化工原理课程设计方案苯甲苯

1、 SOUTHWEST PETROLEUM UNIVERSITY 化工原理课程设计 苯-甲苯连续精馏筛板塔的设计 专业年级 ：08级化学工程与工艺 姓 名： 孙 可 进料热状态：自选 (3回流比：自选。 (4 单板压降压：0.7kPa 四、设计内容及要求 (1设计方案的确定及流程说明 (2塔的工艺计算 (3塔和塔板主要工艺尺寸的设计 塔高、塔径以及塔板结构尺寸的确定；塔板的流体力学验算；塔板的负荷性能 图。 (4编制设计结果概要或设计一览表 (5辅助设备选型与计算 (6绘制塔设备结构图：采用绘图纸徒手绘制 五、时间及地点安排 (1 时间：2018620 2018.7.3(第 18 周第 19周

2、(2地点：明德楼A3181)教室 六、参考书目 1 谭天恩?化工原理 (第二版下册?北京：化学工业出版社， 1998 2 何潮洪, 冯霄?化工原理 ?北京：科学出版社， 2001 3 柴诚敬, 刘国维?化工原理课程设计 ?天津：天津科学技术出版社， 1994 4 贾绍义, 柴敬诚?化工原理课程设计 ?天津：天津大学出版社， 2002 三设计计算 1.1 设计方案的选定及基础数据的搜集 本设计任务为分离苯一甲苯混合物。由于对物料没有特殊的要求，可以在常压 下操作。对于二元混合物的分离，应采用连续精馏流程。设计中采用泡点进 料，将原料液通过预热器加热至泡点后送人精馏塔内。塔顶上升蒸气采用全凝 器冷

3、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。该物系属易分离物系，最小回流比较小，故操作回流比取最小回流比 的 1.8 倍。塔底设置再沸器采用间接蒸汽加热，塔底产品经冷却后送至储罐。 其中由于蒸馏过程的原理是多次进行部分汽化和冷凝，热效率比较低，但塔顶 冷凝器放出的热量很多，但其能量品位较低，不能直接用于塔釜的热源，在本 次设计中设计把其热量作为低温热源产生低压蒸汽作为原料预热器的热源之 一，充分利用了能量。 塔板的类型为筛板塔精馏，筛板塔塔板上开有许多均布的筛孔，孔径一般 为38mm筛孔在塔板上作正三角形排列。筛板塔也是传质过程常用的塔设 备，它的主要优点有： (

4、1 结构比浮阀塔更简单，易于加工，造价约为泡罩塔的60%，为浮阀塔的 80左右。 (2 处理能力大，比同塔径的泡罩塔可增加 1015%。 (3 塔板效率咼，比泡罩塔咼15%左右。 (4 压降较低，每板压力比泡罩塔约低 30%左右。 筛板塔的缺点是： (1 塔板安装的水平度要求较咼，否则气液接触不匀。 (2 操作弹性较小 (约 2 3。 (3 小孔筛板容易堵塞。 下图是板式塔的简略图： 进料 Vn-1 冷凝器 Vn 塔顶产品 (或冷凝为谓出液) 冷凝水 回涼蜒 t FT T3 Elm t ty up Z- t tt- 勺u二盘 去匸竺 加热水蒸汽 再沸器 a L，m 迥7 t冷凝水 塔底产品 或

5、残液) 板式精谓塔 表1苯和甲苯的物理性质 工程 分子式 分子量M 沸点c) 临界温度 tcC) 临界压强 PckPa) 苯A C6Ho 78.11 80.1 288.5 6833.4 甲苯B C6H5 CH 92.13 110.6 318.57 4107.7 表2 苯和甲苯的饱和蒸汽压 温度回 80.1 85 90 95 100 105 110.6 3 ,kPa 101.33 116.9 135.5 155.7 179.2 204.2 240.0 kPa 40.0 46.0 54.0 63.3 74.3 86.0 表3常温下苯一甲苯气液平衡数据 温度 80 90 100 110 120 苯，

6、mN/m 21.2 20 18.8 17.5 16.2 甲苯，Mn/m 21.7 20.6 19.5 18.4 17.3 表5组分的液相密度（1 :|二附录图8 温度（C 80 90 100 110 120 苯,kg/凶 814 805 791 778 763 甲苯,kg/到 809 801 791 780 768 表6液体粘度卩 80 90 100 110 120 苯 mP .s ) 0.308 0.279 0.255 0.233 0.215 甲苯 原料 苯的 液及塔顶、塔底产品的摩尔分率 摩 尔质量 = 78JUg/W L J 甲苯的摩尔质量 _-_1 底 产 品 平均摩尔质 3 原料处理

