课程设计[1].doc

化工原理课程设计目 录化工原理课程设计任务书-2一、设计概述-3二、设计方案的确定及流程说明-4三、塔的工艺计算-5（一）塔的物料衡算-6（二）全塔物料衡算-6（三）塔板数的确定-7四、塔的工艺条件及物性数据计算-8五、气液负荷计算-11六、塔和塔板主要工艺尺寸计算-11七、筛板流体力学验算-15八、塔板负荷性能图-17(一)精馏段-17（二）提馏段-20九、设计结果一览表-21十、设计评述及讨论-24十、重要经验关联式-24十一、参考文献-24化工原理课程设计任务书一、设计题目 设计一座笨-氯笨连续板式精馏塔,要求年产纯度为的笨,塔底釜液中笨含量为,原料液中含笨66（以上均为质量%)。二、操作条件(1) 塔顶压强:4KP(2)进料热状况:饱和蒸汽进料(3)回流比:R=2R(4)单板压降不大于0.7KP三、设备形式1、筛板塔四、设计工作日每年330天,每天24小时连续运行五、厂址青海地区六、设计要求1. 概述2. 设计方案的确定及流程说明3. 塔的工艺计算4. 塔和塔板主要工艺尺寸的确定（1）.塔高、塔径及塔板结构尺寸的确定（2）.塔板的流体力学验算（3）.塔板的负荷性能图5. 设计结果一览表6. 对本设计的评述一 、设计概述1塔设备在化工生产中的作用与地位塔设备是是化工、石油化工和炼油等生产中最重要的设备之一。它可使气液或液液两相间进行紧密接触，达到相际传质及传热的目的。可在塔设备中完成常见的单元操作有：精馏、吸收、解吸和萃取等。此外，工业气体的冷却与回收、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、减湿等。在化工、石油化工、炼油厂中，塔设备的性能对于整个装置的产品质量和环境保护等各个方面都有重大影响。塔设备的设计和研究受到化工炼油等行业的极大重视。 2塔设备的分类塔设备经过长期的发展，形成了形式繁多的结构，以满足各方面的特殊需要，为研究和比较的方便，人们从不同的角度对塔设备进行分类，按操作压力分为加压塔、常压塔和减压塔；按单元操作分为精馏塔、吸收塔、解吸塔、萃取塔、反应塔和干燥塔；按形成相际界面的方式分为具有固定相界面的塔和流动过程中形成相界面的塔，长期以来，人们最长用的分类按塔的内件结构分为板式塔、填料塔两大类。3板式塔板式塔是分级接触型气液传质设备，种类繁多，根据目前国内外的现状，注意到的塔型是浮阀塔、筛板塔和泡罩塔。3.1泡罩塔泡罩塔是历史悠久的板式塔，长期以来，在蒸馏、吸收等单元操作使用的设备中曾占有主要的地位，泡罩塔具有一下优点：（1）.操作弹性大（2）.无泄漏（3）.液气比范围大（4）.不易堵塞，能诗云女冠多种介质泡罩他的不足之处在于结构复杂、造价高、安装维修方便以及气相压力降较大。3.2筛板塔筛板塔液是很早就出现的板式塔，20世纪50年代起对筛板塔进行了大量工业规模的研究，形成了较完善的设计方法，与泡罩塔相比，具有以下的优点：（1）.生产能力大（2040）（2）.塔板效率高（1015）（3）.压力降低（3050）而且结构简单，塔盘造价减少40左右，安装维修都比较容易1。3.3浮阀塔 20世纪50年代起，浮阀塔板已大量的用于工业生产，以完成加压、常压、减压下的蒸馏、脱吸等传质过程。浮阀式之所以广泛的应用，是由于它具有以下优点：（1）.处理能力大（2）.操作弹性大（3）.塔板效率高（4）.压力降小其缺点是阀孔易磨损，阀片易脱落。浮阀的形式有很多，目前常用的浮阀形式有F1型和V-4型，F1型浮阀的结构简单，制造方便，节省材料，性能良好。F1型浮阀又分为轻阀和重阀两种。V-4型浮阀其特点是阀孔冲成向下弯曲的文丘里型，以减小气体通过塔板的压强降，阀片除腿部相应加长外，其余结构尺寸与F1型轻阀无异，V-4型阀适用于减压系统。二、设计方案的确定及流程说明精馏装置有精馏塔、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。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。苯氯苯混合液原料经预热器加热到露点温度后送入精馏塔进料板，在进料板上与自塔上部下降的的回流液体汇合后，逐板溢流，最后流入塔底。在每层板上，回流液体与上升蒸汽互相接触，进行热和质的传递过程。操作时，连续的从再沸器取出部分液体作为塔底产品，部分液体气化，产生上升蒸汽，一起通过各层塔板。