化工原理课程设计

1、化工原理课程设计分离苯-甲苯混合液的填料精馏塔xxxxxx大学化工原理课程设计说明书 专 业： xxxxx 班 级： xxxxx 学生姓名： xxx 学生学号： xxxxxxxxxx 指导教师： xxx 设计时间：xxxx 年 xx 月 xx日成 绩： 化工原理课程设计任务书1、 设计题目 分离苯甲苯混合液的填料精馏塔二、原始数据及条件 生产能力：年处理苯甲苯混合液：1.2万吨（开工率300天/年） 原 料：苯含量为35%（质量百分比，下同）的泡点液体 分离要求：塔顶苯含量不低于95% 塔底苯含量不高于3% 建厂地址：沈阳3、 设计要求 （一）编制一份设计说明书，主要内容包括： 1.前言； 2

2、.流程的确定和说明（附流程简图）； 3.生产条件的确定和说明； 4.精馏塔的设计计算； 5.附属设备的选型和计算； 6.设计结果列表； 7.设计结果讨论的说明； 8.注明参考和使用的设计资料； 9.结束语。 （二）绘制一个带控制点的工艺流程图（2#图） （三）绘制精馏塔的工艺条件图（坐标纸） 四、设计日期：2016年3月1日至2016年4月1日 化工原理课程设计分离苯-甲苯混合液的填料精馏塔前 言 精馏一种利用回流使液体混合物得到高纯度分离的蒸馏方法。双组分混合液的分离是最简单的精馏操作。典型的精馏设备是连续精馏装置，包括精馏塔、再沸器、冷凝器等。精馏塔供汽液两相接触进行相际传质，位于塔顶的冷

3、凝器使蒸气得到部分冷凝，部分凝液作为回流液返回塔顶,其余馏出液是塔顶产品。位于塔底的再沸器使液体部分汽化，蒸气沿塔上升，余下的液体作为塔底产品。进料加在塔的中部,进料中的液体和上塔段来的液体一起沿塔下降，进料中的蒸气和下塔段来的蒸气一起沿塔上升。在整个精馏塔中，汽液两相逆流接触，进行相际传质。液相中的易挥发组分进入汽相，汽相中的难挥发组分转入液相。对不形成恒沸物的物系，只要设计和操作得当，馏出液将是高纯度的易挥发组分，塔底产物将是高纯度的难挥发组分。进料口以上的塔段，把上升蒸气中易挥发组分进一步提浓，称为精馏段；进料口以下的塔段，从下降液体中提取易挥发组分，称为提馏段。两段操作的结合，使液体混

4、合物中的两个组分较完全地分离，生产出所需纯度的两种产品。在炼油、石油化工、精细化工、食品、医药及环保等部门，塔设备属于使用量大，应用面广的重要单元设备。塔设备广泛应用于蒸馏、吸收、萃取、洗涤、传热等单元操作中。所以塔设备的研究一直是国内外学者普遍关注的重要课题。塔设备按其结构形式可分为两类：板式塔和填料塔。近年来由于填料塔结构的改进，新型的、高负荷填料的开发，提高了填料塔的分离效能同时又保持了压降小以及性能稳定等特点，因此，填料塔已被推广到大型气液操作中，在某些场合还代替了传统的板式塔。本次设计针对苯甲苯二元物系的精馏问题进行分析、计算、核算、绘图，采用填料精馏塔分离苯甲苯二元物系混合物，是较

5、完整的精馏设计过程。精馏设计包括设计方案的选取，主要设备的工艺设计计算，物料衡算，工艺参数的选定，设备的结构设计和工艺尺寸的设计计算，辅助设备的选型，工艺流程图的制作，主要设备的工艺条件图等内容。通过对精馏塔的运算，保证精馏工程的顺利进行并使效率尽可能的提高。目 录第一章 流程的确定和说明11.1 精馏塔工艺流程图11.2 加料方式11.3 进料状况11.4 塔顶冷凝方式21.5 回流方式21.6 加热方式21.7 加热器2第二章 精馏塔的设计计算32.1 操作条件及基础数据32.1.1 操作压力32.1.2 气液平衡关系及平衡数据32.1.3 回流比32.2 精馏塔工艺计算42.2.1 物料

