,最小回流比比较小,故操作回流比取最小回流比得1、5倍。
塔釜采用饱与蒸汽间接加热,塔底产品冷却后送至储罐。
3、1精馏塔得物料衡算
3、1、1原料液及塔顶、塔底产品得摩尔分率
苯得摩尔质量
甲苯得摩尔质量
3、1。
2 原料液及塔顶、塔底产品得平均摩尔质量
3、1、3物料衡算
原料处理量
总物料衡算
苯物料衡算
联立解得
第四章 塔板计算
4、1塔板数得确定
4。
1。
1理论板数Nt得求取
(1)相对挥发度得求取
苯得沸点为80、1℃,甲苯得沸点为110、63℃
当温度为80。
1℃时
解得,
当温度为110、63℃时
解得,
则有
相对挥发度:
(2)最小回流比得求取
由于就是饱与液体进料,有q=1,q线为一垂直线,故,
由理论塔板数图可知,yq=0。
747
最小回流比为
回流比为最小回流比得1、5倍,即
(3)精馏塔得气、液相负荷
(4)操作线方程
精馏段操作线方程
提馏段操作线方程
两操作线交点横坐标为
理论板计算过程如下:
采用图解法求理论塔板层数,如图1所示,可知
总理论板层数NT=12(包括再沸器)
进料板位置NF=6
塔内理论塔板数为11,精馏段理论板数为5,第6块板为进料板、
4。
1、2实际板数得求取
全塔效率得计算:
用内插法求温度 得tw=108。
19℃
得tF=90。
7℃
得tD=80。
88℃
平均温度 t=(tD+tw)/2=94、54℃
根据
表1液体黏度
温度,t,℃
80
90
100
110
120
/mPa
0。
308
0。
289
0、255
0、233
0。
215
mPa
0、316
0、295
0。
264
0。
254
0、228
用内插法求黏度
得μ苯=0、266MPa·S
得μ甲苯=0、274MPa·S
根据奥康奈尔公式
实际塔板数 精馏段N精=5/0。
54≈10
提馏段N提=6/0、54≈12
实际在第11块塔板进料。
4。
2精馏段与提馏段得计算
4、2、1精馏塔得工艺条件及有关物性数据得计算
(1)操作压力得计算
塔顶得操作压力
取每层塔板得压降
进料板压力
塔底压力
精馏段平均压力
提馏段平均压力
(2)操作温度得计算
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、甲苯得饱与蒸汽有安托尼方程计算,即:
式中t---—物系温度,℃
P*----饱与蒸汽压,KPa
A,B,C———-Antoine常数
其值见表:
表2苯与甲苯得Antoine常数
组 分
A
B
C
苯(以A 表示)
6。
023
1206、35
220。
24
甲苯(以B表示)
6、078
1343、94
219。
58
计算结果如下:
塔顶温度 :
tD=80、88℃ 进料板温度 tF=90、74℃
塔板温度:
tw=108、20℃
精馏段平均温度:
提馏段平均温度:
(3)平均摩尔质量计算
● 塔顶平均摩尔质量得计算
由,代入相平衡方程,解得
● 进料板平均摩尔质量得计算
由,查相平衡曲线可知yF=0、744
● 塔底平均摩尔质量计算:
由,查相平衡曲线得
精馏段得平均摩尔质量为
提馏段得平均摩尔质量为
(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式计算,即
精馏段
提馏段
②液相平均密度计算
液相平均密度计算依下式计算,即:
表3苯与甲苯得液相密度
温度t/℃
80
90
100
110
120
/kg/m 3
812
803。
9
792、5
780、3
768。
9
/kg/m3
808
800、2
790。
3
780、3
770。
0
塔顶液相平均密度得计算:
由tD=80、88℃ ,查液体在不同温度下得密度表得:
进料板液相平均密度得计算:
