化工原理课程设计说明书-年产3.0万吨甲苯的甲苯-邻二甲苯浮阀式精馏塔的设计及计算.doc

新乡学院化工原理课程设计说明书院（系）名称化学与化工学院专业名称化学工程与工艺年 级 班 级08化学工程与工艺1班学生姓名学 号指导教师姓名30目录一、设计条件1二、设计内容1三、浮阀塔流程工艺图2四、精馏塔的物料衡算及条件设计2（1）、甲苯、邻二甲苯物料衡算2（2）、塔顶、塔釜工艺参数3五、确定适宜回流比6六、求理论板及实际塔板层数（采用捷算法）7七、确定进料板位置8八、确定换热器热负荷及换热面积8（1）预热器热负荷及换热面积计算9（2）冷凝器热负荷及换热面积计算9（3）再沸器热负荷及换热面积计算10九、塔板计算及板间距计算:10（1）精馏段及提馏段流量计算10（2）精馏段及提馏段体积流量计算10精馏段10提溜段11（3）塔径及板间距计算12精馏段在塔顶设定工艺条件下12提溜段塔径及板间距设计12十、塔板布置13（1）堰长、堰高及堰上液层高13（2）降液管宽度及截面积14（3）降液管底隙高度14（4）浮阀数目及排列14十一、对精馏段塔板进行流体力学验算及负荷性能图核算15（1）精馏塔段流体力学验算15气相通过浮阀塔板压降15防止液泛验算16防止雾沫夹带的核算16（2）精馏段进行塔板负荷性能的核算17雾沫夹带线：按泛点率80%计算17液泛线17液相负荷上限线17漏液线18液相负荷下线限18十二、提馏段流力学验算及负荷性能核算19（1）提馏塔段流体力学验算19气相通过浮阀塔板压降19防止液泛验算20防止雾沫夹带的核算20（2） 提留段塔板负荷性能核算21雾沫夹带21)夜冷线21液相负荷上线21漏液线21液相负荷下线限22十三、换热器的选型及核算23、换热器类型选取及传热系数的核算23类型选取23核算总传热系数23十四、主要接管尺寸的选取25（1）进料管25（2）回流管25（3）釜液出口管25（4）塔顶蒸汽管26（5）加热蒸汽管26十五、设计结果一览表.27参考文献28 化 工 理 课 程 设 计 任 务 书专业： 化学工程与工艺班级： 08化工1班 姓名： 设计日期： 2011 年 4 月设计题目：年产3.0万吨甲苯的甲苯-邻二甲苯浮阀式精馏塔的设计及计算一、设计条件：进料量f= 93.4 kmol/h进料组成= 0.5 （摩尔分率）进料温度tf= 130oc气液混合进料 进料压力p进=107.4kpa产品要求= 97% 回收率= 97% 每年生产时间300天，每天工作时间24小时，共7200小时。单板压降0.6kpa；塔顶表压为3.5kpa二、设计内容：(1)精馏塔的物料衡算；(2)塔板数的确定；(3)精馏塔的工艺条件及有关物性数据的计算；(4)精馏塔的塔体工艺尺寸计算；(5)塔板主要工艺尺寸的计算；(6)塔板的流体力学验算；(7)塔板负荷性能图；(8)精馏塔接管尺寸计算；(9)绘制生产工艺流程图；(10)绘制精馏塔设计条件图；三、浮阀塔流程工艺图四、精馏塔的物料衡算及条件设计（1）、甲苯、邻二甲苯物料衡算甲苯的摩尔质量=92 kg/kmol 邻二甲苯的摩尔质量=106 kg/kmol原料处理量f=93.4kmol/h 进料苯的摩尔分率=0.5塔顶苯的摩尔分率=0.97 塔顶易挥发组分的回收率=97%总物料衡算： f = d + w 易挥发（甲苯）组分衡算：塔顶易挥发组分（苯）的回收率： = 联立解得 w=f-d=93.4-46.3=46.所以塔顶甲苯流率为45.3kmol/h 塔底甲苯流率为1.4kmol/h（2）、塔顶、塔釜工艺参数：由甲苯-邻二甲苯恒压下t-x-y相图可知甲苯-邻二甲苯混合液可视为理想物系。