化工原理课程设计-精馏塔工艺设计

分离苯-甲苯的浮阀精馏塔设计说明书第页 设计者： 周强 学号： 0843082120 指导老师： 夏素兰 设计时间： 2011年1月15日

目录TOC\o"1-3"\h\u29815第1章设计任务及设计内容 163811.1.设计任务 1279311.2.设计内容 126317第2章工艺流程及控制 29784第3章塔的物料计算 3299203.1.料液及塔顶、底产品摩尔分数 3273533.2.平均相对分子质量 323163.3.物料衡算 331818第4章塔板数的确定 337094.1.q线方程的求解 34.2.21456最小回流比及回流比的确定 443554.3.求理论塔板数 5284334.4.全塔效率的计算 672664.5.实际板数确定 725779第5章塔的工艺条件及物性数据计算 7263445.1.压力 7110045.2.温度 8107735.3.分子量 821755.4.密度 9248505.5.液体表面张力 10100045.6.液体粘度 1192885.7.塔的工艺条件及物性数据计算结果列表 1217328第6章精馏塔气液负荷计算 13210866.1.精馏段气液负荷计算 1325176.2.提馏段气液负荷计算 1331324第7章塔和塔板主要工艺尺寸计算 13245007.1.塔径计算 13224817.2.塔板结构设计 15205407.3.浮阀的数目与排列 1831013第8章塔板的流体力学校核 21272968.1.塔板压降的校核 21106238.1.1.精馏段 21274258.1.2.提馏段 22171338.2.液沫夹带的校核 23243548.2.1.精馏段 23293558.2.2.提馏段 24181198.3.溢流液泛校核 2422358.3.1.精馏段 2422308.3.2.提馏段 2529999第9章负荷性能图及操作弹性 25288509.1.负荷性能图 25268379.1.1.精馏段 26307499.1.2.提馏段 28317759.2.操作弹性 3120408第10章塔体总高度 3110.1.5763塔顶空间 32718010.2.人孔及进料孔 322500110.3.塔底空间 33879510.4.总塔高度 3412054第11章接管设计 3421025第12章浮阀塔的工艺设计计算结果汇总 3511327第13章塔顶冷凝器的设计 381416613.1.换热方案的确定 382461713.2.估算传热面积 38105013.3.工艺结构及尺寸 39178513.4.准确管子数 40523813.5.流体流动阻力计算 411719113.5.1.管程压降计算 41954513.5.2.壳程压降计算 42645213.6.总传热系数的校核 423268313.6.1.污垢热阻的确定 43462113.6.2.管内对流传热系数的计算 43928313.6.3.管外蒸气膜冷凝的传热系数 4338413.7.传热面积校核 44777513.8.换热器计算结果汇总 456513附录一苯-甲苯平衡数据 469433表一苯与甲苯的气液平衡数据 4630649图一苯-甲苯平衡曲线 477942图二苯-甲苯相图 473012附录二物性数据 485705表一 苯与甲苯气化潜热 488439表二 苯与甲苯的液相密度 486612图一 苯与甲苯的液相密度 4931157表三 苯与甲苯表面张力 4911163参考文献 50

设计任务及设计内容设计任务设计题目： 分离苯-甲苯的浮阀精馏塔原料液： 组成：苯35%甲苯65%处理量： 4800kg/h 温度：20oC馏出液： 组成：苯98.5%残液： 组成：苯1.0%（都为质量分数）操作压力： 常压连续操作设计内容工艺流程选择塔设备设计塔顶冷凝器的设计精馏塔部分附件的设计