6、衡算42.2.2 热量衡算82.2.3 理论塔板数的计算14 2.3 精馏塔主要尺寸的设计计算17 2.3.1 精馏塔设计的主要依据和条件172.3.2 塔径设计计算242.3.3 填料层高度设计计算27第三章 附属设备及主要附件的选型计算323.1 冷凝器323.2 再沸器333.3 塔内其它构件343.3.1 接管管径的计算和选择及法兰的选用343.3.2 除沫器363.3.3 液体分布器373.3.4 液体再分布器403.4 填料支撑板的选择413.5 塔釜设计413.6 塔的顶部空间高度42第四章 精馏塔高度计算42第五章 设计结果汇总435.1 填料精馏塔设计计算结果435.2 不同

7、设计条件下设计结果比较44第六章 设计方案评价及设计总结456.1 结果评价456.2 设计总结45结束语46附 录47第1章 流程的确定和说明1.1 精馏塔流程简图图1 精馏塔流程简图1.2 加料方式加料方式有两种：高位槽加料和泵直接加料。采用高位槽加料，通过控制液位高度，可以得到稳定的流量和流速。通过重力加料，可以节省一笔动力费用。但由于多了高位槽，建设费用相应增加；采用泵加料，受泵的影响，流量不太稳定，流速也忽大忽小，从而影响了传质效率，但结构简单、安装方便；如采用自动控制泵来控制泵的流量和流速，其控制原理较复杂，且设备费用高。本次设计采用高位槽加料。1.3 进料状况进料方式一般有冷液进

8、料、泡点进料等。对于冷液进料，当组成一定时，流量一定，对分离有利，节省加热费用。但冷液进料受环境影响较大，对沈阳地区来说，存在较大温差，冷液进料会增加塔底蒸气上升量，增大建设费用。采用泡点进料，不仅对稳定塔操作较为方便，且不受季节温度影响。综合考虑，设计上采用泡点进料。泡点进料时，基于恒摩尔流假定，精馏段和提馏段上升蒸气的摩尔流量相等，故精馏段和提馏段塔径基本相等，制造上较为方便。1.4 塔顶冷凝方式塔顶冷凝采用全凝器，用水冷凝。苯和甲苯不反应，且比较容易冷凝，故使用全凝器。塔顶出来的气体温度不高，冷凝后回流液和产品温度不高，无需进一步冷却，此次分离也是希望得到苯和甲苯，选用全凝器符合要求。1

9、.5 回流方式回流方式可分为重力回流和强制回流。对于小型塔，回流冷凝器一般安装在塔顶。其优点是回流冷凝器无需支撑结构，其缺点是回流冷凝器回流控制较难。如果需要较高的塔处理或塔板数较多时，回流冷凝器不宜安装在塔顶。因为塔顶冷凝器不宜安装、检修和清理。在这种情况下，可采用强制回流，塔顶上升蒸气采用冷凝器冷却以冷回流流入塔中。本次设计为小型塔，故采用重力回流。1.6 加热方式本次设计采用间接蒸气加热，间接蒸气加热是通过加热器使釜液部分汽化，上升的蒸气与回流下来的冷液进行传质，其优点是使釜液部分汽化，维持原来的浓度，以减少理论塔板数。1.7 换热器选用管壳式换热器。只有在工艺物料的特征性或工艺条件特殊

