化工原理课程设计模板

大连民族学院化工原理课程设计 题目：苯甲苯精馏分离板式塔设计学 院： 生命科学学院 系 别： 化学工程系 班 级： 学生姓名： 学 号： 指导教师： 赵明举 设计时间： 2010年6月23日至30 日 大连民族学院化工原理课程设计：苯甲苯精馏分离板式塔设计化工原理课程设计任务书专业班级：一、设计题目： 苯甲苯精馏分离板式塔设计二、设计任务及操作条件1、设计任务：生产能力：（进料量） 90000 吨年操作周期： 7200 小时年进料组成：苯含量为40%（质量分数）塔顶产品组成： 98%（质量分数）塔底产品组成： 2% （质量分数）2、操作条件操作压力 常压进料热状态 泡点进料 单板压降： 0.7 kPa3、设备型式 板式精馏塔：筛板 4、厂址 大连市 三、设计内容：1、设计方案的选择及流程说明2、工艺计算3、主要设备工艺尺寸设计 （1）塔径及提馏段塔板结构尺寸的确定 （2）总塔高、总压降及接管尺寸的确定4、设计结果汇总5、工艺流程图及精馏塔工艺条件图6、设计评述及感想四、参考资料1.陈敏恒，丛德兹等.化工原理(上、下册)(第二版).北京：化学工业出版社，20002.柴诚敬，刘国维，李阿娜.化工原理课程设计.天津：天津科学技术出版社，1995五、格式基本要求(1) 纸型：A4纸，单面打印或双面打印皆可；(2) 页边距：上3.5cm，下2.5cm，左2.5cm、右2.5cm；(3) 页眉：2.5cm，页脚：2cm，左侧装订；(4) 字体：正文全部宋体、小四；(5) 行距：多倍行距：1.25，段前、段后均为0，取消网格对齐选项。(6) 包括封面、任务书、目录等，内容大概1520页六、主要基础数据1、苯和甲苯的物理性质项目分子式分子量沸点，临界温度，临界压强，kPa苯C6H678.1180.1288.56833.4甲苯C6H5-CH392.13110.6318.574107.72、常压下苯甲苯的气液平衡数据温度，8018590951001051106苯PA，kPa10133116913551557179220422400甲苯PB，kPa40046054063374386010133以上为实验数据，也可用Antoine公式计算：组分ABC苯6.0231206.35220.24甲苯6.0781343.94219.583、液相密度，kg/m3温度，8090100110120苯815803.9792.5780.3768.9甲苯810800.2790.3780.3770.04、液体的表面张力，10-3N/m温度，8090100110120苯21.2720.0618.8517.6616.49甲苯21.6920.5919.9418.4117.315、液体粘度，10-3Pas温度，8090100110120苯0.3080.2790.2550.2330.215甲苯0.3110.2860.2640.2540.2286、液体汽化热温度，8090100110120苯394.1386.9379.3371.5363.2甲苯379.9378.8367.6361.2354.6IV大连民族学院化工原理课程设计：苯甲苯精馏分离板式塔设计目 录化工原理课程设计任务书I第一章 设计方案的选择及流程说明1概述1设计方案确定2第二章 工艺计算4一、相平衡4二、物料衡算和操作线方程5三、理论板数的计算6理论塔板数的确定6四、塔板效率的确定8五、实际塔板数的求算8六、精馏塔的工艺条件及有关物性数据的计算8第三章 主要设备工艺尺寸设计123.1塔径及提馏段塔板结构尺寸的确定123.2塔板的流体力学校核143.3塔板的负荷性能图163.4总塔高、总压降及接管尺寸的确定18第四章 辅助设备选型与计算20一、塔体总结构20二、冷凝器20三、再沸器21第五章 设计结果汇总22第六章 工艺流程图及精馏塔工艺条件图25第七章 设计评述及感想26一、对本设计的评价26二、设计感想26参考文献26第一章 设计方案的选择及流程说明概述精馏原理利用从塔底部上升的含轻组分较少的蒸气，与从塔顶部回流的含重组分较少的液体逆流接触，同时进行多次部分汽化和部分冷凝，使原料得到分离。