塔顶蒸汽进入冷凝器中被冷凝，并将部分冷凝液用泵送回塔顶作为回流液，其余部分经冷凝器冷凝后送出作为塔顶产品，经冷凝器冷却后送入贮槽。塔釜采用间接蒸汽和再沸器共热。塔底产品经冷却后送入贮槽。流程图如下图高径比很大的设备称为塔器。用于蒸馏（精馏）和吸收的塔器分别称为蒸馏塔和吸收塔。塔器在石化工艺过程中的作用主要是分馏、吸收、汽提、萃取、洗涤、回收、再生、脱水及气体净化和冷却等。常用的有板式塔和填料塔，国外塔器主要是在塔盘和填料技术上不断改进。我国近20年开发了许多性能优良的板式塔和填料塔，已在石化、炼油装置中得到了广泛应用，性能处于国际先进水平。其中具有代表性的主要有适宜于处理高液体通量的DT塔盘、适宜于处理高气体通量的旋流塔盘、具有高操作弹性及高效率的立体传质塔盘以及筛板一填料复合塔等。为洛阳和大庆500万吨年的润滑油型炼油厂分别配置的大型板式塔型和大型填料塔型的减压塔直径达p8400mm，由国内研制的p10000mm大型精馏塔即将投入使用。根据塔内气、液接触构件的结构形式，塔设备可分为板式塔和填料塔两大类。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、导向筛板、新型垂直筛板、舌形、S型、多降液管塔板等；另一类是无降液管的塔板，如穿流式筛板（栅板）、穿流式波纹板等。工业应用较多的是有降液管的塔板，如筛板、浮阀、泡罩塔板等。三、塔的工艺计算已知参数：苯、氯苯混合液处理量，F30054t/年；回流比R（自选）；进料热状况:饱和蒸汽进料即q=0；塔顶压强，；单板压降不大于。由化学化工物性数据手册P174可知：表1 苯和氯苯的物理性质项目分子式分子量M沸点（K）临界温度tC（）临界压强PC（atm）苯A氯苯B78.11112.6353.3404.9562.1632.448.344.6由石油化工基础数据手册P457及内插计算可知： 表2 苯和氯苯的饱和蒸汽压温度80.1859095100105,mmHg757.62889.261020.91185.651350.41831.7，mmHg147.44179.395211.35253.755296.16351.35510.8180.6780.5430.4400.276y10.9570.9110.8470.7820.665温度110115120125130131.75,mmHg23132638.52964335537464210，mmHg406.55477.125547.7636.505725.317600.1850.1310.08790.04540.01150y0.5630.4560.3430.2010.05660由化学化工物性数据手册P305可知：表3 液体的表面张力温度6080100120140苯，mN/m23.7421.2718.8516.4914.17氯苯，mN/m25.9623.7521.5719.4217.32由化学化工物性数据手册P299、P300可知：表4 苯与氯苯的液相密度温度()6080100120140苯,kg/836.6815.0792.5768.9744.1氯苯,kg/1064.01042.01019.0996.4972.9由化学化工物性数据手册P303、P304可知：表5 液体粘度温度()6080100120140苯（mP.s）0.3810.3080.2550.2150.184氯苯（mP.s）0.5150.4280.3630.3130.274（一）塔的物料衡算30054t年=3794.70h1）料液及塔顶、塔底产品含苯摩尔分率 2）平均分子量 （二）全塔物料衡算总物料衡算 （1） 易挥发组分物料衡算 （2）联立上式（1）、（2）解得： 则 （三）塔板数的确定 塔板数的计算在本设计中，因苯氯苯属于理想物系，可用图解法计算理论板数。其计算方法如下：（1）根据苯氯苯的气液平衡数据作x-y图及t -x-y图（如上一页所示）。通过气液平衡关系计算，计算结果列于上表2，通过表在t -x-y图直角坐标系中做出平衡曲线和对角线，并标出c点（、）、e点（、）、a点（、）三点； （2）求最小回流比及操作回流比。因饱和蒸汽进料即q=0，所以其q线方程为：，在x-y图中对角线上自点e作出进料线（q线），该线与平衡线的交点坐标为（），此即最小回流比时操作线与平衡线的交点坐标。依最小回流比计算式：取操作回流比：精馏段操作线方程：其截距为0.485即点，连接点和点可以作出精馏段操作线方程，与q线交于点，连接点、点可作出提馏段操作线方程。