工艺流程及控制料液从上一工段输送到精馏单元，通过精馏塔生产出浓度较高的产品，采用全冷凝，釜外加热。为了使产品浓度具有一定的稳定性，必须对精馏单元进行监测和控制，通过对温度（通过测量温度来间接检测浓度）和流量的监控来达到工艺生产要求，精馏塔控制方案如图2-1所示。图2-1 带控制点的精馏塔工艺流程图塔的物料计算料液及塔顶、底产品摩尔分数平均相对分子质量物料衡算总物料 易挥发组分物料衡算 联立以上解得： 塔板数的确定q线方程的求解进料温度由根据附录二表2可以查得进料液泡点温度由苯、甲苯的比热共线图可查得：时时按平均算得由附录可查得：苯在97。C时 q线方程即为：最小回流比及回流比的确定由以上数据可在平衡图上作出q线如图4.3-1有 所以由作图法可以确定全回流时最小理论半并根据吉利兰图查出相应参数、计算并作出理论板数与回流比关系曲线如图4.2-1所示：图4.2-1回流比与理论板数关系图由图可知当时曲线趋于平衡所以取操作回流比求理论塔板数精馏段操作线方程为：根据q线和精馏段操作线可以作出如图4.3-1所示图4.3-1作图法求理论板数由作图法如图4.3-1所示，。其中精馏段为6块，提馏段为7.7块，第7块为加料板。全塔效率的计算有或根据塔顶和塔底的液相组成查附图得塔底和塔顶温度，得平均温度为95.2。C。再由附图查得在95.2。C时苯和甲苯粘度 所以平均粘度：塔效率：实际板数确定精馏段 取10块。提馏段 取15块。塔的工艺条件及物性数据计算压力塔顶压强，取每层塔板压降则进料压强 塔底压强 精馏段平均操作压强为：提馏段平均操作压强为：温度由图4.3-1可以查得进料板的液相组成 查附录一图2有：塔顶温度 进料点温度 塔底温度 所以精馏段平均温度 提馏段平均温度 分子量塔顶 查平衡图 塔顶 进料板由图4.3-1查得进料板组成： 塔底精馏段平均分子量 提馏段平均分子量： 密度液相密度按式 塔顶有 进料板 塔底 故精馏段平均密度 气相密度混合液体表面张力查附表可得所以塔顶平均表面张力： 所以进料板上混合液平均表面张力： 所以釜底混合液平均表面张力： 最后精馏段液体平均表面张力：提馏段液体平均表面张力：混合液体粘度由塔顶、进料点、塔底温度查附表有：所以有平均粘度：精馏段平均粘度：提馏段平均粘度：塔的工艺条件及物性数据计算结果列表表5-1 塔的工艺条件及物性数据汇总表参数塔顶进料塔底精馏段提馏段总物质的量/（kmol）21.3855.3733.99产品含摩尔分数0.98730.38840.0118平均相对分子质量/（kmol/kg）86.6878.2991.96液相气相液相气相80.8181.2089.0986.68温度t/（。C）80.3295.4109.9187.86102.66压力p/（kpa）105.33115.13110.22114.08密度ρ/（kg/m3）812.63809.73807.96液相气相液相气相811.182.945808.843.165表面张力σ/（mN/m）21.219.6118.420.419.0粘度μ/（mpa.s）0.3110.2720.2530.2900.260精馏塔气液负荷计算精馏段气液负荷计算提馏段气液负荷计算塔和塔板主要工艺尺寸计算塔径计算精馏段塔径初选板间距，板上液层高度气液两相流动参数：查图得C20=0.0674，矫正到表面张力为20.4mN/m时的C，即泛点速度 取 流通截面积 按表11.3（《化工原理》下）选取塔板上的液体流动方式为单流型，并取。由图11.9（《化工原理》下）查得,即有：所以因此按标准塔径圆整为1m，则精馏段空塔气速为：提馏段塔径气液两相流动参数：查图得C20=0.0671，矫正到表面张力为19.0mN/m时的C，即泛点速度 取流通截面积 按表11.3（《化工原理》下）选取塔板上的液体流动方式为单流型，并取。由图11.9（《化工原理》下）查得,即有：塔板面积 所以按标准塔径圆整为0.9m，则空塔气速为： 塔板结构设计（1）溢流装置因为塔径不是很大，所以只设置出口堰，不设进口堰和受液盘，并选用单溢流型弓型降液管。①精馏段堰长 因已经取,所以堰高 取板上清液层高度由弗朗西斯（francis）公式有：因由图11.20（《化工原理》下）查得所以故C、降液管面积及宽度由，查图11.19（《化工原理》下） 得 因此 校核液体在降液管中的停留时间：，所以降液管尺寸合适。D、降液管底隙高度，取25mm②提馏段A、堰长 因已经取,所以B、堰高 取板上清液层高度由弗朗西斯（francis）公式有：因由图11.20（《化工原理》下）查得所以故C、降液管面积及宽度由，查图11.19（《化工原理》下） 得 因此 校核液体在降液管中的停留时间：，所以降液管尺寸合适。