同时进行多次部分汽化和部分冷凝是在精馏塔中实现的。塔板上有一层液体，气流经塔板被分散于其中成为气泡，气、液两相在塔板上接触，液相吸收了气相带入的热量。使液相中的易挥发组分汽化，由液相转移到气相；同时，气相放出了热量，使气相中的难挥发组分冷凝，由气相转移到液相。部分汽化和部分冷凝的同时进行是汽化、冷凝潜热相互补偿。精馏就是多次而且同时进行部分汽化和部分冷凝，使混合液得到分离的过程。精馏塔选定精馏是气液两相之间的传质过程，而传质过程是由能提供气液两相充分接触的塔设备完成，并要求达到较高的传质效率。根据塔内气液接触部件的结构型式，可分为板式塔和填料塔两大类。板式塔内设置一定数量塔板，气体以鼓泡或喷射形式穿过板上液层进行质量、热量传递，气液相组成呈阶梯变化，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，液体自塔顶填料表面下流，气体逆流而上，与液相接触进行质量、热量传递，气液相组成沿塔高连续变化，属于微分接触操作过程。我们选择的是板式塔。板式塔大致可分为两类：一类是有降液管的塔板，如泡罩、浮阀、筛板等；另一类是无降液管塔板，如栅板、穿流式波纹板等。工业上应用较多的是前者。这里，我们选择的是具有降液管的筛板塔。筛板塔是在塔板上钻有均匀分布的筛孔，上升气流经筛孔分散、鼓泡通过板上液层，形成气液密切接触的泡沫层（或喷射的液滴群）。筛板塔的优点是结构简单，制造维修方便，造价低，相同条件下生产能力高于浮阀塔。其缺点是稳定操作范围窄，小孔径筛板易堵塞，不适宜处理粘性大的、脏的和带固体粒子的液料。但设计良好的筛板塔仍具有足够的操作弹性，对易阻塞的物系可采用大孔径筛板。工业上对塔设备的主要要求：（1）生产能力大；（2）传质、传热效率高；（3）气流的摩擦阻力小；（4）操作稳定，适应性强，操作弹性大；（5）结构简单，材料耗用量小；（6）制造安装容易，操作维修方便。此外还要求不易堵塞、耐腐蚀等。实际上，任何塔设备都难以满足上述所有要求，因此，设计者应根据塔型特点、物系性质、生产工艺条件、操作方式、设备投资、操作与维修费用等技术经济评价以及设计经验等因素,依矛盾的主次，综合考虑，选择适宜的塔型。设计方案确定1 精馏流程的确定精馏装置包括精馏塔、原料预热塔、蒸馏釜（再沸器）、冷凝器、釜液冷却器和产品冷却器等设备。热量自塔釜输入，物料在塔内经多次部分气化与部分冷凝进行精馏分离，由冷凝器和冷却器中的冷却介质将余热带走。在此过程中，热能利用率很低，为此，在确定装置流程时应考虑余热的利用，注意节能。另外，为保持塔的操作稳定性，流程中除用泵直接将物料送入塔内外，也可采用高位槽送料以免受泵操作波动的影响。塔顶冷凝装置根据生产情况以决定采用分凝器或全凝器。一般，塔顶分凝器对上升蒸气虽有一定增浓作用，但在石油等工业中获取液相产品时往往采用全凝器，以便于准确地控制回流比。若后继装置使用气态物料，则宜用分凝器。总之，确定流程时要较全面、合理地兼顾设备、操作费用，操作控制及安全等诸多因素。2 操作压强的选择精馏操作可在常压、减压和加压下进行。操作压强常取决于冷凝温度。一般，除热敏性物料外，凡能通过常压蒸馏不难实现分离要求，并能用江河水或循环水将馏出物冷凝下来的系统，都采用常压蒸馏；对热敏性物料或混合液沸点过高的系统则宜采用减压蒸馏；对常压下馏出物的冷凝温度过低的系统，需提高塔压或采用深井水、冷冻盐水作为冷却剂；而常压下呈气态的物料必须采用减压蒸馏。我们要分离的物系苯-甲苯采用常压蒸馏即可。进料热状态的选择 进料热状态进料热状态参数q表达，即： q= 进料状态与塔板数、塔径、回流比及塔的热负荷都有关。进料状态有五种，即q1.0时，为低于泡点温度的冷液进料；q=1.0为泡点下的饱和液体；q=0为露点下的饱和蒸气；1q0为介于泡点与露点间的气液混合物；q 0为高于露点的过热蒸气进料。为使塔的操作稳定，免受季节气温的影响，精馏段、提馏段采用相同塔径以便于制造，则常采用饱和液体（泡点）进料，但需要增设原料预热器。本方案采用泡点进料即q=1.0。