查资料得：甲苯的安托尼方程：邻二甲苯的安托尼方程：（其中p，105pa；t，k）进料压力：p进=107.4kpa进料压力下泡点方程： 露点方程：泡点方程及露点方程作出恒压下进料的t-x-y相图当t=399.3k即t=126.3oc时，xa=0.5，所以t=126.50c是原料的泡点温度。当t=406.9k即t=133.9oc时ya=0.5，所以t=133.9oc是原料的露点温度。气液混合进料时，进料温度在露点温度和泡点温度之间，取tf=1300c即tf=403k根据杠杆原理：（xf-xa）nl=（ya-xf）nv由压力107kpa下t-x-y相图可知：xa=0.391 ya=0.618则：0.109nl=0.118nv对于气液混合进料：塔顶表压3.5kpa则塔顶实际压力pd=104.8kpa作出塔顶定压104.8kpa下甲苯-邻二甲苯t-x-y相图：当塔顶组成xd=97%时，查图得塔顶温度td=385.7k，td=112.7oc ，yd=99%精馏塔操作压力： 所以pw=110kpa则塔釜压力为110kpa，作出在定压110kpa下甲苯-邻二甲苯t-x-y相图。由相图查得当xw=3%时tw=419.3k，tw=146.3oc,yw=8.8%.以上可得全塔物料工艺参数：压力/kpa温度/oc液相组成气相组成塔顶104.8112.797%99%进料口107.413050%77%塔釜110146.33%8.8%五、确定适宜回流比（1）当q=1时，相当于泡点进料。ts=126.3oc，t=399.3k。将t=399.3k分别代入甲苯、邻二甲苯的安托尼方程，得甲苯，邻二甲苯的饱和蒸汽压，进而求得甲苯、邻二甲苯相对挥发度：代入得：（rm）q=1=1.1513（2）当q=0时即露点进料，td=133.9oc，t=406.9。将t=406.9k分别代入甲苯、邻二甲苯安托尼方程，得此温度下甲苯、邻二甲苯饱和蒸汽压，进而求得相对挥发度：代入得：（rm）q=0=2.2048当气液混合进料时，最小回流比计算方法：得：（rm）min=1.66取最适回流比为最小回流比的1.5倍则r适=2.484六、求理论板及实际塔板层数（采用捷算法）：（1）y=0.545827-0.591422x+0.002743/x =0.545827-0.14+0.0116=0.4174首先需要求出在设定条件下，塔顶、塔底组分的相对挥发度分别为 所以则nmin=6.4835;即求得n=12.56 取整则理论板层数为13块（2）取总板效率et=0.5则实际塔板数：七、确定进料板位置在进料状态下相对挥发度 则精馏段平均相对挥发度;则=2.638代入数据：则取总板效率et=0.5:；则可确定第12块板为进料板。八、确定换热器热负荷及换热面积查资料得塔顶、塔底、及进料口的甲苯、邻二甲苯的热参数：甲苯邻二甲苯塔顶温度/112.7组成97%3%/1242017596进料口温度/130组成50%50%/12910.618309.2塔釜温度/146组成3%97%/13372.38418980.36（1）预热器热负荷及换热面积计算：取进预热期前原料温度30oc原料平均比热容：原料升温到130oc的热负荷：qp=（130-30）qnf=1.46108kj/h预热器加热采用过热蒸汽加热，过热蒸汽温度200oc可作为恒温传热。取k=800kcal/（m2.h.oc）则（2）冷凝器热负荷及换热面积计算：取塔顶为饱和液体冷凝。则塔顶汽化潜热：rm=塔顶冷凝气热负荷：冷凝器传热系数：k=800kcal/m2.h.oc设水温由25oc上升到40oc，气体冷却到50oc则冷凝器传热面积：（3）再沸器热负荷及换热面积计算：塔底再沸器为200oc过热蒸汽加热，属于恒温加热。