7、量 联立解得 式中f原料液流量 D塔顶产品量 W-塔底产品量 NT 3 塔板数的确定 求操作线方程 精馏段操作线方程为 提馏段操作线方程为 2）逐板法求理论板 相平衡方程 可解得 =2.47 变形得 用精馏段操作线和相平衡方程进行逐板计算 =0.983 因为， 故精馏段理论板n=5 ,用提留段操作线和相平衡方程继续逐板计算 因为, 所以提留段理论板n=5不包括塔釜） (3)全塔效率的计算 查温度组成图得到，塔顶温度 TD=80.94C，塔釜温度TW=10依式 校正物系表面张力为时 可取安全系数为0.7，则 安全系数0.6 0.8）， 故 按标准,塔径圆整为2.0m,则空塔气速0.66m/s。

8、对提馏段： 初选板间距，取板上液层高度亠I 故I;丨 0.0717 查2:图 3 8 得 G0=0.068 ;依式 .曲 |=0.069 校正物系表面张力为丄 时 软45替 按标准,塔径圆整为2.0m,则空塔气速1.56m/s。 将精馏段和提溜段相比较可以知道二者的塔径不一致，根据塔径的选择规 定，对于相差不大的二塔径取二者中较大的，因此在设计塔的时候塔径取 2.0m。 1.5塔板主要工艺尺寸的计算 第I条溢流装置计算 精馏段 因塔径D= 2.0m,可选用单溢流弓形降液管，采用平行受液盘。对精馏段各项 计算如下： a溢流堰长 ：单溢流去Iw=0.60.8 ） D,取堰长 为 0.60D=0.6

9、0 X 2.0=1.20m b出口堰高卜： I 丨 故| c降液管的宽度与降液管的面积F.： 由 一 =1查2 : I 图 313）得 利用（2:丨式310计算液体在降液管中停留时间以检验降液管面积, 大于5s，符合要求） d降液管底隙高度：取液体通过降液管底隙的流速I 0.07- 0.25） 依（2: 回式 3 11 :符合 e受液盘 采用平行形受液盘，不设进堰口，深度为60mm 同理可以算出提溜段相关数据如下： a溢流堰长 ：单 溢流去1用0.60.8 ) D,取堰长 为0.66D=0.8 X 1.6=1.056m b出口堰高： 查知E=1.04,依式 可得 c降液管的宽度与降液管的面积F

10、.： 查图得, 故 计算液体在降液管中停留时间以检验降液管面积, 即=15.16大于5s，符合要求) d降液管底隙高度：取液体通过降液管底隙的流速0.1m/s0.07-0.25) 0.036m)符合 (2塔板布置 精 塔 因D 800mm故塔板采用分块式。塔极分为 4块。对精馏段: a）取边缘区宽度 安定区宽度 b 计算开空区面积 解得, c筛孔数 与开孔率：取筛空的孔径为丄，正三角形排列，一般碳的板 厚为I,取3.5 , 故孔中心距5X 5=17.5mm 筛孔数 则每层板上的开孔面积.为 气体通过筛孔的气速为 1.6筛板的流体力学验算 塔板的流体力学计算，目的在于验算预选的塔板参数是否能维持

11、塔的正常 操作，以便决定对有关塔板参数进行必要的调整，最后还要作出塔板负荷性能 图。 (1气体通过筛板压强相当的液柱高度计算 精馏段： ，查干筛孔的流量系 (5)干板压降相当的液柱高度 丄：依 II 数图得，C0=0.84由式 b气体穿过板上液层压降相当的液柱高度lz : 、， =F关联图查得板上液层充气系数 =0.66，依式 c克服液体表面张力压降相当的液柱高度： 依式 故 则单板压强: (2)液面落差 对于筛板塔，液面落差很小，且本例的塔径和液流量均不大，故可忽略液 面落差的影响。 (3雾沫夹带 故在设计负荷下不会发生过量雾沫夹带 (4 漏液 由式 筛板的稳定性系数 ，故在设计负荷下不会产

12、生过 量漏液。 5液泛 为防止降液管液泛的发生，应使降液管中清液层高度 依式厂 取，贝U 故1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。 同精馏段公式计算，提溜段各参数计算如下: （1气体通过筛板压强相当的液柱高度计算 a）干板压降相当的液柱高度： b气体穿过板上液层压降相当的液柱高度: 由 与 关联图查得板上液层充气系数 =0.65，依式 c克服液体表面张力压降相当的液柱高度: 则单板压降： 2）液面落差 对于筛板塔，液面落差很小，且本例的塔径和液流量均不大，故可忽略液 面落差的影响。 (3 液沫夹带 L 故在设计负荷下不会发生过量雾