3 加热方式蒸馏大多采用间接蒸汽加热，设置再沸器。4 回流比的选择选择回流比，主要从经济观点出发，力求使设备费和操作费用之和最低。一般经验值为R=(1.12.0)R。 5 热能利用精馏过程的特性是反复进行部分汽化和部分冷凝，因此，热效率低。一般进入再沸器能量的95%以上被塔顶冷凝器中的冷水或空气带走。在设计过程中应考虑热能利用的问题。如塔顶蒸汽冷凝放出大量热量，但能位较低，不可直接用来作为塔底热源。如采用热泵技术是塔顶蒸汽经绝热压缩，提高温度用于塔釜加热，既节省了大量的加热蒸汽或其它热源，又节省了塔顶冷凝水或其他冷源。第二章 工艺计算一、相平衡由任务书中给出的常压下苯甲苯的气液平衡数据温度，8018590951001051106苯PA，kPa10133116913551557179220422400甲苯PB，kPa40046054063374386010133利用公式 ; 得出下表：温度t/80.284889296100104108110.4xA1.0 0.83 0.639 0.508 0.376 0.255 0.1550.0580yA1.0 0.93 0.82 0.72 0.596 0.452 0.3040.1280图1二、物料衡算和操作线方程1、全塔物料衡算总物料 F = D + W易挥发组分 FxF =DxD + WxW式中 F、D、W 分别为进料、馏出液和釜液的流量，kg/h；xF、xD、xW 分别为进料、馏出液和釜液中易挥发组分的组成，质量分数。已知 F = 90000*1000/7200 = 12500kg/h xF = 0.40 xD = 0.98 xW = 0.02由此可得 D =4947.9 kg/h W = 7552.1kg/h当用摩尔分数表示时有 xF =0.440xD = =0.983 xW = =0.024平均摩尔分子量 MF =780.440 + 92 （1-0.440）= 85.84 kg/kmol MD =780.983 + 92 （1-0.983）= 78.24 kg/kmol MW =780.024+ 92 （1-0.024）= 91.66 kg/kmol则 F = 12500/ 85.84 = 145.62kmol/h D =4947.9 /78.11 = 63.35 kmol/h W = 7552.1/91.83 = 82.24kmol/h2、精馏段物料衡算精馏段操作线方程 Yn+1 = LXn/(L+D)+DXD/(L+D)L为精馏段内回流液流量，kg/h； L = R*DXn为精馏段内第n层理论板下降的液相组成，质量分数；Yn+1为精馏段内第n+1层理论板上升的蒸气组成，质量分数。令 R = L/D有 Y = RX/(R+1) + XD/(R+1) 式中R为回流比。 Rmin = (XD-Yq)/( Yq-Xq)因泡点进料 Xq =XF = 0.440 Yq XF/（1+（-1）XF）由于相对挥发度与平衡组分的气液组成有一个关系式 Y =X/1 + (-1)X整理得1/X于1/Y的一个线性关系，斜率为将y=a*x/1+(a-1)*x)化为y(1-x)=ax(1-y)令Y=y(1-x)，X=x(1-y)，做图，过圆点，斜率就是a（线性拟合法）将y=a*x/(1+(a-1)*x)化为令Y=y(1-x)，X=x(1-y)，做图，过圆点，斜率就是aY00.077799460.129754370.151289010.140254250.09579798X00.197712110.325587350.372127950.338271340.22746451求得 =2.45 yq=0.658 Rmin =1.49取 R=2Rmin =3故精馏段操作线方程为 Yn+1 = 0.75Xn + 0.25相平衡方程：Yn=2.45Xn/(1+1.45Xn) 所以Xn=Yn/(2.45-1.45Yn)3、提馏段物料衡算提馏段操作线方程 Yn+1= (RD+F)Xn /（(R+1)D ） (F-D)xw/（( R+1)D）（q=1） L = R*D= 3 63.35 = 190.05 