按照常规的图解法作梯级可得：层（不包括再沸器），其中精馏段理论板数为3层，提馏段为3层（不包括再沸器），第3层为加料板图如上一页所示2. 全塔效率依式：，根据塔顶、塔底液相组成查t -x-y图，求得塔平均温度为：，温度下进料液相平均粘度为： 其中：104.9下的 则3. 实际塔板数精馏段： 提馏段： 故实际塔板数：（层）四、塔的工艺条件及物性数据计算1. 操作压强塔顶压强，取每层板的压降为0.7kPa，则进料板的压强为：，塔底压强为：，故精馏段平均操作压强为：，提馏段平均操作压强为： 2. 温度根据操作压强，由下式试差计算操作温度：，经试差得到塔顶：，进料板温度，塔底：，则精馏段的平均温度：，提馏段的平均温度：。3. 平均分子量塔顶：， 进料板：，塔底： , 则精馏段平均分子量：，提精馏段平均分子量：， 4. 平均密度1）液相密度根据主要基础数据表4，由内插法得：塔顶：，塔底：，由（为质量分率）故塔顶：，即；塔底：，即；进料板，由加料板液相组成，故故精馏段平均液相密度：提馏段平均液相密度：2） 气相密度 5. 液体表面张力根据主要基础数据表3，由内插法得：,，,，。 则精馏段平均表面张力：提馏段平均表面张力：6. 液体粘度 根据主要基础数据表3，由内插法得：,，,， ,。 故精馏段平均液相粘度提馏段平均液相粘度五、气液负荷计算精馏段：提馏段： 六、塔和塔板主要工艺尺寸计算1. 塔径塔板间距HT的选定很重要，可参照下表所示经验关系选取。表6 板间距与塔径关系塔径DT，m0.30.50.50.80.81.61.62.42.44.0板间距HT，mm200300250350300450350600400600根据上表，初选板间距，取板上液层高度，故；精馏段：查化工原理-天津出版社（下册）图35史密斯关联图，可得依式 校正物系表面张力为时可取安全系数为0.7（安全系数0.60.8），则故。按标准,塔径圆整为1.2m,则空塔气速0.743m/s。提馏段： 查化工原理-天津出版社（下册）图35史密斯关联图，可得；依式校正物系表面张力为时可取安全系数为0.7（安全系数0.60.8），则故。按标准,塔径圆整为1.2m,则空塔气速0.434m/s。2. 溢流装置选用单溢流、弓形降液管、平行受液盘及平行溢流堰，不设进口堰。各项计算如下：1)溢流堰长：单溢流取（0.6-0.8）D，取堰长为0.65D，即2)出口堰高：由，精馏段：；提馏段：查化工原理-天津出版社（下册）图38液流收缩系数计算可知：为1.021,由得，精馏段：故；查化工原理-天津出版社（下册）图38液流收缩系数计算可知：为1.03,因此可得，提馏段： 故3)降液管的宽度与降液管的面积：由查（化工原理：图310弓形降液管的宽度与面积）得：，故，利用式计算液体在降液管中停留时间以检验降液管面积，即s（5s，符合要求）4)降液管底隙高度：取液体通过降液管底隙的流速则降液管底隙高度为：精馏段根据要求应为0.02 提馏段根据要求应为0.023. 塔板布置1)取边缘区宽度,安定区宽度2)由式：计算开空区面积，其中：， ； 所以 因此塔板布置图如下页所示。4. 筛孔数与开孔率：精馏段：取筛空的孔径为，正三角形排列，一般碳钢的板厚为,取，故孔中心距。筛孔数孔，在图1中排3965孔，经核算，满足筛板的稳定性系数要求。其开孔率 （在515范围内），则每层板上的开孔面积为，气体通过筛孔的气速为：提馏段：取筛空的孔径为，正三角形排列，一般碳钢的板厚为,取，故孔中心距。筛孔数孔，在图2中排得1802孔，与理论相差25孔，因此其开孔率 （在515范围内），每层板上的开孔面积为，气体通过筛孔的气速为：5.塔的精馏段有效高度精馏段：提馏段：七、筛板流体力学验算1. 气体通过筛板压降相当的液柱高度1)干板压降相当的液柱高度：依，查干筛孔的流量系数图得，由式 2)气体穿过板上液层压降相当的液柱高度：精馏段，由与关联图查得板上液层充气系数0.62，所以 提馏段，由与关联图查得板上液层充气系数0.65，所以 3)克服液体表面张力压降相当的液柱高度：精馏段 ，故 则单板压强： 提馏段 ，故 则单板压强 ： 2. 雾沫夹带量的验算精馏段： 提馏段：故在设计负荷下不会发生过量雾沫夹带。3. 漏液的验算精馏段：筛板的稳定性系数，故在设计负荷下不会产生过量漏液。提馏段： 筛板的稳定性系数，故在设计负荷下不会产生过量漏液。