化工原理工程设计

1、精选优质文档-倾情为你奉上精选优质文档-倾情为你奉上专心-专注-专业专心-专注-专业精选优质文档-倾情为你奉上专心-专注-专业西南交通大学化工原理工程设计说明书题目：分离苯甲苯混合物的精馏塔的设计设 计 者：琪 班 级：生物工程 学 号：指导老师： 完成日期：2012/7/17目录前言-设计任务-精馏装置工艺流程图-精馏塔的设计计算-1.基本数据计算-2.回流比的计算-3.塔板数的计算-三精馏塔的工艺设计- 1.塔径的计算- 2.塔高的计算-3.塔板结构参数的计算和设计-附 精馏塔塔板设计结果汇总表- 提馏塔塔板设计结果汇总表-四精馏塔的负荷性能的计算- 1.塔板的负荷性能计算- 2.塔板的流

2、体力学校核-五精馏塔的辅助设备- 1.塔顶冷凝器- 2.塔底再沸器-六设计小结-七参考文献-八附图-前言本实验的设计题目是分离分离苯甲苯混合物的精馏塔的设计。精馏操作是重要的化工单元操作，广泛应用于石油、化工、轻工、食品、冶金等领域。此操作主要在塔设备中进行，使液液混合液经过多次部分气化和部分冷凝，以达到使混合物体系分离成较高纯度的组分的目的，精馏塔设计的主要任务是根据物系性质和工艺要求，确定操作条件。选择一定的塔型，进行工艺和设备的计算。精馏装置流程比较定型。一般包括：精馏塔、塔顶蒸汽冷凝器、塔底再沸器（蒸馏釜）、原料加热器以及输送设备等。塔器是气液传质的主要设备。气液混合物通过塔器的处理，

3、就能将其中各组分进行分离。从精馏的原理可知：要使过程顺利进行，必须具备两个条件：一是气液两相密切接触；二是气液两相接触面积要大。塔设备中本身的结构正是为提供这两个条件而设计的。因此选择塔设备一般根据以下原则：能提供良好的气液接触条件和足够大的接触面积，以达到生产能力大，分离效率高，压降小，操作范围广，结构简单，金属材料消耗少。在选择塔的种类时应注意，不同的塔型各有某些独特的特性。设计时应根据物系性质和具体要求选择适宜的塔型。本实验设计选择浮阀塔。它是在泡罩塔的基础上发展起来的。它主要的改进是取消了升气管和泡罩。在塔板开孔上设有浮孔。这一改进使浮阀塔在操作弹性，塔板效率压降，生产能力以及设备造价

4、等方面比泡罩塔更优越。浮阀塔广泛用于精馏，吸收以及脱吸等传质过程中。设计之所以选择浮阀塔，是因为它具有以下几个优点：处理能力比同塔型的泡罩塔可增加20%40%操作弹性大，一般约为34，最高可达6，比筛板塔，泡罩塔，舌形塔都大。塔板效率高。比泡罩塔高15%左右。压降小。在常压下塔中每块板的压降一般都较小。使用周期长，粘度稍大以及有一般聚合现象的系统也能正常工作。安装容易，制造费为泡罩塔的6080%。在选定浮阀塔的基础上确定设计方案。其总原则是尽可能的设计出经济上合理，产品质量高，低耗能的塔设备。精馏装置工艺流程图精馏装置一般包括：精馏塔、塔顶蒸汽冷凝器、塔底再沸器（蒸馏釜）、原料加热器以及输送设

5、备和管路等。其工艺流程图比较固定。工业生产常见的精馏流程见下图。精馏塔的设计及计算1.基本数据的计算苯的分子量：78.1kg/kmolC6H6甲苯的分子量：92.1kg/kmolC7H8进料的平均分子量：MF=+=82.9kg/kmol进料液的摩尔量为：F= QUOTE .36 7700=h总物料衡算：F=D+WFxf=DxD+WxW解之得：D=h W=h2q值的计算由苯甲苯的温度组成相图（附图2） 得：当xF=时苯的泡点温度为tD=88.1进料温度为65时的平均温度为t=由液体的比热共线图1可查得苯的比热CpA=kg-1K-1=kg-1K-1甲苯的比热CpB= kJkg-1K-1= kJkg