由,查液体在不同温度下得密度表得:
塔底液相平均密度得计算:
由℃,查液体在不同温度下得密度表得
精馏段液相平均密度:
提馏段液相平均密度:
(5)液体平均表面张力得计算
液相平均表面张力依下式计算,即:
表4液体得表面张力
温度t/℃
80
90
100
110
120
/mN/m
21、27
20。
06
18、85
17。
66
16。
49
/mN/m
21、69
21、20
19。
94
18。
41
17、31
塔顶液相平均表面张力得计算:
由,查液体表面张力表得:
进料板液相平均表面张力得计算:
由,查液体表面张力表得:
塔底液相平均表面张力计算:
由,查液体表面张力表得:
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)液体平均黏度计算
液相平均黏度依下式计算,即:
表5液体黏度
温度,t,℃
80
90
100
110
120
/mPa
0、308
0。
289
0、255
0。
233
0、215
mPa
0。
316
0、295
0、264
0、254
0、228
塔顶液相平均黏度得计算:
由,查气体黏度表得:
解出
进料板液相平均粘度计算:
由,查气体黏度表得:
解出
塔底液相平均粘度计算:
由℃ ,查气体黏度表得:
解出
精馏段液相平均粘度为:
提馏段液相平均粘度为:
4。
2。
2精馏塔得塔体工艺尺寸计算
(1)塔径得计算
精馏段得气、液相体积流率为:
提馏段得气、液相体积流率为:
由板间距与塔径关系表6
塔径
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
可得:
精馏段
初选板间距,取板上液层高度,故
液滴沉降高度
气液动能参数 ==0、038
查史密斯关联图得C20=0、07,依下式校正到物系表面张力为20。
8mN/m
时得C,即
取安全系数为0、70,则
故
按标准,塔径圆整为1。
2m
塔截面积为
实际空塔气速为
提馏段
初选板间距,取板上液层高度,故
液滴沉降高度
气液动能参数==0、086
查史密斯关联图
得C20=0。
07,
取安全系数为0、70,则
故
按标准,塔径圆整为1、2m
塔截面积为
实际空塔气速为
(2)精馏塔有效高度得计算
精馏段有效高度为:
提馏段有效高度为:
在进料板上方开一人孔,其高度为0、8m,故精馏塔得有效高度为:
4。
2。
3、塔板主要工艺尺寸得计算
◆ 溢流装置计算
因塔径,可选用单溢流、弓形降液管,采用凹形受液盘。
各项计算如下:
溢流堰(采用平直形溢流堰板)
精馏段
(1)溢流堰长
取堰长为0。
66D,即
(2)出口堰高
取hL=60mm
由,根据经验值E为1
故堰上液层高度
则
(3)降液管得宽度Wd与降液管得面积Af
由=0、66,查表得=0。
124,=0、0722,
故 Wd=0、124D=0、124×1、2=0、149m
Af=0。
0722×1、13=0、082m2
由下式计算液体在降液管中停留时间以检验降液管面积,
即 符合要求
(4)降液管底隙高度ho
hO 应该低于出口堰,才可保证降液管底端有良好得液封,一般不能小于6mm。
故设计合理
选用凹形受液盘,深度=50mm
提馏段
(1)溢流堰长取堰长为0。
66D, 即=0、66×1、2=0。
792m
(2)出口堰高hw
由,根据经验值取E为1。
故堰上液层高度
则
(3)降液管得宽度Wd与降液管得面积Af
由=0。
66,
查下图得=0、124,=0、0722,
故Wd=0、124D=0、124×1、2=0。
149m
Af=0。
0722×1。
13=0、082m2
由下式计算液体在降液管中停留时
间以检验降液管面积,
即
符合要求
(4)降液管底隙高度ho
