常压分离环己醇-苯酚连续操作筛板精馏塔的工艺设计

化工原理课程设计

目录1化工原理课程设计任务书 41.1设计题目 41.2设计条件 41.3设计内容 41.4设计成果 52设计计算 52.1精馏流程的确定 52.2全塔物料恒算 52.2.1料液及塔顶产品的流率及含苯的摩尔流率 52.2.2平均摩尔质量 52.2.3料液及塔顶产品的摩尔流率 62.3塔板数的确定 62.3.1理论塔板数的求取 62.3.2实际塔板数QUOTENpNp 112.4塔的精馏操作工艺条件及相关物性数据的计算 112.4.1平均压强QUOTEPmPm 112.4.2平均温度QUOTE 122.4.3平均分子量QUOTEMmMm 122.4.4平均密度QUOTE 132.4.5液体的平均表面张力QUOTE 142.4.6液体平均粘度的计算 142.4.7精馏段的汽负荷计算 152.5精馏塔和塔板主要工艺结构尺寸的计算 162.5.1塔径 162.5.2精馏段工艺结构尺寸的设计与计算 162.5.3塔板布置 182.6塔板上的流体力学验算 192.6.1塔板压降 192.7精馏段塔板负荷性能图 212.7.1漏液线 212.7.2液沫夹带线 222.7.3液相负荷下限线 222.7.4液相负荷上限线 232.7.5液泛线 233辅助设备选型与计算 253.1塔高 253.2接管设计 253.2.1塔顶蒸汽出口管径 253.2.2回流液管径 253.2.3加料管管径 263.2.3釜液排出管管径 263.3封头和法兰 263.3.1法兰 263.3.2封头 263.4精馏塔的附属设备 263.4.1塔顶回流全凝器 264精馏塔的设计计算结果汇总一览表 315附基础数据 326总结 33

1化工原理课程设计任务书1.1设计题目常压分离环己醇—苯酚连续操作筛板精馏塔的工艺设计任务书1.2设计条件1.2.1处理量／(t/a)：7000t1.2.2料液组成(质量分数)：环己醇30％1.2.3塔顶产品组成(质量分数)：99.0％1.2.4塔顶易挥发组分回收率：99.0％1.2.5每年实际生产时间：7200h1.2.6进料状态：泡点进料1.2.7塔顶压强：760mmHg(1mmHg＝133.322Pa)1.2.8公用工程：循环冷却水进口温度：30℃1.2.9预热油温度：260℃1.3设计内容1.3.1设计方案的确定及流程说明1.3.2塔的工艺计算1.3.3塔和塔板的工艺尺1.3.3.1塔高、塔径及塔板结构尺寸的确定1.3.3.2塔板的流体力学验算1.3.3.3塔板的负荷性能图1.3.4设计结果概要或设计一览表1.3.5辅助设备选型与计算1.3.6生产工艺流程图及精馏塔的工艺条件图1.3.7对本设计的评述或有关问题的分析讨论1.4设计成果1.4.1设计说明书一份1.4.2A4设计图纸包括：流程图、精馏塔工艺条件图2设计计算2.1精馏流程的确定环己醇——苯酚混合料经原料预热器加热至泡点后，送至精馏塔，塔顶采全凝器冷凝后，一部分作回流，其余为塔顶产品经冷却后送贮槽，塔釜采用间接预热油再沸器供热，塔底产品经冷却后送至贮槽，流程图如图12.2全塔物料恒算2.2.1料液及塔顶产品的流率及含苯的摩尔流率环己醇和苯酚的相对摩尔分子质量分别为100和94kg/kmol。xFQUOTE=30/10030100+70/94=0.287xDQUOTE=99/10099100+1/94=0.989由已知条件得处理量F'＝7000t/a=810.19kg/h全塔物料恒算：QUOTE2.2.2平均摩尔质量MFQUOTE==100QUOTEMDQUOTE==100QUOTEQUOTE==100QUOTE2.2.3料液及塔顶产品的摩尔流率QUOTE=810.1995.72=8.46kmol/h=810.1995.72=8.46kmol/hQUOTE=232.7699.93=2.33kmol/h=232.7699.93=2.33kmol/hQUOTE=577.4394.02=6.14kmol/h2.3.1理论塔板数的求取2.3.1.1相平衡线方程的求取附表1环己醇—苯酚的相平衡数据t／℃xyt／℃xy181.9179.1176.