6、-1K-1（采用内差法计算所得）则进料的平均比热Cpm= kJkg-1K-1当P=时，查得2苯的气化潜热为A=kg-1甲苯的气化潜热为B=363 kJkg-1则进料液的平均气化潜热m=+363= kJkg-1所以q=即q=.3计算最小回流比Rmin由2得q=q线为y=x-由此作附图3，q线与平衡线的交点为：xq=，Yq=所以Rmin=（xd-yq）/（yq-xq）=4、计算最小理论塔板数Nmin由参考3 表103以及附图2，计算xF=xD=xW=下，分别对应的泡点温度，取三处的的几何平均值。tF=88.1tD=80.3tW=109.9F=D=W=则=3FDW =全回流时，所需理论塔板数最少，由

7、芬斯克（Fenske）方程4Nmin=5、计算理论塔板数N设R=由吉利兰关联图5得y=（） y= 算出N=同上，设若干R值，可算得相应的若干N值，其结果列表如下设RRminNmin12123由上表做RN关系图（附图4）从R与N的关系可见：当R时，曲线很陡，所需N较多； 当R时，曲线变平坦，所需N减少。取R=，理论塔板数N=作图所求理论塔板数（附图3）N=取R=，理论塔板数N=作图所求理论塔板数（附图3）N=则可以看出：当R取时，N与N最相近故取R=N=6、塔板效率的计算采用奥康奈尔（Oconnell）法6ET=（aV）由4可知=塔顶：xD= 查得泡点温度为80.3塔底：xW= 查得泡点温度为1

8、09.9则平均温度 QUOTE t=?82?+110.4?2=96.2? t=（+）/2=由液体的粘度共线图7查得苯的粘度=甲苯的粘度=则进料的平均粘度=+=ET=（）=（与6图1121对照，结果相近，故可用）E0=7、实际塔板数的计算由附图3可知理论塔板数N=，找到d点 = 1 * GB3 精馏段应为N1=故实际塔板数为Ne1=N1/E0=取为12层 = 2 * GB3 提馏段应为N2=故实际塔板数为 QUOTE Ne2=N2E0=7.170.593=12.086 Ne2=N2/E0=取为14层即实际塔板数为12+14=26层，实际进料板位置为第12块板。三精馏塔的工艺设计一、塔径的计算1、

9、精馏段的塔径精馏段的平均温度为t=（td+tf）/2=（+88）/2=84.15馏出液的平均分子量M=+=78.14 kg/kmol则塔顶t=80.3时，蒸汽的密度 QUOTE v=PMRT=78.?273.15+82? =2.66kg/m3D=h=s则上升的蒸汽的量为：Vs=L+D=(R+1)D=（+1）=1.4m3又查表8得: 当t=80.3时，苯和甲苯的液体平均密度为811kg/m3当t=88时，苯和甲苯的液体平均密度为803kg/m3当t=109.9时，苯和甲苯的液体平均密度为780kg/m3则精馏段的液体平均密度 L=795.3+787.952=（803+811）/2=807 kg/

10、m3将各处的摩尔分率换算为质量分率：aF =+(92/78)=0.612kg/h aD =0.988kg/haW =0.013kg/h由物料衡算F=D+WFaF=DaD+WaW解之得D=4731kh/h=1.31kg/sW=2969kg/h=0.82kg/s液体流量为L=RD=2.36kg/sLs=807=0.003 m3/s假设取板间距HT为0.45m，由史密斯关联图9可得C=0.11m/s则液泛速度 QUOTE uf=CL-VV=0.11791.625-2.6122.612=1.912 Uf=c m/s取安全系级为则u=1.34 m/sA=Vs/U=1.045m2Af=Vs/Uf=0.72

