苯-甲苯二元混合液连续精馏装置的设计 化工原理课程设计

目录目录1前言2设计任务3一设计项目3二设计条件3三设计内容与要求3设计计算4一精馏塔的物料衡算411原料液及塔顶、塔底产品的摩尔分数412原料液及塔顶、塔底产品的平均摩尔质量413物料衡算原料处理量4二理论塔板的计算521理论塔板数的的求取5三精馏段的工艺条件及有关物性数据的衡算631操作压力计算632操作温度计算733平均摩尔质量计算734平均密度计算835液相平均表面张力计算936混合物的平均粘度10四精馏塔的塔体工艺尺寸计算1141塔径的计算1142有效高度计算13五塔板主要工艺尺寸的计算1351溢流装置的计算1352塔板分布15六筛板的流体力学计算1661塔板的压降1662液面落差1763液沫夹带1864漏液1865液泛19七塔板负荷性能图2071漏液线2072液沫夹带线2174液相负荷下限线2275液相负荷上限线2376液泛线23八筛板塔设计计算结果25九塔附件的设计27291接管27911进料管27912回流管27913塔底出料管28914塔顶蒸汽出料管28915塔底进气管2892筒体与封头29921筒体29922封头2993除沫器2994裙座2995人孔30十塔总体高度的设计30101塔的顶部空间高度30102塔的底部空间高度30103塔总体高度30结论31参考文献31塔设备总装配图或工艺条件图32前言塔是具有一定形状（截面大多是圆形）、一定容积、内外装置一定附件的容器。用以使气体与液体、气体与固体、液体与液体或液体与固体密切接触，并促进其相互作用，以完成化学工业中热量传递和质量传递过程。根据塔内气液接触构件的结构形式，可分为板式塔和填料塔两大类。塔设备中常见的单元操作有精馏、吸收、解吸和萃取等。此外，工业气体的冷却和回收气体的湿法净制和干燥，以及兼有气液两相传质和传热的增湿和减湿等。塔设备应满足的条件气液两相能充分接触、生产能力及弹性大、操作稳定、流体流动阻力小、结构简单、材料耗用量少、制造和安装容易、耐腐蚀和不易阻塞、调节及检修方便。板式塔处理量大、效率高、清洗检修方便且造价低，故工业上多采用板式3塔。因而本设计要求设计板式塔。设计任务一设计项目苯甲苯二元混合液连续精馏装置的设计二设计条件1原料液处理量45000吨/年（每年按天生产日计算）302进料液苯含量质量分率053进料状态泡点进料即1Q4塔顶馏出液中苯含量（质量分率）0965塔底苯含量（质量分率）036回流方式泡点回流7操作压力常压8塔板类型筛板塔板9全塔效率052三设计内容与要求1绘制工艺流程图2绘制塔设备总装配图或工艺条件图3编制工艺设计说明书4设计计算一精馏塔的物料衡算11原料液及塔顶、塔底产品的摩尔分数苯的摩尔质量KMOLGMA/178甲苯的摩尔质量B4925015078FX649296D373。WX12原料液及塔顶、塔底产品的平均摩尔质量FM5684192540178540D97696W3313物料衡算原料处理量216584230154FHKMOL/总物料衡算WD6苯物料衡算03596541联立解得HKMOL/3HKOL/5二理论塔板的计算21理论塔板数的T的求取苯甲苯属理想物系，可采用逐板法求出理论塔板数。求最小回流比及操作回流比1，540QX75QY故最小回流比0781496MINQDXYR取操作回流比5622MIN求精馏塔的气、液相负荷2HKMOLRL/4791356KLDV/31本设计为泡点进料，故1QHKOLFL/6314247HKMOLV/3求操作线方程3精馏段操作线方程为3068960315427XXXDY提馏段操作线方程为92716VWL逐板法求理论塔板数4采用逐板法求理论塔板数，求解结果如下表1X0919422Y09660850303093396507587340886757065314408242150549227075209704617370681122035301305760210238580438267014285402932816007701719960037556008855800158610038583总理论塔板数包括再沸器12TN进料板位置6F22实际塔板数的求取已知全塔效率为052精馏段实际板层数1052TEN精提馏段实