则塔底液体汽化潜热塔底再沸器热负荷：取k=800kcal/m2.hoc则再沸器传热面积：九、塔板计算及板间距计算:（1）精馏段及提馏段流量计算：精馏段: 提馏段： 在精馏塔设定温度范围内：液相甲苯相对密度：液相邻二甲苯相对密度：（2）精馏段及提馏段体积流量计算：精馏段： 则塔底液相相对密度： 塔底液相密度：塔顶液相相对分子量：塔顶液相体积流量：塔顶气相组成：，则 塔顶气相体积流率：提溜段： 液相组成：则： 塔底液相密度： 塔底液相相对分子量： 塔底液相体积流量： 塔底气相组成：则：（3）塔径及板间距计算： 精馏段在塔顶设定工艺条件下：甲苯表面张力： 邻二甲苯表面张力：精馏段平均温度：121设板间距 则：查图得混合物料表面张力：塔径：提溜段塔径及板间距设计提溜段操作条件下： 设 查图：提馏段塔径：根据标准对塔径进行圆整：塔横截面：十、塔板布置（1）堰长、堰高及堰上液层高：（hl:板上液高、hw:堰高、how:堰上液层高）取 采用平直堰 精馏段：取 又 则：提溜段： 平直堰：取 则（2）降液管宽度及截面积： 查图（3）降液管底隙高度：塔板布置：（4）浮阀数目及排列：取动能因数按浮阀在鼓泡区排列为等腰叉排同一横排孔心距估计排间距：因为塔径大，采用分块式塔板，故取求得浮阀数n=350按n=350进行核算：十一、对精馏段塔板进行流体力学验算及负荷性能图核算（1）精馏塔段流体力学验算：气相通过浮阀塔板压降：板上充气液层阻力：塔内为碳氢混合物，取充气系数则液体表面张力造成阻力，此阻力很小，忽略不计。因此，气体流经一层浮阀塔板的压力所相当的液柱高度为：单板压降：防止液泛验算：液体通过降液管压头损失，hd（加进口堰）取可见 符合防止液泛要求防止雾沫夹带的核算：对于大塔：要求液泛率80%泛点率无泡沫正常系统泛点率=44.16% 验算：泛点率= 泛点率=44.43%（2）精馏段进行塔板负荷性能的核算雾沫夹带线：按泛点率80%计算 则 整理得 液泛线： 将则 又 液相负荷上限线 液体在限液管停留时间不低于35s以=5s为在降液管停留时间下限 漏液线 采用f1 型浮阀： 则 又所以 液相负荷下线限 取堰上液层高度作为液相下限条件则 z=1所以 根据作出塔板负荷性能图（图四）按图固定的汽夜比查的：气相负荷上限： 气相负荷下线： 操作弹性=3.597十二、提馏段流力学验算及负荷性能核算（1）提馏塔段流体力学验算： 在提留段操作条件下：气相通过浮阀塔板压降： 干板阻力： 所以 取 所以板上充气液层阻力相当高度： 所以 单板压降 防止液泛验算：液体通过降液管压头损失（设进口堰): 所以 取则：符合防止冷夜要求防止雾沫夹带的核算： 大塔冷凝泛点率80%计算 泛点率=34.1%（2） 提留段塔板负荷性能核算雾沫夹带 整理得 )夜冷线：将 则所以 液相负荷上线以=5为在降液管停留时间下限 漏液线 对于采用f1 型浮阀：所以 液相负荷下线限： 取堰上液层高度作为液相下降条件 z=1所以 根据式、作出提留段塔板负荷图（图五)按图固定的汽夜比查的：气相负荷上限： 气相负荷下线： 操作弹性=3.46十三、换热器的选型及核算估计传热面积，初选换热器的型号取设水温由上升物质被冷却到、换热器类型选取及传热系数的核算类型选取有两流体温差50，故选用浮头式换热器，其型号为：tb/t4714-714-92-209主要参数如下：外壳类型：600mm公称面积：73.19m2管子尺寸：25mm2.5mm管子数：284管长：4500mm管程数：np 