11、9m2D= QUOTE D=A+Af0.785=1.103 m 取整为D=1.6m由于浮阀塔的塔径D在1.6m时 板间距HT正好在300450mm之间故取板间距为0.45m合适102.提馏段的塔径提馏段的平均温度t=(tF+tW)/2=（88+）/2=98.95进料时t=94.8A= QUOTE PMRT=78.18314?273.15+98.4? = 2.60kg/m3B= 3.07kg/m3F=+=2.765kg/m3塔底t=109.9A= QUOTE PMRT=78.18314?273.15+110.4? = 2.450 kg/m3B= 2.890kg/m3W=0.0.015+=2.88

12、3kg/m3平均密度V=F+W2 = 2.823+2.8822= 2.824kg/m3塔底t=109.9，查得液体平均密度为780kg/m3则提馏段的平均密度为(803+780)/2=791.5kg/m3液体流量为 QUOTE Ls=LL=L+qFL=1.31+1.2731.825= Ls=L/=(L+qF)/ =+77003600)=0.006m3/s蒸汽流量为Vs=Vs-(1-q)F=（1）（7700/（3600803）=1.40kg/s取板间距为0.45m，由史密斯关联图9可得C=0.10m/s则液泛速度 QUOTE uf=CL-VV=0.11783.825-2.8522.852=1.6

13、55 QUOTE uf=CL-VV=0.11791.625-2.6122.612=1.912 Uf=cm/s取安全系级为则u=1.170m/sA=Vs/U=1.196m2Af=Vs/Uf=0.0.838m2D= 取整为D=1.6m由于浮阀塔的塔径D在1.6m时板间距HT正好在300450mm之间，故取板间距为0.45m合适10二、塔高的计算（塔高包括 = 1 * GB3 塔的有效高度， = 2 * GB3 顶部空间， = 3 * GB3 底部空间以及 = 4 * GB3 结合再沸器的安装高度）1、取塔顶与第一块板之间的距离HD为1.0m（使气流中的液滴自由沉降，减少出塔气中的液沫夹带，经验值一

14、般为1.5m）2、取塔底与最下一层之间的高度HB为1.0m（保证料液不致排完，经验高度为2.0m）3、进料板的高度，由于进料可能在此急剧汽化，流速很高，为防止液沫夹带，进料板间距HF要求较高，一般为塔板间距的2倍。4、塔径较大（1.5m）以上必须开人孔，故人孔板间距应有足够的空间，其之不小于600mm,每个人孔应控制10个左右的塔板。 Ht=800mmS=2 在第1617块板之间和第67块板之间设人孔。综上，塔高H=HD+（N-S-2）HT+SHT+HF+HB=+(25-2-2)+2+=13.95m三、塔板结构参数设计1、塔板形式由于D=1.6m0.8m （采用精、提两段中较大的直径作为精馏塔

15、的全塔直径）故采用分块式塔盘；塔板流动性采用单流形；降液管采用弓形。122、溢流装置各结构尺寸的计算13取堰长lw=D=1.12m对于弓形降液管lw/D=时查得b/D=Af/AT=则b=0.24mAf=0.18m2又因为L=RD=4731=8515.8kg/h 则液相流量Lh=L/ =10.76m3/hLh/Lw=Lw/D=时，由液流收缩系数计算图14查得液流收缩系数E=how=1000E（Lh/Lw）=13mm对于常压塔，hw在4050mm之间；HL在50100mm之间。故取hw=45mmHL=hw+how=58mm，在50100mm之间校核133、阀孔数N的计算选取标准浮阀塔盘，采用JB1