4173.8171.3169.6166.7164.5162.4160.4158.5156.7154.9153.2151.7150.0148.5147.0145.6144.2142.90.0000.0250.0500.0750.1000.1250.1500.1750.2000.2250.2500.2750.3000.3250.3500.3750.4000.4250.4500.4750.5000.0000.0990.1860.2630.3330.3960.4510.50l0.5460.5870.6230.6560.6870.7140.7390.7620.7830.8020.8190.8350.850141.6140.4139.2138.0136.9135.8134.7133.7132.7131.7130.7129.8129.0128.1127.2126.4125.6124.8124.0123.30.5250.5500.5750.6000.6250.6500.6750.7000.7250.7500.7750.8000.8250.8500.8750.9000.9250.9500.9751.0000.8640.8770.8880.8990.9090.9180.9270.9350.9430.9500.9560.9630.9680.9740.9790.9840.9880.9920.9961.000将表1中的数据作图得x–y图（图2），并将其理合得到相平衡方程。将表1中的数据作图得t-x(y)图（图3）。各梯级的数据表3梯级线xy10.9890.9890.9410.98920.9410.9610.8140.96130.8140.8860.5810.88640.5810.7470.3380.7475加料板0.3380.6020.2120.60260.2120.4210.1150.42170.1150.2260.0490.22680.0490.0950.0180.09590.0180.0330.0060.033100.0060.0080.0010.0080.0010.0012.3.1.2确定操作的回流比QUOTExexe=QUOTExFxF=0.287,QUOTExDxD=0.989,QUOTE。故有：QUOTE=QUOTE取实际操作的回流比为最小回流比的2倍，即有：R=2QUOTE2.3.1.3求理论板数精馏段操作线：y=QUOTERR+1x+xDR+1q线方程：x=.287提馏段操作线：y=-0.0038+1.94356x图解得QUOTE块（不含釜）。其中精馏段QUOTE块，提馏段有5块，第5块为加料板位置。2.3.2实际塔板数QUOTENpNp2.3.2.1全塔板效率塔的平均温度为QUOTE181.9+123.32181.9+123.32=152.6℃（取塔顶塔釜的平均温度），在此平均温度下查化工原理附录得：QUOTE=0.22mpa.s,QUOTE=0.27mpa.sQUOTE=QUOTE+QUOTE在152.6℃下环己醇对苯酚的相对挥发度由内插法可算得：α=5.214板效率用E=0.49QUOTE则有E=0.49QUOTE=45.65％对于筛板精馏塔，总板效率的相对值要大与1，取1.1则实际板效率QUOTE2.3.2.2实际塔板数QUOTENpNp精馏段：QUOTE提馏段：QUOTE总板数：QUOTE2.4塔的精馏操作工艺条件及相关物性数据的计算2.4.1平均压强QUOTEPmPm取每层塔板压降为0.7kpa计算。塔顶：QUOTEPD=101.3kpaP加料板：QUOTE平均压强：QUOTEPm=101.3+106.92=104.1kpa2.4.2平均温度QUOTE查表1并由内插法得：塔顶为123.7℃；加料板为155.8℃，塔底为181.5℃则QUOTE2.4.3平均分子量QUOTE塔顶、塔底平均摩尔质量计算塔顶：QUOTEy1=xD=0.989,y1=xD=0.989,QUOTEkg/kmolQUOTEkg/kmol加料板：QUOTEQUOTEkg/kmolQUOTEkg/kmol塔底：QUOTE