际板层数06T提三精馏段的工艺条件及有关物性数据的衡算31操作压力计算塔顶操作压力P31054D每层塔板压降KPA7进料板压力KPAF2塔底操作压力W710312精馏段平均压力PM8/05提馏段平均压力KPA516273132操作温度计算由安托尼方程可计算出进料温度7807DTCO909F1089WTCO精馏段平均温度为TDF85290781提馏段平均温度为CT41233平均摩尔质量计算塔顶平均摩尔质量计算由,查表1得9601YXD90XKMOLGMMBAVM/5982149601786YYLD711塔底平均摩尔质量计算由，得0352XW0832KMOLGMXMBAVM/6591420351751YYL80822进料板平均摩尔质量计算由表可得，,查表1得680F4620FXKMOLGMLDMV/685197428精馏段平均摩尔质量LKLMV/42/68590提馏段平均摩尔质量MOLKGMLMV/328/65980171834平均密度计算气相平均密度计算1精馏段3/942157383140/MKGRTMPMVMV提馏段3/9/液相平均密度计算2液相平均密度计算公式ILMA1塔顶液相平均密度的计算由，可根据计算公式CTOD780068902715XYBA计算出33/4,/46981MKGMKGA3/2714809/681/0MKGLD塔底液相平均密度计算由，可由上式CTOD918计算出33/2781,/7MKGMKGBA3/29781/9650/50MKGLW进料板液相平均密度的计算由，可计算出CTOF9033/5,/82KGBA进料板液相质量分数计算3/78025179/06582/410437MKGALFMA精馏段液相平均密度3/4/LM精馏段液相平均密度93/07912/80971MKGLM35液相平均表面张力计算液相的平均表面张力依下式计算IIX塔顶液相平均表面张力计算由，根据计算公式计算CTD780528301946XYBA计算得MA/1742MB/7MXXBDDLM/1927660塔底液相平均表面张力计算由,根据上式可CTW9108计算出MA/8017MB/6148MXXBWLM/58614035735进料板液相平均表面张力计算由，根据计算公式计算，可得CTF90MA/541MB/58320MXXBFFLM/29046195620精馏段平均表面张力为MLM/72021提馏段平均表面张力为L/439158636混合物的平均粘度液相平均粘度依下式计算10IILMXLGLG塔顶液相平均粘度的计算由，根据计算公式计算CTD780460293XYBA计算出SMPAA304SMPAB5SLD3LG3LG96LG塔底液相平均粘度的计算由,根据上式可CTW9108计算出SMPAA240SMPAB2480SLW8LG965LG35LG进料板液相平均粘度的计算由，根据计算公式计算，可得CTF90SMPAA2810SMPAB2850LF3LG32810LG46LG精馏段液相平均表面粘度为SMPALM95/提馏段液相平均表面粘度为L260/83240四精馏塔的塔体工艺尺寸计算41塔径的计算精馏段的气、液相体积流率为11SMVMMS/8630394251360LS/2873因为，其中需查表202MAX,LVLCC而20C图的横坐标为4987360550VLH取板间距为，板上液层高度，则HT4MHLLT344查史密斯关联图，得0722C07252020LSMU/1949875MAX令安全系数为07，则空塔气速为07S/800MAXMUVDS14364按标准塔径圆整，则精馏段塔径为。21精馏段塔的截面积21343AT实际空塔气速为SMVUTS/760138提馏段的气、液相体积流率为SMVMS/89602360312SMMLMS/045367912843603因为，其中需查表202MAX,LVLCC而20C图的横坐标为813796804555LH取板间距为，板上液层高度，则HT4MHL0LT44查史密斯关联图，得072C0692319220LSMU/6137906MAX令安全系数为07，则空塔气速为07US/7401AXMVDS233894按标准塔径圆整，则提馏段塔径为。