16、1868 F1型浮阀14(1)取阀孔动能因数F0=14 （浮阀全开时F0=912）由此确定孔速14 QUOTE u0=F0V Uo=Fo/又V=（+）/2=2.727kg/m3Uo=6.36m/s塔中平均蒸汽量Vs=+/2=1.40m3/s计算每层塔板上的浮阀数N=Vs/do2Uo)=（）=185(2)计算阀孔中心距t采用正三角形排列时 QUOTE t=d00.907AaA0 t=d00.907AaA0其中阀孔总面积 QUOTE A0=VsU0=1.0026.515=0.154 Ao=Vs/Uo= m2阀孔直径d0=0.039m鼓泡区面积15由资料15，选取Ws=60mmWc=40mmX=D/

17、2(b+Ws)=2+=0.5mR=D/2Wc=0.76m则=Aa=1.447m2t=d00.907AaA0 =0.10m根据t作图（缩小10倍）见附图5由图可数出鼓泡区可以不值得阀孔总数N=173个与N=185个相近，符合要求。验算Uo=N=6.8m/sFo= Uo=F0人在912范围内，即可认为满足要求本浮阀塔取叉排的排列形式开孔率= QUOTE N(d0D)2 N（do/D）2100%=%开孔率在10%14%之间，满足要求。四精馏塔的负荷性能计算一、塔顶负荷性能计算16过量雾沫夹带查表得17表面张力为m由 QUOTE ev=0.00570.0165UGHT-2.5hw+how3.2 取=0

18、.1 kg液/kg气做极限计算how=1000E（Lh/Lw）=（3600VL ）= VL取hw=0.045m HT=0.45m已知 QUOTE UG=VsAT-Af=Vs2.011-0.18=0.546Vs UG=VS/（AT-Af）= Vs（ VS故经整理得 QUOTE 0.1=2.8410-40.546Vs0.45-2.30.045+0.628Ls233.2 VS =列表Ls(m3/s)0Vs(m3/s)由此可作出雾沫夹带线（1）气相下限操作线（泄露线）16由Vs下限=0.785d02NF0v已知d0=0.039m N=173 Fo取5 F0=5精馏段 = QUOTE v=2.659+2

19、.8232=2.741 kg/m3Vs下限=1735=0.63m3/s提馏段 =2.824kg/m3Vs下限=0.61m3/s由此做气象下限操作线(2)液体下限操作线16由how=0.00284E(Lhlw)23取how=0.006 16 E= lw=1.12m解之得Lh=3.44 m3/h Ls=Lh/3600=0.001 m3/s由此做出液相下限操作线(3)4、液相上限操作线（降液管超负荷线） QUOTE Ls=AfHT Ls=AfHT取=5s12 Af=0.18m2 HT=0.45m得Ls=0.016m3/s由此做液相上限操作线(4)5、液泛线16 QUOTE aVs2=b+cLs2+d

20、Ls23 aVs2=b+cL QUOTE aVs2=b+cLs2+dLs23 s2+d L QUOTE aVs2=b+cLs2+dLs23 s 精馏段 = QUOTE v=2.659+2.8232=2.741 kg/m3 L=807kg/m3 a=1.91105VLN2 =参考数据，带入已知量，有： QUOTE b=0.50.45+0.5-1-0.50.45=0.18 b=HT+(-1-)hw=+（0.5-1-0.5）=C=（Lw2ho2）=d=-（1+)E（）/ Lw = =得=列表Ls(m3/s)Vs(m3/s)提馏段 =2.824 QUOTE v=2.659+2.8232=2.741 k

21、g/m3 L=791.5kg/m3 a=1.91105VLN2=参考数据，带入已知量，有： QUOTE b=0.50.45+0.5-1-0.50.45=0.18 b=HT+(-1-)hw=+（0.5-1-0.5）=C=（Lw2ho2）=d=-（1+)E（）/ Lw = =得=列表Ls(m3/s)Vs(m3/s)6、操作线精馏段斜率m=V/L=(R+1)DL)/（RDv）=807=做操作线OAOA线与(2)线、(5)的交点为负荷上下线精馏段 OA与(2)线交点为0.63m3/s OA与(5)线交点为2.45m3/s则 QUOTE 负荷上限%=负荷上限读数实际操作负荷%=1.980.75%=2.6