QUOTEkg/kmolQUOTEkg/kmol精馏段平均摩尔质量：QUOTEkg/kmolQUOTEMLm=93.354+98.2782=95.816提馏段平均摩尔质量：QUOTEkg/kmolQUOTEM潞Lm=99.976+98.27822.4.4平均密度QUOTE2.4.1.1液相平均密度QUOTE塔顶：QUOTEQUOTEQUOTE进料板：QUOTEQUOTEQUOTE塔底：QUOTEQUOTEQUOTEQUOTEQUOTE精馏段：QUOTE提馏段：QUOTE2.4.1.2汽相平均密度QUOTE2.4.5液体的平均表面张力QUOTE塔顶：QUOTEQUOTEQUOTE进料板：QUOTEQUOTEQUOTE塔底:QUOTEQUOTEQUOTEQUOTE精馏段：QUOTE提馏段：QUOTE2.4.6液体平均粘度的计算查化工原理书的在123.7℃，155.8℃和181.5℃环己醇和苯酚的粘度分别为：QUOTEQUOTE(123.7℃)QUOTEQUOTE(155.8℃)QUOTEQUOTE(181.5℃)按加权求平均粘度塔顶：QUOTEQUOTE加料板:QUOTEQUOTE塔底：QUOTEQUOTE=0.11脳0.00403+0.15脳0.99597=0.150mpa.s=0.11脳0.00403+0.15脳0.99597=0.150mpa.s精馏段液相平均粘度：QUOTE提馏段液相平均粘度：QUOTE2.4.7精馏段的汽负荷计算汽相摩尔流率QUOTE汽相体积流量QUOTE汽相体积流量QUOTEVh=187.2m3h液相回流摩尔流率QUOTE液相体积流量QUOTE液相体积流量QUOTELh=0.391m3h2.5精馏塔和塔板主要工艺结构尺寸的计算2.5.1塔径1.初选塔板间距QUOTEHT=0.5mHT=0.5m及板上液层高度QUOTEhL=0.06mhLH2.按Smith法求取允许的空塔气速QUOTEumaxumax(即泛点气速QUOTEuFuF)QUOTE查Smith通用关联图得QUOTEC20=0.096C20负荷因子QUOTE泛点气速：QUOTE3.操作气速取QUOTE4.精馏段的塔径

QUOTE圆整取300mm,此时的操作气速为0.736m/s2.5.2精馏段工艺结构尺寸的设计与计算采用单溢流型的平顶弓型溢流堰、弓型降液管、平型受液管，且设进口內堰。2.5.2.1溢流堰长QUOTELwLw取QUOTE堰上溢流强度QUOTE,满足筛板塔堰上溢流堰强度要求。2.5.2.2出口堰高QUOTEhwhwQUOTE对平直堰QUOTE由QUOTE及QUOTE,查液流收缩系数图得QUOTE,于是：QUOTEQUOTE2.5.2.3降液管的宽度QUOTEWdWd和降液管的面积QUOTEAfAf由QUOTE查弓型降液管几何关系图得QUOTE，QUOTE，即：QUOTE,QUOTE,QUOTE液体在降液管内的停留时间为：QUOTEQUOTE（满足要求）2.5.2.4降液管的底隙高度QUOTEh0h0降液管底缘与下一板的间隙QUOTEh0h0应比外堰高度QUOTE低，一般取QUOTE,液相通过此间隙时的流速应小于0.4m/s，取QUOTE，则有：QUOTE2.5.2.5內堰高度QUOTEQUOTE,故取QUOTEh'w=7mmh'w=7mm,以保证液封管的液封，并液体在板上分布均匀，减少进口处液体水平冲出而影响塔板入口处的操作2.5.3塔板布置2.5.3.1塔板因QUOTE，故塔采用整块式，板间距可采用200mm2.5.3.2边缘区宽度QUOTE取边缘区宽度QUOTE取QUOTE2.5.3.3开孔面积QUOTEAaAaQUOTEAa=2xR2QUOTE式中QUOTEQUOTE2.5.3.4开孔数和开孔率取筛孔的孔径QUOTEd0=5mmd0=5mm,正三角形排列，取筛板厚度QUOTE，且取QUOTEtd0=2.5td0=2.5。故孔心距QUOTEt=3脳5=15mmt=3脳5=15mm。