21提馏段塔的截面积21343AT实际空塔气速为SMVUTS/70138942有效高度计算精馏段有效高度为MHNZT63401精精13提馏段有效高度为MHNZT4012提提在进料板上方开一个人孔，其高度为08M，故精馏塔的有效高度为86380提精五塔板主要工艺尺寸的计算因塔径小于1米，可选用单溢流弓形降液管，凹形受液盘。51溢流装置的计算堰长1WL取MDLW7920160溢流堰高度2WH精馏段溢流高度计算由,采用平直堰，堰上液高度按下式计算OLOWH（近似取）3/210842WSOWLLEH1EMLHOW0327920613/3/2又，取，所以OWLHML06HOW46813提馏段溢流高度计算由,采用平直堰，堰上液高度按下式计算OWLHOWH（近似取）3/210842WSOWLLE1EMLHHOW02792064513/3/2又，取，所以OWLML0614MHOWL0382106弓形降液管宽度和截面积3DFA精馏段和提馏段由,查弓形降液管参数图，得60DLW，072TFA1240DWD故2863MFWD14021240验算液体在降液管中的停留时间，可用公式LSHATF精馏段液提在降液管中的停留时间为SLHAHTF847136028360停留时间，故降液管设计合理。S5提馏段液提在降液管中的停留时间为SLHAHTF25973604581360停留时间，故降液管设计合理。S5降液管底隙高度40H0036ULLWH取降液管底隙的流速，SMU/250则精馏段降液管底隙高度为MH012579360提馏段降液管底隙高度为W374815MH023579203640W168则符合要求，选用凹形受液盘，深度HW852塔板分布塔板的分块1因，故采用塔板分块式，经查表（塔板分块数表）得，塔板分为三MD80块边缘区宽度确定2取MWCSS035,65开孔区面积计算3开孔区面积计算式AARXXRAACSIN18022其中MWDRXCSD560321364故M27980563ARCSIN1805623860222AA筛孔计算及其排列4选用碳钢板，取筛孔直径MMDO筛板按正三角形排列，取空中心距T153筛孔数目40962078152TANA开孔率1599702TDO精馏段气体通过筛孔的气速SMAVUASO/708106316提馏段气体通过筛孔的气速SMAVUASO/90617810六筛板的流体力学计算61塔板的压降干板阻力计算1CH干板阻力计算式LVOCU2051由，查表可知6713/5D7故精馏段MHC03549820提馏段C1716152气体通过液层的阻力计算2气体通过液层的阻力计算式LHLH精馏段SMAVUFTSA/820163212/49280KGFO查图可知6故MHOWL036120468提馏段SAVUFTSA/8379172121/48380MSKGFO查图可知5故HHOWL03542138059液体表面张力的阻力计算3精馏段液体表面张力所产生的阻力计算M021581940723GDHL气体通过每层塔板的液柱高度LCP738365其体通过每层塔板的压降为（设计允许值）KPAGHPLP0841948073提馏段液体表面张力所产生的阻力计算M205819730GDL气体通过每层塔板的液柱高度HHLCP74其体通过每层塔板的压降为（设计允许值）KPAGPLP0618970562液面落差对于筛板塔，液面落差很小，且塔径和液流量均不大，故可忽略液面落差的影响。63液沫夹带液沫夹带量由式计算精馏段2361075FTALVHHUE18MHLF150625空气液气液KGKGHUEFTALV/10/012415048274753336所以液沫夹带量符合要求。，所以液沫夹带量符合要求。气液KGEV/2提馏段2361075FTALVHHUEMHF1502空气液气液KGKGUEFTALV/10/028715048343971523636所以液沫夹带量符合要求。，所以液沫夹带量符合要求。