10、时才考虑选用其它型式。第2章 精馏塔的设计计算2.1 操作条件及基础数据2.1.1 操作压力精馏操作按操作压力可分为常压精馏、加压精馏和减压精馏。一般采用常压精馏，压力对挥发度的影响不大。在常压下不能进行分离或达不到分离要求时，采用加压精馏；对于热敏性物质采用减压精馏。当压力较高时，对塔顶冷凝有利，对塔底加热不利，同时压力升高，相对挥发度降低，管径减小，壁厚增加。本次设计选用常压101.325 kPa作为操作压力。2.1.2 气液平衡关系及平衡数据气液平衡时，x、y、t如表1所示表2-1 常压下苯甲苯气液平衡与温度关系（101.3 kPa） 苯/%（mol分率）温度 苯/%（mol分率）温度

11、苯/%（mol分率）温度液相气相液相气相液相气相00110.639.761.895.280.391.484.48.821.2106.148.971.092.190.395.782.320.037.0102.259.278.989.495.097.981.230.050.098.670.085.386.8100.0100.080.2注：摘自王国胜主编化工原理课程设计（第二版）P32 表3-72.1.3 回流比通常 ，此次设计取 。2.2 精馏塔工艺计算2.2.1 物料衡算2.2.1.1 物料衡算示意图 图2 精馏塔物料衡算示意图2.2.1.2 物料衡算已知： ，质量分数： ， ， 进料液质量流量

12、 进料液、馏出液、釜液的摩尔分数分别为 、 、 进料液平均相对分子质量 进料液摩尔流量 全塔物料衡算 （2-1） 苯物料衡算 （2-2）由式（2-1）（2-2）带入数据解得 塔顶产品平均相对分子质量 塔顶产品质量流量 塔釜产品平均相对分子质量 塔釜产品质量流量 2.2.1.3 物料衡算结果表2-2 物料衡算结果表 塔顶出料 塔釜出料 进料质量流量/（kg/h） 579.30 1087.88 1666.67质量分数/% 95 3 35摩尔流量（kmol/h） 7.36 11.87 19.23摩尔分数/% 95.73 3.52 38.84 2.2.1.4 塔顶、塔釜、进料及精馏段和提馏段温度的计算

13、塔顶气相、液相，进料和塔釜的温度分别为： 、 、 、查表2-1，用内插法算得塔顶 塔釜进料 精馏段平均温度 提馏段平均温度 2.2.1.5 平均相对挥发度 由Antoine方程 （2-3）式中， 在温度T时的饱和蒸气压，mmHg； T温度，K； A，B，CAntoine常数查得苯和甲苯的Antoine常数如表3所示表2-3 苯和甲苯的Antoine常数 A B C甲苯 16.0137 3096.52 -53.67 苯 15.9008 2788.51 -52.36注：摘自王国胜主编化工原理课程设计（第二版）P38 表3-16所以苯和甲苯的Antoine的方程为 （2-3a） （2-3b）可求得精

14、馏段平均温度下苯和甲苯的饱和蒸气压 ，提馏段平均温度下苯和甲苯的饱和蒸气压 ，所以精馏段的相对挥发度提馏段的相对挥发度故全塔平均相对挥发度 2.2.1.6 回流比的确定采用解析法确定最小回流比由于是饱和液体进料， ,则所以回流比：2.2.2 热量衡算2.2.2.1 热量衡算示意图 图3 精馏塔热量衡算示意图2.2.2.2 加热介质的选择常用的加热剂有饱和水蒸气和烟道气。饱和水蒸气是一种应用最广的加热剂。由于饱和水蒸气冷凝时传热系数很高，可以通过改变蒸气压力准确地控制加热温度。燃料燃烧所排放的烟道气温度可达1001000，适用于高温加热。烟道气的缺点是比热容及传热系数很低，加热温度控制困难。本设