13、沫夹带 (4漏液 丨T 查得： ，故在设计负荷下不会产生过 筛板的稳定性系数 量漏液。 (5液泛 为防止降液管液泛的发生，应使降液管中清液层高度一亠I 依式， 而 _I 取十，则 故-丨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，可认为提馏段塔径及各项工艺尺寸是适合 的。 1.7塔板负荷性能图 精馏段： (1雾沫夹带线 雾沫夹带 ,前面求得 代入 在操作范围内，任 s /(m 3/s 0.003 0.004 0.005 0.006 Vs /(m 3/s 4.506 4.378 4.261 4.151 ,整理得: 取几个Ls值，依上式计算出Vs值，计算结果列于表3-19。表8 由

14、上表数据即可作出雾沫夹带线 (2液泛线 由 E=1.04,l v=1.2 得： 已算出 代入 ,整理得: 3-20。 在操作范围内，任取几个Ls值，依上式计算出Vs值，计算结果列于表 表10 Ls /(m 3/s 0.003 0.004 0.005 0.006 3 Vs /(m /s 4.067 3.984 3.902 3.821 由上表数据即可作出液泛线 2。 (3液相负荷上限线 以9 = 4s作为液体在降液管中停留时间的下限, 据此可作出与气体流量无关的垂直液相负荷上限线0.0163m3/s ) (4漏液线 代入 得: 整理得: 在操作范围内，任取几个Ls值，依上式计算出Vs值，计算结果列

15、于表3-21 表11 Ls /(m 3/s 0.003 0.004 0.005 0.006 3 Vs /(m /s 1.192 1.211 1.229 1.245 由上表数据即可作出液泛线 4。 (5液相负荷下限线 对于平直堰，取堰上液层高度 hO辟0.006m作为最小液体负荷标准。E=1.04 据此可作出与气体流量无关的垂直液相负荷下限线5 根据以上各线方程，可作出筛板塔的负 荷性能图，如图所示 图1精馏段筛板负荷性能图 Ls(ms/s) 在负荷性能图上，作出操作点P,连接0P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。 同精馏段，得出提馏段的各曲线为： (1)雾

16、沫夹带线 整理得： (2) 液泛线 已知E=1.06 lw=1.2，同理精馏段得: 由此可作出精馏段液泛线2。(3漏液线 整理得: 据此可作出漏液线3。 (4液相负荷上限线 以9 = 5s作为液体在降液管中停留时间的下限, 据此可作出与气体流量元关的垂直液相负荷上限线0.013 (5液相负荷下限线 以how= 5s作为液体在降液管中停留时间的下限， 由此可作出液相负荷下限线 5。 根据以上各线方程，可作出筛板塔的负荷性能图，如图所示。 四设计结果一览表 工程 符号 单位 计算数据 精馏段 提留段 各段平均压强 Pm kPa 108.8 115.8 各段平均温度 tm C 83.24 95.27

17、 平均流量 气相 VS m/s 2.08 2.02 液相 Ls m/s 0.0043 0.0092 实际塔板数 N 块 10 10 板间距 HT m 0.40 0.40 塔的有效高度 Z m 3.6 3.6 塔径 D m 2 2 空塔气速 u m/s 0.66 0.643 塔板液流形式 单流型 单流型 溢流管型式 弓形 弓形 堰长 l w m 1.2 1.2 堰咼 hw m 0.044 0.044 溢流堰宽度 W m 0.2 0.2 管底与受业盘 距离 ho m 0.036 0.0767 板上清液层咼度 hL m 0.06 0.06 孔径 do mm 5.0 5.0 孔间距 t mm 17.5

18、 17.5 孔数 n 个 9660 9660 开孔面积 2 m 0.185 0.185 筛孔气速 Uo m/s 11.26 10.92 塔板压降 hp kPa 0.591 0.591 液体在降液管中停留时间 T s 7.09 7.09 降液管内清液层高度 Hd m 0.121 0.121 雾沫夹带 eV kg液/kg气 0.00732 0.00657 负荷上限 雾沫夹带控制 雾沫夹带控 制 负荷下限 漏液控制 漏液控制 气相取大负何 Vs max m*/s 3.6 气相最小负荷 Vs min m*/s 1.2 操作弹性 3.1 五板式塔得结构与附属设备 5.1附件的计算 5.1.1接管 T形进