4. 液泛验算为防止降液管液泛的发生，应使降液管中清液层高度 由计算， 而精馏段：所以 取则 故在设计负荷下不会发生液泛。提馏段：所以 取，则 故在设计负荷下不会发生液泛。根据以上塔板的各项液体力学验算，可认为精馏段塔径及各项工艺尺寸是适合的。八、塔板负荷性能图(一)精馏段1. 雾沫夹带线（1） 式中 （a），近似取 , 故 （b）取雾沫夹带极限值为。 已知，并将代入得下式： 整理得： 在操作范围内任取4个值，依上式算出相应的值列于附表中：附表（1）1.691.651.551.46依表中数据在VSLS图中作出雾沫夹带线，如图3中线（1）所示。2. 液泛线（2）由式 （a） 近似取.0， 由式：故 （） 由式前已算出）故 （） （）将，及（）、（）、（）代入（）得：整理得下式：在操作范围内取4个值，依上式计算值列于附表中： 附表（2）1.551.521.431.32 依表中数据作出液泛线，如图3中线（2）所示。3. 液相负荷上限线（3）取液体在降液管中停留时间为4秒，由下式液相负荷上限线为VSLS图中与气相流量无关的垂线，如图3中线（3）所示。4. 漏液线（气相负荷下限线）（4）由、 代入漏液点气速式：（前已算出），代入上式并整理得： 此即气相负荷下限关系式，在操作范围内任取个值，依上式计算相应的值，列于附表中：附表（3）0.4540.4590.4750.488依表中数据作气相负荷下限线，如图3中线（4）所示。5. 液相负荷下限线（5）： 取平堰、堰上液层高度为液相负荷下限条件，取则； 即整理上式得在VSLS图3中作线（5），即为液相负荷下限线，如图3所示。将以上5条线标绘于图（图）中，即为精馏段负荷性能图。5条线包围区域为精馏段塔板操作区，P为操作点，OP为操作线。OP线与（1）线的交点相应相负荷为，OP线与气相负荷下限线（4）的交点相应气相负荷为。精馏段的操作弹性（二）提馏段1. 雾沫夹带线（1） （a）近似取.0, 故 （b）取雾沫夹带极限值为。已知，并将代入得下式：整理得： 在操作范围内任取4个值，依上式算出相应的值列于附表中： 附表（4）1.651.611.511.49依表中数据在VSLS图中作出雾沫夹带线，如图4中线（1）所示。2. 液泛线（2）近似取，故。（前已算出）故 且 将，及以上数据代入 得：整理得下式：在操作范围内取4个值，依上式计算值列于附表中： 附表（5）0.660.640.610.56 依表中数据在VSLS图中作出液泛线，如图4中线（2）所示。3. 液相负荷上限线（3）取液体在降液管中停留时间为4秒，由下式液相负荷上限线，为VSLS图中与气相流量无关的垂线，如图4中（3）所示。4. 漏液线（气相负荷下限线）（4）由、代入漏液点气速式：（前已算出），代入上式并整理得： 此即气相负荷下限关系式，在操作范围内任取4个值，依上式计算相应的值，列于附表中：附表（6）0.1960.1990.2050.210依表中数据作气相负荷下限线，如图4中线（4）所示。5. 液相负荷下限线（5）： 取平堰、堰上液层高度为液相负荷下限条件， 则： ；即整理上式得在VSLS图4中作线（5），即为液相负荷下限线，如图4所示。将以上5条线标绘于图4中，即为提馏段负荷性能图。5条线包围区域为精馏段塔板操作区，P为操作点，OP为操作线。OP线与（2）线的交点相应相负荷为，OP线与气相负荷下限线（4）的交点相应气相负荷为。提馏段的操作弹性九、设计结果一览表项目符号单位计算数据精馏段提留段各段平均压强kPa83.4187.61各段平均温度90.35106.6平均流量气相VSm3/s0.7190.313液相LSm3/s0.00110.0012实际塔板数N块66板间距HTm0.40.4塔的有效高度Zm2.02.0塔径Dm1.21.2空塔气速um/s0.7430.434塔板液流形式单流型单流型溢流装置溢流管型式弓形弓形堰长lwm0.780.78堰高hwm0.0510.051溢流堰宽度Wdm0.150.15管底与受液盘距离hom0.0180.019板上清液层高度hLm0.060.06孔径domm5.05.0孔间距tmm15.020.0孔数n孔39651802开孔面积m20.070.03筛孔气速uom/s10.2710.43塔板压降hPkPa0.56670.646.7液体在降液管中停留时间s44降液管内清液层高度Hdm0.1270.130雾沫夹带eVkg液/kg气0.00660.000