气液KGEV/164漏液精馏段对筛板塔，漏液点气速VLHCU/1305640MIN,0M/S98452487724实际孔速，MIN,00/S1稳定系数K为51789451IN,0U故在本设计中无明显漏液提馏段对筛板塔，漏液点气速VLLHCU0MIN,0/1356419M/S75123/790613057204实际孔速MIN,/S961UU稳定系数K为518759IN,0故在本设计中无明显漏液65液泛为防止塔内发生液泛，要求降液管内液层高WTDHH由于苯甲苯物系属一般物系，取，则50精馏段M2340684WTHH而DLPD板上不设进堰口，则UH09562153015302D所以02234MMH1678LP可见，故在本设计中不会发生液泛现象。WTD提馏段219038405TH而DLPDH板上不设进堰口，则MUH09562153015302D所以02234M1247DLP可见，故在本设计中不会发生液泛现象。WTDH20七塔板负荷性能图71漏液线精馏段由VLHCU/1305640MIN,03/20MIN,IN,01084,WHOWWLSLLEAV得VLHWSLHC/2135643/20MIN,得IN,SV07982942/80721792361460130563/SL整理得3/MIN,0587SSV在操作范围内，任取若干LS值，算出相应的VS值。计算如表所示LS/M3S1VS/M3S1LS/M3S1VS/M3S100015047400030049000450504000600516由此表数据即可作出精馏段漏液线1提馏段由VLLHCU0MIN,0/35643/20MIN,IN,1084,WHOWWSLLEAV得VLHWSLHC3/20MIN,/213564得IN,SV07982123/079279236140310563/SL整理得3/MIN,0859SS21在操作范围内，任取若干LS值，算出相应的VS值。计算如表所示LS/M3S1VS/M3S1LS/M3S1VS/M3S1000150435000300451000450465000600476由此表数据即可作出提馏段漏液线172液沫夹带线精馏段以为限，求VSLS关系气液KG/10VE2361075FTALVHHUESSFTSAVAU9508652OWLFHH468WH323279061084SSOWL329170SFLHSSFTHH9481230481320851742052336SLVEV整理得38SSLLS/M3S1VS/M3S1LS/M3S1VS/M3S100015169800030159900045151600060144由此表数据即可作出液沫夹带线2提馏段以为限，求VSLS关系气液KG/10VE222361075FTALVHHUESSFTSAVAU95086352OWLFHH38WH323279061084SSOWL329107SFLHSSFTHH3248134810905452336SLVVE整理得3219SSLLS/M3S1VS/M3S1LS/M3S1VS/M3S1000151803000301706000451624000601551由此表数据即可作出液沫夹带线274液相负荷下限线对于平直堰，取堰上液层高度作为最小液体负荷标准。MHOW06精馏段和提馏段则361084232OWLLEHS取，则E1323MINSM06798410S据此可作出与气体流量无关的垂直液相负荷下限线375液相负荷上限线23以作为液体在降液管中停留的时间S4精馏段和提馏段4STFLHA13TFMAXSM08608164LS据此可作出与气体流量无关的垂直液相负荷上限线4。76液泛线令,HHHHHLCPDLPDWTDOWLLH联立得DCT1忽略,将与,与,与的关系代入上式得OWSDSCHSV051,23222LVCAALCBVA精馏段32320601084,153,1WWWTLEDHL/CHHB将有关数据代入，得247179036108427953908564728103/2DCBA即/2224356SSSLV在操作范围内，任取若干LS值，算出相应的VS值。计算如表所示LS/M3S1VS/M3S1LS/M3S1VS/M3S1000151645000301569000451485000601387根据以上各线方程，可作出筛板塔的负荷性能图，如下24精馏段负荷性能图005115225000100010003000500070009LS,M3/SVS,/M3/S漏液线液沫夹带线液相负荷上限线液相负荷下限线液泛线精馏段操作线系列7线性精馏段操作线线性漏液线在负荷性能图上，作出操作点A，连接OA，即作出操作线。