kmol/h F =145.62kmol/h W = 82.24kmol/h故提馏段操作线方程为 Yn+1 = 1.325Xn -0.0084、进料方程由于采用泡点进料方式，故进料方程即q线方程为垂直于x轴的直线即 X= 0.440三、理论板数的计算理论塔板数的确定根据逐板求算法计算结果如下表所示:精馏塔所需的理论塔板数为19块,其中到第11块时XXq,故精馏段为10块塔板,到第19块塔板时,X 5s故降液管设计合理（4）降液管底隙高度ho ho = LS/(3600lwuo， )取 uo，=0.08m/s则 ho = 0.00623600/(36000.840.08 )=0.027hw - ho = 0.0344 0.0 27=0.00 740.006m故降液管底隙高度设计合理。选用凹形受液盘，深度hW ，= 0.05m。塔板布置（1） 塔板的分块因 D0.8m，故塔板采用分块式。查表可知，塔板分为三块。（2） 边缘区宽度确定取 Ws = Ws，= 0.065m，Wc = 0.035m（3） 开孔区面积计算开孔面积Aa按下式计算Aa = 2（x（r2-x2）1/2 +r2sin-1（x/r）/180其中 x =D/2 -（Wd+Ws）= 1.4/2 ( 0.174 + 0.065) = 0.461m r = D/2 Wc = 1.4/2 0.065 = 0.635m故 Aa=20.461(0.6352-0.4612)1/2+0.6352 sin-1（0.461/0.635）/180=0.783m2（4） 筛孔计算及其排列本例所处理的物系无腐蚀性，可选用= 0.003m碳钢板，取筛孔直径do=0.005m筛孔按正三角形排列，取孔中心距t为 t = 3d=0.015m筛孔数目n为 n =1.155Aa/t2 =1.155 0.783/0.0152 =4020开孔率为 = 0.907（do/t）2 =10.1%每层塔板上的开孔面积Ao 为 Ao =Aa =0.0791m2气体通过阀孔的气速为 uo = Vs/Ao =0.759/0.0791=9.60m/s 3.2塔板的流体力学校核一、气体通过筛板压降相当的液柱高度hp（1） 干板压降相当的液柱高度hc计算干板阻力由下式计算hc =0.051（uo/co）2（V/L）由 do/=5/3 = 1.67 查图可知co = 0.84故 hc = 0.051（9.60/0.84）2(3.11/785.6)=0.0264m（2） 气体通过液层的压降相当的液柱高度hl计算可由下式计算hl = ohLua = Vs/（AT-Af）=0.759/(1.539-0.111)=0.648m/sFu =ua（V）1/2=0.6483.111/2=1.143查图可知 o =0.64hl =0.640.06=0.0384m（3） 液体表面张力的阻力h计算h= 4/(Lgdo )=418.9810-3/(785.69.810.005)=0.00197m故 hp = 0.0264+0.0384+0.00197 = 0.067m单板压降 Pp = hpLg =0.067785.69.81=516.35Pa0.7kPa二、雾沫夹带量ev的验算依式 ev =（5.710-6/）(ua /(HT-hf)3.2 =（5.710-6/18.9810-3）(0.648/(0.4-2.50.06)3.2 =0.0063kg液/kg气1.5故在设计负荷下不会产生过量漏液。四、泛液验算为防止降液管液泛的发生，应使降液管中清夜层高度Hd（HT+hw）依式 Hd = hp +hL +hd可计算降液管中清夜层高度 hd =0.153(Ls/(lw*ho)2=0.153(0.0062/(0.840.031)2=0.0087m Hd =0.067+0.06 +0.0087 =0.136m取 =0.5，则（HT+hw）=0.5（0.4+0.0344）=0.217m故 Hd（HT+hw）,在设计负荷下不会发生液泛。根据以上塔板的各项流体力学验算，可以认为提馏段塔径及各工艺尺寸是合适的。 