每层塔板的开孔数目QUOTE每层塔板的开孔率QUOTE每层塔板的开孔面积QUOTE气体通过筛孔的孔速QUOTE2.5.3.5精馏段的塔高QUOTEZ1Z1QUOTE2.6塔板上的流体力学验算2.6.1塔板压降2.6.1.1干板阻力QUOTE的计算由QUOTEd0未=53=1.67d0未=53故QUOTE=0.05m2.6.1.2气体通过液层的阻力QUOTEhlhl气体通过有效流通截面积的气速QUOTE,对单流型塔板有：QUOTE动能因子QUOTE查图得QUOTEQUOTE2.6.1.3液体表面张力的阻力计算QUOTEh蟽h蟽QUOTE气体通过每层塔板的液柱高度QUOTEQUOTE 气体通过每层板的压降为QUOTE2.6.1.4液面落差对于筛板塔，液面落差很小，且塔径的液流量都不大，故可忽略液面落差的影响。2.6.1.5液沫夹带QUOTEQUOTE始终QUOTE,验算结果表明不会产生过量的雾沫夹带。2.6.1.6漏液的验算对筛板塔，漏点的气速QUOTEQUOTE实际孔速QUOTE稳定系数为：QUOTE2.6.1.7液泛为防止降液管内发生液泛，降液管内液层高度应满足QUOTEHd鈮は?HT+设进口堰时QUOTEQUOTEHd=hc+QUOTE,故不会产生液泛。根据以上塔板各项流体力学验算，可以认为精馏段塔径及工艺尺寸是合适的。2.7精馏段塔板负荷性能图2.7.1漏液线 由QUOTEQUOTEQUOTEQUOTE得QUOTEQUOTE=4.4脳0.8脳0.0035=4.4脳0.8脳0.0035QUOTEVs,min=0.0123.169+88.96Ls在操作范围内，任取几个QUOTELsLs值，依上式计算出QUOTEVsVs值，计算结果列于表4中。表4漏液线流量L0.000050.00010.000150.00020.000250.00030.000350.0004V0.021770.022000.022190.022360.022520.022670.022800.022932.7.2液沫夹带线以QUOTEQUOTEQUOTEQUOTEQUOTEQUOTE故QUOTEHf=0.1275+5.5975Ls2QUOTEHf-HT=0.3725-5.5975QUOTE整理得QUOTEVs=0.1551-2.3307Ls2在操作范围内，任取几个QUOTE值，依上式计算出QUOTE值，计算结果列于表5中。表5液沫夹带流量L0.000050.00010.000150.00020.000250.00030.000350.0004V0.151940.150080.148520.147130.145850.144660.143520.142452.7.3液相负荷下限线取平堰堰上液层高度QUOTEhow=0.006mhow=0.006m则QUOTELs,min=0.000139m3s2.7.4液相负荷上限线QUOTE胃=5s胃=5sQUOTEQUOTELs,max=AfHT5=0.0036脳0.55=0.00036m32.7.5液泛线QUOTEHd=蠁(HT+QUOTEHd=hc+QUOTEQUOTEQUOTE联立得QUOTE将各参数方程代入上式中，可以整理得QUOTEaVs2=b-cLs2-dLs23QUOTEQUOTEQUOTEQUOTE故QUOTE22.48Vs2=0.199-11347.13Ls2-3.359Ls2322.48Vs2=0.199-11347.13Ls2-3.359Ls表6液流量L0.000050.00010.000150.00020.000250.00030.000350.0004V0.093000.092330.091760.091220.090710.090210.089710.08922根据以上各线方程，可作出筛板塔的负荷性能图，如图4所示。在负荷性能图上操作点为A(0.00011,0.052),由操作线过OA得出操作线方程为:QUOTEy=472.73xy=472.73x，做出操作线。由图4可看出该筛板塔的操作上限为液泛线，下限为漏液线。操作弹性定义为操作线与界限曲线交点的气相最大负荷QUOTEVs,maxVs,max与气相允许最小负荷QUOTEVs,minVs,min之比，即：V3辅助设备选型与计算3.1塔高已知全塔板间距QUOTE，可选择塔顶空间高度QUOTE。塔底空间QUOTE。全塔共有18块塔板，考虑清理和维修的需要，选择全塔的手孔数为QUOTES=3S=3个，手孔处的板间距选择为QUOTE，进料高度取QUOTEHF=600mmHF=600mm。