22、4 = = =14 QUOTE 操作弹?=最大负?VGmax最小负?=1.980.46=4.304 =45% = =提馏段 做操作线OAOA线与(2)线、(5)的交点为负荷上下线OA与(2)线交点为0.61m3/sOA与(5)线交点为2.47m3/s则 = = =14 QUOTE 操作弹?=最大负?VGmax最小负?=1.980.46=4.304 =% = = QUOTE 负荷上限%=负荷上限读数实际操作负荷%=1.901.252%=1.518 QUOTE 操作弹?=最大负?VGmax最小负?=1.900.46=4.130 全塔操作弹性取二、塔板流体力学校核181、雾沫夹带的校核由D=1.6m

23、0.8m，故应控制浮点率不超过80%18由物性系数K表19,取K=1精馏段=2.713 QUOTE v=2.659+2.8232=2.741 kg/m3 L=807kg/m3取HT=0.45m时，由浮点负荷因子图19查得 CF=则浮点率Vs= =%80%符合要求16精馏段 =2.824 QUOTE v=2.659+2.8232=2.741 kg/m3 L=791.5kg/m3取HT=0.45m时，由浮点负荷因子图19查得 CF=则浮点率Vs= =%80%符合要求16即雾沫夹带量ev0.1kg液/0.1kg气，不会发生雾沫夹带。2、液泛线的校核要求降液管中清液的高度 QUOTE Hd(HT+Hw

24、) Hd（Ht+Hw） 浮阀塔中， 液面落差可以忽略不计16取系数=，则HT+Hw=0.50.45+0.045=0.2475mHd=hd+hl+ hw+ how +hr精馏段干板压降：hd=5.34u02v2gL(阀全开)=0.036m液层压降：hl =（hw+ how）= QUOTE hL=(hw+how) QUOTE =0.50.045+8.97210-3=0.027 = =0.029m降液管底缘压降：h=0.153lslwh02 =（）2 =0.002m 则Hd =+=0.125mHd （Ht+Hw） QUOTE Hd=0.0386+0.+8.97210-3+8.35010-4 提馏段干

25、板压降：hd=5.34u02v2gL(阀全开)= 同上 液层压降：hl=0.029m 降液管底缘压降：h=0.153lslwh02=（）2 =0.007m 则Hd =+=0.133mHd （Ht+Hw）所以符合要求，不会发生液泛。 QUOTE Hd=0.0386+0.+8.97210-3+8.35010-4 精馏段塔板设计结果汇总表20塔经（D）1.6m有效传质区（Aa）1.447m2塔板间距（HT)0.45m阀孔直径（do）0.039m堰长（lw)1.12m阀孔数（N）173堰高（hw）45mm开孔率（AO/AT）%塔截面积（AT）2.01m2孔心距（t）0.010m边缘区（wc）40mm降

26、液管液体停留时间(）5s安定区（ws）60mm阀孔气速（Uo）6.36m/s排列方式顺排阀孔动能因子（Fo）流动方式单流型稳定系数（k）1流体流量（Ls）0.003m3/s塔气速(U)1.34m/s气体流量（Vs）1.40m3/s安全系数u/uf液流气速（Uf）1.92m/s提馏段塔板设计结果汇总表20塔经（D）1.6m有效传质区（Aa）1.447m2塔板间距（HT)0.45m阀孔直径（do）0.039m堰长（lw)1.12m阀孔数（N）173堰高（hw）45mm开孔率（AO/AT）%塔截面积（AT）2.01m2孔心距（t）0.010m边缘区（wc）40mm降液管液体停留时间(）5s安定区（w