3.3塔板的负荷性能图一、雾沫夹带线依式 ev =（5.710-6/）(ua /(HT-hf)3.2 (c)式中 ua = Vs/（AT-Af）= Vs/（1.539-0.111）=0.70 Vs (a)故 hf = 2.5（hw+how）=2.5hw+0.00284E（3600Ls/lw）2/3 近似取 E=1 hw = 0.0344m lw=0.84m故 hf =2.50.0344+0.00284E（3600Ls/0.84）2/3 =0.086+1.926 Ls2/3 （b）取雾沫夹带极限值ev 为0.1kg液/kg气，已知=18.8910-3N/m,HT=0.4m,将（a）（b）带入（c）得下式： Vs=2.756 -16.901 Ls2/3 在操作范围内任取几个Ls值，依上式算出相应的Vs值列于附表中 Ls0.000060.00150.0030.0045Vs2.73009722.5345342.4044452.295333二、液泛线联立 Hd = hp +hL +hd 和 Hd（HT+hw）得 （HT+hw）= hp +hw + how +hd近似取 E = 1 ，lw = 0.84，由 how = 0.00284E（Lh/lW）2/3 得 how = 0.00284E（Lh/lW）2/3 = 0.00284（3600 Lh/0.84）2/3 故 how = 0.771 Ls2/3 （d）由 hc = 0.051（uo/co）2（V/L）= hc =0.051（Vs/co Ao）2（V/L） =0.0457 Vs2由 hl = o（how + hw）=0.64（0.0344+0.771 Ls2/3 ） = 0.0220+0.493 Ls2/3 （e） h= 0.00197m故 hp =0.0457 Vs2+0.0220+0.493 Ls2/3+0.00197 =0.024+0.0457 Vs2+0.493 Ls2/3 （f）由式 hd =0.153(Ls/(lw*ho)2=0.153(Ls /(0.840.031)2=226 Ls2将 HT=0.4，hw =0.0344，=0.5，及（d）（e）（f）代入（HT+hw）= hp +hw + how +hd得 Vs2=3.47 27.66 Ls2/3 -4945.3 Ls2在操作范围内任取几个Ls值，依上式算出相应的Vs值列于附表中Ls0.000060.00150.0030.0045Vs3.427593.0964252.8501412.615934 三、液相负荷上限线液体在降液管中停留的时间为7s，由式 Ls,max=（HTAf）/=(0.40.111)/7=0.00793m3/s液相负荷上限线在坐标图上为与气体流量无关的垂直线。四、漏液线（气相负荷下限线）由 hl =0.0220+0.493 Ls2/3 、 uow=Vs,min/Ao代入 uow = 4.40.84（0.0056+0.13hL-h）L/V）1/2Vs,min=0.411（0.663+16.19 Ls2/3 ）1/2此即气相负荷下限关系式，在操作范围内任取几个Ls值，依上式算出相应的Vs值列于附表中Ls0.000060.00150.0030.0045Vs0.34086080.3844880.4109520.4319五、液相负荷下限线取平堰、堰上液层高度how =0.006m作为液相负荷下限条件，E=1则 0.006=0.00284E（3600Ls，min/lW）2/3 得 Ls，min=0.00071m3/s塔板性能图如下所示：图3五条线包围区域为精馏塔塔板操作区，P为操作点，OP为操作线。OP与雾沫夹带线的交点相应气相负荷为Vs,max，OP线与气相负荷下限线即漏液线的交点相应气相负荷为Vs,min。可知本设计塔板上限由雾沫夹带控制，下限有漏液控制。