15、计选用140的饱和水蒸气（工程大气压为3.69at）做加热介质。水蒸气易获得、清洁、不易腐蚀加热管，不但成本会相应降低，塔结构也不复杂。2.2.2.3 冷却剂的选择常用的冷却剂是水和空气，应因地制宜地加以选用。受当地气温限制，冷却水一般为1025。如需冷却到较低温度，则需采用低温介质，如冷冻盐水、氟利昂。本设计建厂地区为沈阳。沈阳市夏季最热月份平均气温为25。故选用25的冷却水，选温升10，即冷却水的出口温度为35。2.2.2.4 热量衡算对图2所示虚线框内进行热量衡算 （2-4）式中， 进料液的热量，kJ/h； 再沸器的理想热负荷，kJ/h； 回流液的热量，kJ/h； 塔顶上升蒸气的热量，k

16、J/h； 塔釜料液的热量，kJ/h。对塔顶全凝器进行热量衡算 （2-5） 式中， 塔顶馏出液的热量，kJ/h； 全凝器的热负荷，kJ/h。联立（2-4）、（2-5）解得全塔热量衡算式 （2-6） 又因为 ， ， 式中，V塔顶上升蒸气的量，kg/h；D塔顶馏出液的量，kg/h； L回流液的量，kg/h； 塔顶上升蒸气的焓，kJ/kg； 塔顶馏出液的焓，kJ/kg。所以全凝器的热负荷 （2-7）对全凝器进行物料衡算 因此 （2-8）又 （2-9）式中， 苯的蒸发潜热，kJ/kg； 甲苯的蒸发潜热，kJ/kg。蒸发潜热的计算蒸发潜热与温度的关系（Watson公式） （2-10）式中， 所求温度 下的

17、未知蒸发潜热，kJ/kg； 温度下的对比温度； 温度下的已知蒸发潜热，kJ/kg； 温度下的对比温度。沸点下苯和甲苯的蒸发潜热如表4所示 表2-4 沸点下蒸发潜热列表 沸点/ 蒸发潜热 /（kJ/kg） 临界温度 /K 苯 80.2 393.95 562.35 甲苯 110.6 360.26 591.85注：摘自刘光启主编化学化工物性数据手册（有机卷）P327表5.13.1及P310表5.7.1 =82.28时，苯： 蒸发潜热同理，甲苯： 蒸发潜热 所以 所以 冷却水的消耗量 式中， 冷却水的消耗量，kg/h； 冷却介质在平均温度下的比热容，kJ/(kg·) , 冷却介质在冷凝器进出

18、口处的温度，。所以 查得此温度下冷却水的比热容 所以 再沸器热负荷及全塔热量衡算查得苯和甲苯在不同温度下的比热容如表5所示 表2-5 苯和甲苯在不同温度下的比热容(kJ/(kg·)温度/ 苯 甲苯 40 1.767 1.757 60 1.828 1.834 80 1.881 1.902 1.953 1.970 2.047 2.073注：摘自刘光启主编化学化工物性数据手册（有机卷）P319表5.9.4由表2-5列表计算苯和甲苯在特殊点的比热容如表2-6所示 表2-6 苯和甲苯在特殊点的比热容(kJ/(kg·) 温度/ 苯 甲苯 塔顶 81.05 1.885 1.906 塔釜

19、108.80 1.994 2.015 进料 95.49 1.937 1.955精馏段 88.27 1.911 1.930提馏段 102.15 1.971 1.990故精馏段苯和甲苯的比焓 提馏段苯和甲苯的比焓 塔顶馏出液的比热容塔釜馏出液的比热容 现以进料焓，即95.49时的焓值为基准，根据表2可得： =579.30kg/h， =1087.88kg/h 因此 由（2-6）全塔热量衡算式 由于以进料口的焓为基准，故 所以再沸器理想热负荷由于塔釜热损失为10%，则=90%所以再沸器的实际热负荷 加热蒸气消耗量查得： （140，3.69at）所以 2.2.2.5 热量衡算结果表2-7 热量衡算结果表