hO 应该低于出口堰,才可保证降液管底端有良好得液封,一般不能小于6mm。
故 设计合理
选用凹形受液盘,深度=50mm
◆ 塔板布置
塔板得分块:
因,故塔板采用分块式。
查塔板块数表
得塔板分为3块。
②边缘区宽度确定:
取边缘区宽度WC=0、035m,安定区宽度WS=0、065m
开孔区面积:
其中
=
=0、85m2
筛孔计算及其排列:
本设计所处理得物系无腐蚀性,可选用碳钢板,取筛孔直
径
筛孔按正三角形排列,取孔中心距
筛孔数目
开孔率为
气体通过筛孔得气速为(精馏段)
(提馏段)
4。
2。
4。
筛板得流体力学验算
(1)气体通过筛板压降相当得液柱高度hp
①干板压降相当得液柱高度hc
由,查干筛孔得流量系数图,得Co=0、7,
(精馏段)
(提馏段)
②气流穿过板上液层压降相当得液柱高度
ﻩ精馏段:
ﻩ
由查充气系数关联图,可得=0。
62,则
提馏段:
ﻩ
由查充气系数关联图,可得=0、61,则
③克服液体表面张力压降相当得液柱高度
精馏段:
提馏段:
(精馏段)
(提馏段)
单板压降
〈1kPa(设计允许值) (精馏段)
<1kPa(设计允许值) (提馏段)
(2)液面落差
对于筛板塔,液面落差很小,且本设计得塔径与液流量均不大,故可忽略液面落差得影响。
(3)液沫夹带量ev得验算
精馏段:
提馏段:
故在设计负荷下不会发生过量雾沫夹带。
(4)漏液得验算
精馏段:
实际孔速:
提馏段:
实际孔速
筛板稳定系性数 (精馏段)
(提馏段)
故在设计负荷下不会产生过量漏液。
(5)液泛验算
为防止降液管液泛得发生,应使降液管中清液层高度
精馏段:
取,则
提馏段:
取,则
故,在设计负荷下不会发生液泛。
4。
2、5、精馏段塔板负荷性能图
1、液沫夹带线
精馏段:
式中
近似取
故
整理得
在操作范围内,任取几个Ls值,依上式算出相应得Vs值
Ls,m3/s
1×10-3
3×10-3
4×10—3
5×10—3
Vs,m3/s
1。
721
1。
58
1、525
1。
473
依表中数据在Vs-Ls图中作出雾沫夹带线。
提馏段:
式中
近似取
故
整理得
在操作范围内,任取几个Ls值,依上式算出相应得Vs值
Ls,m3/s
1×10-3
3×10—3
5×10-3
7×10-3
Vs,m3/s
1、836
1、700
1、593
1、500
依表中数据在Vs—Ls图中作出雾沫夹带线。
2。
液泛线
精馏段:
联立以上两式得
取,故
由
已知
故
由经验公式
将及代数式代入整理得:
在操作范围内取若干值,依上式计算值列于下表中,依数据作出液泛线
Ls,m3/s
3×10-3
4×10—3
5×10-3
7×10-3
Vs,m3/s
2、02
1。
976
1、936
1。
854
提馏段:
联立以上两式得
取,计算结果同上
得
在操作范围内取若干值,依上式计算值列于下表中,依数据作出液泛线
Ls,m3/s
1×10—3
3×10-3
5×10-3
7×10-3
Vs,m3/s
2、114
2。
037
1、968
1、898
3。
液相负荷上限线
精馏段:
取4秒为液体在降液管中停留时间得下限,则
液相负荷上限在VS-LS坐标图上为与气体流量VS无关得垂直线
提馏段:
取4秒为液体在降液管中停留时间得下限,则
液相负荷上限在VS—LS坐标图上为与气体流量VS无关得垂直线
4。
漏液线
精馏段:
将、
代入漏液点气速式:
已知,代入上式并整理得:
此即为气相负荷下限关系式,在操作范围内任取几个LS值,依上式计算相应得VS值,列于下表中,依下表中数据作气相负荷下限线。
Ls,m3/s
1×10-3
2×10—3
4×10-3
5×10-3
Vs,m3/s
0。
537
0、556
0、574