精馏段的操作弹性 = Vs,max/ Vs,min=2.108/0.375=5.621 3.4总塔高、总压降及接管尺寸的确定塔总高度由下式决定H = HD + (N-2-S)HT + SHT + HF +HB 取 HD = 1.25m HB = 0.8m设有两个人孔 HT = 0.4mHT =0.8m HF = 0.6mH = 1.25 + （25 -2 2）0.4 +20.8 + 0.6 + 0.8= 12.65m塔总压降P= 0.516 23 = 11.87 kPa接管尺寸1、塔顶蒸汽管dp塔顶到冷凝器的蒸气导管，必须具有合适的尺寸，以免压力降过大，管径dp可按下式计算。 dp =Vs/(uv)1/2式中蒸气速度uv在常压操作时取1220m/s,绝对压为6000pa1400pa时取3050m/s,绝对压小于6000pa时取5070m/s。2、回流管dR通常，重力回流管内流速uR取0.20.5m/s,强制回流uR取1.52.5m/s。回流管直径dR为 dR = 4Lh/(3600uRL)1/23、进料管df和塔釜出料管dw料液由高位槽流入塔内时，进料管内流速uf可取0.40.8m/s；或由泵输送，uf可取1.52.5m/s，塔釜流出液体流速uw一般取0.51.0m/s，计算公式与前面所述回流管径的计算式相同。所有计算所得尺寸均应圆整到相应规格的直径。第四章 辅助设备选型与计算 一、塔体总结构 板式塔内部装有塔板、降液管、各物流的进出口管及人孔、基座、除沫器等附属设备。除一般塔板按设计板间距安装外，其他处根据需要决定其间距。（1）塔顶空间 指塔内最上层塔板与塔顶的间距。为利于出塔气体夹带的液滴沉降，此段远高于塔板间距（甚至高出一倍以上），或根据除沫器要求高度决定。（2）塔底空间 指塔内最下层塔板到塔底间距。其值由如下二因素决定，即：塔底贮液空间依贮存液量停留35 min或更长时间而定；塔底液面至最下层塔板之间要有12m的间距，大塔可大于此值。（3）进料位置 通过工艺计算可以确定最适宜的进料位置，但在结构设计时应考虑具体情况进一步安排不同的进料位置。一般离最适宜进料位置的上下约13块塔板处再设置两个进料口。相邻两个进料位置的距离应由设计者综合多种因素确定。（4）人孔 一般每隔68层塔板设一人孔（安装、检修用），当塔需经常清洗时，则每隔34 层塔板设一人孔。设人孔处的板间距等于或大于600mm，人孔直径一般为450500mm（特殊的也有长方形人孔），其伸出塔体的筒体长为200250mm，人孔中心距操作平台约8001200mm。（5）塔高 前面已计算。二、冷凝器 常用的冷凝器大多为列管式，并使蒸汽在壳程冷凝，冷却水或其它冷却剂在管程流动以提高传热系数和便于排出凝液。在求得所需的传热面积后，应考虑有一定裕度供调节之用，并根据冷凝器的规格来具体选取，特殊情况下亦可另外进行设计。 多数情况下，冷凝器水平的安装于塔顶，利用重力使部分凝液自动流入塔内作为回流，称为自流式。冷凝器距塔顶回流液入口所需的高度可根据回流量和管路阻力计算，并应有一定裕度。当冷凝器很大时，为便于安装检修和调节，常将冷凝器装于地面附近，回流液用泵输送，称为强制回流式，这时，在冷凝器和泵之间宜加设冷凝储罐来作为缓冲；另外，由于管路散热的影响，返至塔顶的温度相对较低，属于冷回流的情况。 对于直径较小的塔，冷凝器宜较小，可考虑将它直接安装于塔顶和塔连成一体。这种整体结构的优点是占地面积小，不需要冷凝器的支座，缺点是塔顶结构复杂，安装检修不便。三、再沸器 常用的再沸器有立式和卧式两种。在立式再沸器中，由于管内物料被加热而使密度减小，与塔底物料形成的自然循环效果好，有利于提高传热系数，还具有占地面积小，物料在管内流动便于清洗的优点。但它要求有较高的塔的支座，以保证物料循环所需的压头。当再沸器的传热面积较大时，为避免支座过高和管数过多引起的物料循环不均匀，可采用卧式再沸器。但卧式再沸器也有一定缺点，入物料在壳程通过难以清洗，常不得不采用较复杂的浮头或U型管结构，且自然循环的传热效果较差和占地面积较大。综上所述，本设计采用的是列管式塔顶及塔底产品冷凝器和立式再沸器。第五章 设计结果汇总项目符号单位数值提馏段精馏段平均压强PmkPa117.6平均温度T105.3平均流量气相Vsm3/s0.759液相Lhm3/s0.0062实际塔板数N块25塔间距hTm0.4塔的有效高度Hm1