6管子排列方式：正三角形管程流通面积：0.0083m2实际传热面积：总传热系数核算总传热系数、管程对流传热系数i、壳程对流传热系数o(kern法)管子为正三角形排列则壳层甲苯冷却所以 、污垢热阻查污垢系数图得rso=210-4(m2)/w rso=1.710-4(m2)/w、总传热系数k 故所选的换热器是合格的十四、主要接管尺寸的选取（1）进料管已知进料液流率为90.452kmol/h，平均相对分子量99.15，密度772.28kg/m3 所以 取管内流速则进料管直径（2）回流管回流管的体积流率：取管内流速，则回流管直径（3）釜液出口管体积流率取管内流速则釜液出口管径（4）塔顶蒸汽管取管内蒸汽流速则塔顶蒸汽管直径（5）加热蒸汽管取管内蒸汽流速则加热蒸汽管直径十五、设计结果一览表序号项 目符 号单 位计算结果精馏段提馏段1平均温度tk385.5419.32平均压力pkpa104.81103平均流量气相vm3/h4996.43736.864液相lm3/h20.0422.595实际塔板数2613136塔的有效高度zm127塔径dm1.61.68板间距htm0.450.459降液管形式弓形降液管10空塔气速um/s0.70.711溢流装置溢流管形式单溢流12溢流堰长度lwm1.0561.05613溢流堰高度hwm0.0450.04114板上液层高度hlm0.060.0615堰上液层高度howm0.0150.01916安定区宽度wsm0.080.0817开孔区到塔壁距离18开孔区面积aam21.391.3919阀孔直径dmm303020浮阀或筛孔个数n35035021阀孔或筛孔气速u0m/s5.6122阀孔或筛孔动能因数f09.729.7223开孔率12.5%12.5%24孔心距tmm757525排间距t,mm404026塔板压降ppa417.350627液体在降液管中的停留时间s11.7210.428降液管底隙高度h0m0.0390.03929泛点率44.43%34.1%30液相负荷上限lsmaxm3/s1.310-21.310-231液相负荷下限lsmaxm3/s0.00090.000932气相负荷下限vsminm3/s0.7140.679233操作弹性3.5973.46参考文献1 柴诚敬.化工原理：上册.高等教育出版社，20052 柴诚敬.化工原理：下册.高等教育出版社，20063 任晓光等.化工原理课程设计指导：化学工业出版社，20094 汪镇安.化工工艺设计手册：上册.化学工业出版社，20035 刘光启等.化工物性图算手册.化学工业出版社，20026 董大勤.化工设备机械基础.化学工业出版社，20097 刘家琪.传质分离工程.高等教育出版社，20058梁国栋等.工程制图.机械工业出版社，2003化工原理课程设计心得体会为期两周的化工原理课程设计结束了，这是大学以来第一次在老师指导及自己努力下的完全独立完成的课题，也是对我上大学以来所学知识的一个综合考察，在课程设计中充满了我辛勤及艰辛的汗水，但重要的是我从中学到了更多的知识，这些知识在书本上是学不到的。这次课程设计我也从中看到了许许多多自身的不足，这将是我今后努力学习的巨大动力，这次设计我初步掌握了工业设计的基础知识、设计原则及方法。学会了各种手册的使用方法及物理性质、化学性质的查找方法和技巧；掌握了各种结果的校核，能够初步画出工艺流程图，塔板结构等工艺图，理解了计算机辅助设计过程，利用简单的计算机编程使计算效率大大提高。我也对化工设备的重要地位及设计步骤有了整体全面的认识。首先我对塔设备的认识，塔设备是能够实现蒸馏的气液传质设备，广泛应用于化工、