27、s）60mm阀孔气速（Uo）6.36m/s排列方式顺排阀孔动能因子（Fo）流动方式单流型稳定系数（k）1流体流量（Ls）0.006m3/s塔气速(U)1.170m/s气体流量（Vs）1.40m3/s安全系数u/uf液流气速（Uf）1.67m/s五精馏塔的辅助设备一塔顶冷凝器的计算 本设计采用列管式换热器 = 1 * GB4 换热器的选定冷凝量：W1=Vs=（R+1）D=3.67kg/s确定流体定性温度，物性数据冷凝温度T=80.3 苯的冷凝潜热=390kj/s 比热Cp=kkg根据动力学及水消耗考虑。选择水的进口温度t1=20 出口温度t2=40在平均温度下tm=（20+40）/2=30时查水

28、的物性数据=995.7kg/m3 比热Cp=kkg 粘度=表面张力=m2 导热系数=mk热负荷，水消耗量及传热推动力的计算被冷凝液体的热负荷：Q=w1=390=水消耗：W2=Q/(Cp(t2-t2)=17.1kg/s体积流量V2=0.0172m3/s传热推动力：tm=49.6流动空间，管径和管内流速的选择 = 1 * GB2 由于流速对蒸汽冷凝给热系数的影响较小，为了方便冷凝液易于排出，苯在管外冷凝，水走管内。 = 2 * GB2 从腐蚀性，传热面积和价格方面考虑，选用252.5mm无缝钢管。此管内径为d1=0.02m估计值与初选换热器经估计，苯蒸汽-水系统冷凝操作的值范围约为3001000w

29、/m2k本设计选K估=800 w/m2k估计传热面积A估=Q/（K估tm）=（800）=36.07m2初步选定换热器为FB-400-15-40-2 串联 21 = 2 * GB2 换热器的校核 初步选定2个壳程浮头式换热器FB-400-15-40-2 串联 其规格如下：外壳直径：400mm公称压力：40kgf/cm2公称面积：215=30m2管的排列方法：正方形斜转45含子总数：72管程数：2折流板间距：0.2m管程流通面积：2=0.0226m2壳程流通面积：2=0.09m2总传热面积的计算 = 1 * GB2 管内水的给热系数为1实际操作流速U1=V2/（/4d2n）=0.76m/SRe1=

30、du/=10-3=18895Pr1=Cp/=1=3682w/m2k = 2 * GB2 壳程传热系数2 本设计的壳程为苯的冷凝，冷凝的传热系数较高。故可以忽略。 = 3 * GB2 污垢热阻22 取管内水的热阻为Rs1=0.0006 m2/w 管外苯的热阻为Rs2=0.0002 m2/w总传热系数K=其中，可忽略故K=776w /m2k = 4 * GB2 算传热面积Ao= Q/（K0tm）=103（776）=37.2m2计算传热面积与估算的传热面积的偏差结果表明换热器的传热面积有%的裕度，选型合适。计算阻力损失 = 1 * GB2 管径阻力损失p 取=0.15mm d=0.02m 则/d=

31、查图23得=p1=（23）=m2p2=3 = N/m2p=（p1+p2）NpNs =（+）21 =m2未超过一个大气压,符合要求. = 2 * GB2 壳程阻力损失PsPs=s已知t=80.3时 苯的密度为0=811kg/m3粘度管子为正方形排列时的当量直径为=0.025m(t= , d0=0.025m)su0=0.15m/sRe0= du0/0 =10137s =（10137）=取折流板距B=0.2m NB=26 24Ps=s = =1478N/m2结果未超过一个大气压符合要求。故所选换热器满足工艺要求。 二.塔底再沸器的计算将塔釜质量为w的甲苯加热至沸点温度时所需热量Q=Wr=363=298kw r=363kj/kgA= Q/（Ktm） 采用水蒸气间接加热在操作压力下，水的露点温度t=100所以tm=T-Tw=9.9取K=1000w/Km2A=2981000（1000）=30.1m2故选再沸器为FB-500-65-16-