20、 数值 2.2.3 理论塔板数的计算2.2.3.1 精馏段及提馏段操作线方程的计算回流比R=2.20，塔顶组成 =0.9573故精馏段操作线方程 （2-11）由于是饱和液体进料，故 ,因此 线方程为： 所以 提馏段操作线方程必过 、 两点故提馏段操作线方程 （2-12） 2.2.3.2 相平衡方程的计算全塔平均相对挥发度 ，且苯甲苯属于理想物系，因此相平衡方程为 2.2.3.3 理论塔板数的计算采用逐板计算法求解理论塔板数相平衡方程塔顶采用全凝器，因此 ，第一块塔板下降的液体组成 由相平衡方程算得 由精馏段操作线方程 由相平衡方程可以求得第二块板下降的液相组成， 如此逐板计算，可得 ， ， ，

21、 ， ， 因为 < ，所以第7块板为进料板。由于进料板划在提馏段，故精馏段有6块理论板。自第7块板开始，应改用提馏段操作线方程。 ， 如此逐板计算，可得 ， ， ， ， ， 因为 < ，所以完成分离任务所需的理论板数为13块（包括塔底再沸器），其中精馏段6块，提馏段6块。2.2.3.4 塔板效率的计算 板效率与塔板结构、操作条件、物质的物理性质及流体力学性质有关，它反映了实际塔板上传质过程进行的程度。塔板效率可用奥康奈尔公式计算： 式中， 塔顶与塔底平均温度下的相对挥发度； 塔顶与塔底平均温度下的液相粘度，mPa·s。查得不同温度下苯和甲苯的粘度如表2-8所示 表2-8

22、不同温度下苯和甲苯的粘度（mPa·s）温度/ 苯 甲苯 40 0.485 0.459 60 0.381 0.373 80 0.308 0.311 0.255 0.264 0.215 0.228注：摘自刘光启主编化学化工物性数据手册（有机卷）P303表5.3.4精馏段塔板效率的计算精馏段液相组成 ，由内插法求得此温度下苯和甲苯的粘度 ， 所以精馏段粘度 故精馏段塔板效率 提馏段塔板效率的计算提馏段液相组成 ，由内插法求得此温度下苯和甲苯的粘度 ， 所以提馏段粘度 故提馏段塔板效率 2.3 精馏塔主要尺寸的设计计算2.3.1 精馏塔设计的主要依据和条件查得不同温度下苯和甲苯的密度以及表面

23、张力分别如表2-9、表2-10所示 表2-9 苯-甲苯在不同温度下的密度（kg/m3） 温度/ 苯 甲苯40 857.3 848.260 836.6 829.380 815.0 810.0 792.5 790.3 768.9 770.0注：摘自刘光启主编化学化工物性数据手册（有机卷）P299表5.2.1 表2-10 苯-甲苯在不同温度下的表面张力（mN/m） 温度/ 苯 甲苯 40 26.25 26.22 60 23.74 23.94 80 21.27 21.69 18.85 19.49 16.49 17.34注：摘自刘光启主编化学化工物性数据手册（有机卷）P305表5.4.1由表9列表计算苯

24、和甲苯在特殊点的密度如表2-11所示 表2-11 苯和甲苯在特殊点的密度（kg/m3） 温度/ 苯 甲苯塔顶 81.05 813.8 809.0塔釜 108.80 782.1 781.4进料 95.49 797.3 794.6由表10列表计算苯和甲苯在特殊点的表面张力如表2-12所示 表2-12 苯和甲苯在特殊点的表面张力（mN/m） 温度/ 苯 甲苯塔顶 81.05 21.14 21.57塔釜 108.80 17.81 18.54 进料 95.49 19.41 19.99由表8列表计算苯和甲苯在特殊点的粘度如表2-13所示 表2-13 苯和甲苯在特殊点的粘度（mPa·s） 温度/ 苯 甲苯塔顶 81.05 0.305 0.309塔釜 108.80 0.237 0.248进料 95.49 0.270 0.2772.3.1.1 塔顶条件下的流量及物性参数 ， ， 气相平均相对分子质量 液相平均相对分子质量 气相密度 液相密度 ，查表2-11 ， 所以