0、584
提馏段:
将、
代入漏液点气速式:
已知,代入上式并整理得:
此即为气相负荷下限关系式,在操作范围内任取几个LS值,依上式计算相应得VS值,列于下表中,依下表中数据作气相负荷下限线、
Ls,m3/s
2×10—3
4×10-3
5×10—3
7×10-3
Vs,m3/s
0。
496
0。
520
0。
530
0。
548
5。
液相负荷下限线
精馏段:
取平直堰上液层高度how=0、006m作为液相负荷下限条件,
取E=1,则
整理上式得
提馏段:
取平直堰上液层高度how=0、006m作为液相负荷下限条件,
取E=1,则
整理上式得
负荷性能图如图2
在负荷性能图上,作出操作点A,连接OA,即作出操作线。
由图可瞧出,精馏段筛板得操作上限为液沫夹带控制,下限为漏液控制、提馏段筛板得操作上限为液泛线控制,下限为漏液控制。
由图可查得精馏段
故操作弹性为 3、922
提馏段
故操作弹性为 3、512
筛板塔得工艺设计计算结果汇总表
项目
符号
单位
计算数据
精馏段/提馏段平均压强
Pm
kPa
105、15/108。
2
精馏段/提馏段平均温度
tm
℃
85。
81/99、47
平均流量
气相(精馏段/提馏段)
VS
m3/s
0、828/0、794
液相(精馏段/提馏段)
LS
m3/s
0、0018/0。
0043
实际塔板数
N
块
22
板间距
HT
m
0、4
塔得有效高度
Z
m
8。
8
塔径
D
m
1、2
空塔气速(精馏段/提馏段)
u
m/s
0、733/0。
703
塔板液流形式
单流型
溢流 装 置
溢流管形式
弓形
堰长
lW
m
0。
792
堰高(精馏段/提馏段)
hW
m
0、048/0、039
溢流堰宽度
Wd
m
0。
149
管底与受液盘距离
(精馏段/提馏段)
hO
m
0、042/0、033
板上清液层高度(精馏段/提馏段)
hL
m
0。
06/0、06
孔径
dO
mm
5
孔间距
t
mm
15
孔数
n
个
4363
开孔面积
AO
m2
0、85
筛孔气速(精馏段/提馏段)
uO
m/s
9。
645/9、249
塔板压降(精馏段/提馏段)
hP
m液柱
0。
0673/0、0676
液体在管中停留时间(精馏段/提馏段)
τ
s
18。
2/7。
6
降液管内清液层高度(精馏段/提馏段)
Hd
m
0。
24/0。
22
雾沫夹带(精馏段/提馏段)
eV
kg液/kg气
0。
0109/0、0101
负荷上限
液沫夹带控制
负荷下限
漏液控制
气相最大负荷(精馏段/提馏段)
VS,max
m3/s
1。
96/1、79
气相最小负荷(精馏段/提馏段)
VS,min
m3/s
0、58/0。
49
操作弹性(精馏段/提馏段)
3。
380/3、653
第五章精馏塔得附属设备及接管尺寸
5。
1塔体结构
1。
塔顶空间:
取塔顶间距为2HT=0。
4×2=0、8m
2。
塔底空间:
取塔底液面至最下层塔板之间得间距为1、5m
3。
人孔:
选择DN=450mm人孔,其中人孔处塔板间距为600mm,人孔数一
共5个,位置分别为:
人孔1位于1塔板上,人孔2位于6、
7塔板之间,人孔3位于加料板11下,人孔4位于18、19塔
板间,人孔5位于22塔板下、
4、封头:
查表选用9mm厚得标准椭圆形封头,曲面高度为
hi=350mm,
直边高度为h0=25mm。
选用PN=0、6Mpa得乙型平焊法兰
D=1560mm,D1=1515mm,厚度72mm。
5。
塔高:
全塔得板间距相同,则上式可化成
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- 长春 工业大学 化工 原理 课程设计 甲苯 精馏塔 设计