QUOTEH=HD+NpQUOTEQUOTE=11.05m=11.05m3.2接管设计各接管直径由流体速度及其流量，按如下关系进行计算:3.2.1塔顶蒸汽出口管径低压气体管内流速为QUOTE15~20ms15~20ms所以取蒸汽速度QUOTEuD=15ms查GB8163-87,选用QUOTE的无缝钢管。3.2.2回流液管径由于用泵回流，所以QUOTEuR=1.5msu查GB8163-87,选用QUOTE的无缝钢管。3.2.3加料管管径由于用泵进料，所以取QUOTEuF=1.5msuQUOTEQUOTE查GB8163-87,选用QUOTE的无缝钢管。3.2.3釜液排出管管径釜液流出速度取QUOTEuw=0.5msuQUOTE则管径QUOTE查GB8163-87,选用QUOTE的无缝钢管。3.3封头和法兰3.3.1法兰由于常压操作所有法兰均采用标准管法兰，平焊法兰，由不同的直径选相应的法兰。如：根据进料管选取进料管接管法兰：PN0.25MPaDN15(GB20593-1997),其余选取方法同。3.3.2封头本设计采用椭圆封头，由公称直径QUOTE，查得曲面高度QUOTEh1=75mmh1=75mm边高度QUOTEh2=25mmh2=25mm。选用封头QUOTEDN300脳6(JBT4737-95)3.4精馏塔的附属设备3.4.1塔顶回流全凝器3.4.1.1设备选型由于循环冷却水较易结垢,且塔顶压力为常压，塔顶温度为QUOTE，所以可采用锯齿形板式换热器。选取管径QUOTE鈭?5脳2.5mm鈭?5脳2.5mm,管内流速QUOTEui=1.50msui=1.50ms已知冷凝水进口温度QUOTE取冷凝水出口温度QUOTE;混合气出口温度QUOTE3.4.1.2工艺计算冷凝水的定性温度：QUOTE混合气的定性温度：QUOTE查得两流体在定性温度下的物性数据见7 物性数据定性温度/QUOTE密度QUOTEkgm3kgm黏度mPaQUOTEs比热容KJ/(kgQUOTE)热导率W/(mQUOTE)汽化热kJQUOTE混合气91.853589993.60.510.7421.324.1740.01220.628304水计算热负荷：QUOTEQUOTE=25.09kw=25.09kw冷凝水用量为QUOTEms2=QCP2计算平均温差（按逆流计算）QUOTE初估换热面积及版型取K为370w/QUOTE)初估换热面积A’=QUOTE=QUOTE考虑QUOTE15%15%的面积裕度QUOTE管径QUOTE鈭?5脳2.5mm鈭?5脳2.5mm,管内流速QUOTEu1=1.30msu1=1.30ms,根据传热管内径和流速确定单程传热管数QUOTEnsnsQUOTE按单管程计算所需换热管的长度：QUOTE按单管程设计，传热管过长，根据实际情况取管长QUOTEL=6mL=6m,则该换热器的管程为QUOTENp=Ll=17.136=3传热管的总根数为：QUOTE根QUOTEP=t2-t1T1-T2=40-30123.7-60查双壳程的温差系数图得QUOTE故QUOTE=QUOTE初估换热面积为QUOTEA1A1=QUOTE传热管排列和分程方法采用组合排列，即每层内按正三角形排列，隔板两侧按正方形排列。取管心距QUOTE隔板中心到其中最近的一排管中心距离QUOTESS:按净空不小于6mm的原则确定，亦可按下式求取：QUOTES=t2+6=322分程隔板两侧相邻管排之间的管心距QUOTEta=2S=2脳22=44mmta管中心距t与分程隔板槽两侧相邻管排中心距QUOTEtata的计算结果与相关表给出数据完全一致，证明可用。采用3管程结构，取管板利用率QUOTE，则壳体内径QUOTE圆整取QUOTED=100mmD=100mm。折流板：采用弓形折流板，取弓形折流板圆缺高度为壳体内径的QUOTE25%25%，则切去的圆缺高度为QUOTE,取QUOTEh=25mmh=25mm。取折流板间距为QUOTE则折流板数QUOTE折流板水平安装。2.核算总传热系数K①壳程对流传热系数当量直径由正三角形排列得壳程流通截面积QUOTEQUOTE