19、料管。本设计 (1进料管 进料管的结构类型很多，有直管进料管、弯管进料管、 采用直管进料管。F=149Kg/h ,=807.9Kg/ 则体积流量 管内流速 则管径 取进料管规格 95X2.5则管内径d=90mm 进料管实际流速 (2回流管 采用直管回流管，回流管的回流量 塔顶液相平均摩尔质量 ,平均密度 则液体流量 取管内流速 则回流管直径 可取回流管规格65X 2.5 则管内直径d=60mm 回流管内实际流速 (3塔顶蒸汽接管 则整齐体积流量 取管内蒸汽流速 可取回流管规格430X 12则实际管径d=416mm 塔顶蒸汽接管实际流速 (4釜液排出管 塔底w=30kmol/h平均密度 平均摩尔

20、质量 体积流量： 取管内流速 则 可取回流管规格54X 2.5则实际管径d=49mm 塔顶蒸汽接管实际流速 (5塔顶产品出口管径 D=119koml/h 相平均摩尔质量 溜出产品密度 则塔顶液体体积流量： 取管内蒸汽流速 则 可取回流管规格58X 2.5则实际管径d=53mm 塔顶蒸汽接管实际流速 5.1.2冷凝器 塔顶温度tD=80.94C 冷凝水ti=20C t2=30C 由tw=105.0C 查液体比汽化热共线图得 由tD=80.49C 查液体比汽化热共线图得 3 又气体流量 V=2.134m/s 塔顶被冷凝量 冷凝的热量一_1 取传热系数K=600W/nk， 则传热面积 冷凝水流量1

21、5.1.3再沸器 塔底温度tw=105.0C用to=135C的蒸汽，釜液出口温度ti=112C 又气体流量Vh=2.374m3/h密度 取传热系数K=600W/nk, 则传热面积 加热蒸汽的质量流量 5.2板式塔结构 板式塔内部装有塔板、降液管、各物流的进出口管及人孔 手孔）、基座、除 沫器等附属装置。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 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，此段远高于板间距 甚至高出一倍以上），本塔塔顶空间取 1 = 1 （2）塔底空间 塔底空间指塔内最下层塔底间距。其值由如下两个因素决定。 塔底驻液空间

22、依贮存液量停留 35min或更长时间 易结焦物料可缩短停留时 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。本塔取 （3）人孔 一般每隔68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,其伸出塔体得筒体长为200250mm,人孔中心距操 作平台约8001200mm。本塔设计每7块板设一个人孔，共两个，即 （4）塔咼 故全塔高为11.3m,另外由于使用的是虹吸式再沸器，可以在较低位置安置, 所 以 裙 板 取 了 较 小 的 1.5m 六参考书目 1 张新战，化工单元过程及操作 ?北京：化学工业出版社， 1998 2 何潮洪, 冯

23、霄?化工原理 ?北京：科学出版社， 2001 3 柴诚敬, 刘国维?化工原理课程设计 ?天津：天津科学技术出版社， 1994 4 贾绍义, 柴敬诚?化工原理课程设计 ?天津：天津大学出版社， 2002 5 陈均志，李雷 ?化工原理实验及课程设计 ?北京：化学工业出版社， 2008 6 马江权，冷一欣 ?化工原理课程设计 ?北京：中国石化出版社， 2009 七设计心得体会 本次课程设计通过给定的生产操作工艺条件自行设计一套苯甲苯物系的分离 的塔板式连续精馏塔设备。通过近两周的团队努力，反经过复杂的计算和优化， 我们三人组终于设计出一套较为完善的塔板式连续精馏塔设备。其各项操作性能 指标均能符合工

24、艺生产技术要求，而且操作弹性大，生产能力强，达到了预期的 目的。 通过这次课程设计我经历并学到了很多知识，熟悉了大量课程内容，懂得了许 多做事方法，可谓是我从中受益匪浅，我想这也许就是这门课程的最初本意。从 接到课题并完成分组的那一刻起我们就立志要尽最大努力把它做全做好。首先， 我们去图书馆借阅了大量有关书籍，并从设计书上了解熟悉了设计的流程和方 法。通过查阅资料我们从对设计一无所知变得初晓门路，而进一步的学习和讨论 使我们使我们具备了完成设计的知识和方法，这使我们对设计有了极大的信心， 我们确定了设计方案和具体流程及设计时间表，然后就进入了正是的设计工作当 中。 万事开头难，出了最小回流我们从最简单的物料衡算开始，把设计题目中的操 作条件转化为化工原理课程物料衡算相关的变量最终把物料衡算正确的计算出 来。然后是回流比的确定，我们应用分离工程中的计算式出了最小回流比，然后 通过分析确定了放大倍数求出了实际回流比。同样理论塔板数的计算也是通过复 杂但有序的计算得出。 接下来塔的工艺尺寸计算，筛板流体力学验算，塔板负荷性能图计算等