由图可看出，该筛板的操作上限为液泛控制，下限为漏液控制。由图可得SMVS/4720513IN,AX,故操作弹性为MIN,AXS提馏段32320601084,153,1WWWTLEDHL/CHHB将有关数据代入，得239170365910842243795805791801/22DCBA即/222863SSSLV在操作范围内，任取若干LS值，算出相应的VS值。计算如表所示LS/M3S1VS/M3S1LS/M3S1VS/M3S125000151677000301520000451485000600895根据以上各线方程，可作出筛板塔的负荷性能图，如下提馏段负荷性能图002040608112141618200002000400060008001LS,M3/SVS,M3/S漏液线液沫夹带线液相负荷下限线液相负荷上限线液泛线提馏段操作线线性液沫夹带线线性提馏段操作线在负荷性能图上，作出操作点A，连接OA，即作出操作线。由图可看出，该筛板的操作上限为液泛控制，下限为漏液控制。由图可得SVS/5204613MIN,AX,故操作弹性为81MIN,AXS八筛板塔设计计算结果序号项目数值精馏段提馏段1平均温度CTOM,8559482平均压力KPAP108811653气相流量SVS/,3086308794液相流量L00022000455实际塔板数22266有效段高度MZ,887塔径，M128板间距，M049溢流形式单溢流10降液管形式弓形11堰长079212堰高004680038813板上液层高度，M00614堰上液层高度，M001320021215降液管底隙高度,M001110022716安定区高度,M006517边缘区高度,M003518开孔区面积,CM2079819筛孔直径,M000520筛孔数目409621孔中心距,M001522开孔率,10123空塔气速M/S0763077724筛孔气速M/S107071090625稳定系数1789188826每层塔板压降,KPA05846060142727负荷上限液泛控制28负荷下限液泛控制29液沫夹带气液KG/,EV001240014130液相负荷上限,M/S3000816631液相负荷下限,MS/3000067632操作弹性325281九塔附件的设计91接管911进料管进料管的结构类型很多，有直管进料管、弯管进料管、T型进料管。本设计采用直管进料管。管径计算如下取16/FUMS3F/KG780MSVS/M019782461537D4309查标准系列选取54912回流管采用直流回流管取16/RUMS3D/KG267814MSLS/0194305372839M061439DR查标准系列选取54913塔底出料管取，16/WUMS3/78129KGMWSLS/M0297814065332DW查标准系列选取25914塔顶蒸汽出料管直管出气取出口气速20/UMSMD23414386查标准系列选取27915塔底进气管采用直管取气速23/UMS21M014879D查标准系列选取27392筒体与封头921筒体由D1200MM,焊缝系数取得09M052125629壁厚选6MM，所用材质为钢板。922封头封头分为椭圆形封头、碟形封头等几种，本设计采用椭圆形封头，由公称直径D1200MM，查得曲面高度，直边高度，内表面积MH175MH40，容积。选用封头N7006,JB/T47462002。2M6190封F306封V93除沫器当空塔气速较大，塔顶带液现象严重，以及工艺过程中不许出塔气速夹带雾滴的情况下，设置除沫器，以减少液体夹带损失，确保气体纯度，保证后续设备的正常操作。常用除沫器有折流板式除沫器、丝网除沫器以及程流除沫器。本设计采用丝网除沫器，其具有比表面积大、重量轻、空隙大及使用方便等优点。设计气速选取系数LVUK017KS/M794268U除沫器直径VDS807134选取不锈钢丝网除沫器，类型标准型；规格40100；材料不锈钢丝网（1CR18NI9TI）；丝网尺寸圆丝294裙座塔底采用裙座支撑，裙座的结构性能好，连接处产生的局部阻力小，所以它是塔设备的主要支座形式，为了制作方便，一般采用圆筒形。选取裙座壁厚为16MM。基础环内径MDBI83210421620基础环外径O）（