D、降液管底隙高度，取35mm浮阀的数目与排列精馏段A、初选浮阀数选用F1重型浮阀，阀孔直径d0=0.039m，取F0=10则阀孔气速： 由式 ，取88 个。B、浮阀排列：采用等腰三角形交叉排列，取边缘区宽度，安定区宽度。鼓泡区面积：其中 所以 取则有，结合推荐值取t=65mm。C、实际浮阀数的确定以等腰三角形交叉方式绘图排列如图7.3-1所示：图7.3-1 精馏段塔板布置图由排布图7.3-1可得实际的开孔数为78个。所以，在适宜范围内。塔板开孔率：，符合要求。②提馏段选用F1重型浮阀，阀孔直径d0=0.039m，取F0=10则阀孔气速 由式 ，取 66个。浮阀排列：采用等腰三角形交叉排列，取边缘区宽度，安定区宽度。鼓泡区面积：其中 所以 取则有，结合推荐值取t=65mm。C、实际浮阀数的确定以等腰三角形交叉方式绘图排列如图7.3-2所示：图7.3-2提馏段塔板布置图由排布图7.3-2可得实际的开孔数为65个。所以，在适宜范围内。塔板开孔率：，符合要求。塔板的流体力学校核塔板压降的校核精馏段干板压降：阀全开前（）:阀全开后（）:由此的临界速度所以阀已全开,取液层阻力：其中，。由此可得总压力降，与前面估计的0.07m相差不多。提馏段干板压降：阀全开前（）:阀全开后（）:由此的临界速度所以阀已全开,取液层阻力：其中，。由此可得总压力降，与前面估计的0.07m相差不多。液沫夹带的校核因塔径0.9,所以应控制泛点率不超过80%.精馏段其中： 物性系数K取1所以<80%，符合要求。提馏段其中： 物性系数K取1所以<80%，符合要求。溢流液泛校核为了防止液泛的发生，降液管的液层高度应该满足如下关系：其中精馏段将单板压降0.081m水柱换算成苯-甲苯混合液高度为：因此取泡沫层的相对密度。可见，不会发生液泛，精馏段塔板间距选择合适。提馏段将单板压降0.071m水柱换算成苯-甲苯混合液高度为：因此取泡沫层的相对密度。可见，不会发生液泛，提馏段塔板间距选择合适。负荷性能图及操作弹性负荷性能图精馏段液体负荷上限线液体在降液管里停留最短时间以3s计算，所以液相负荷最大值：B、液相负荷下线取平堰上液层高度为液相负荷下限标准。得C、气相负荷下限取时气体负荷为操作的下限值。与之对应的气体负荷为：D、过量雾沫夹带线因直径大于等于0.9m，取泛点率=80%，有整理得E、液泛线根据其中堰高 ,其中所以 将上述各式代入 得： 整理得：根据以上计算结果可作出精馏段负荷性能图如图9.1.1-1图9.1-1 精馏段负荷性能图由图可以看出操作负荷上线受雾沫夹带控制，下限受漏液控制。提馏段A、液体负荷上限线液体在降液管里停留最短时间以3s计算，所以液相负荷最大值：B、液相负荷下线取平堰上液层高度为液相负荷下限标准。得C、气相负荷下限取时气体负荷为操作的下限值。与之对应的气体负荷为：D、过量雾沫夹带线因直径大于等于0.9m，取泛点率=80%，有整理得E、液泛线根据其中堰高 ,其中所以 将上述各式代入 得： 整理得：根据以上计算结果，可作出如图9.1.2-1的提馏段负荷性能图图9.1.2-1 提馏段负荷性能图由图可以看出操作负荷上限受雾沫夹带控制，下限受漏液控制。操作弹性从塔板负荷性能图中可以看出，精馏段和提馏段按生产任务规定的气体和液体流量所得的操作点都在适中位置，说明塔板设计较为合理。由于精馏段和提馏段都是液泛线在雾沫夹带线之上，所以塔的气相负荷上线有雾沫夹带线控制，操作负荷下限由漏液线（气相操作下限线）控制。由固定的气液比，从负荷性能图中可查得①精馏段其中的负荷上限和负荷下限由图9.1.1-1可查得分别为1.1、0.28。②提馏段其中的负荷上限和负荷下限由图9.1.2-1可查得分别为0.94、0.218。塔体总高度板式塔的塔高如图10-1所示，塔体总高度（不包括裙座）由下式决定：式中 HD——塔顶空间，m； HB——塔底空间，m；HT——塔板间距，m；HT’——开有人孔的塔板间距，m；HF——进料段高度，m；N——实际塔板数。塔顶空间塔顶空间（见图10-1）指塔内最上层塔板与塔顶空间的距离。 为利于出塔气体夹带的液滴沉降，其高度应大于板间距，通常取 HD为（1.5～2.0）HT。若需要安装除沫器时，要根据除沫器的安 装要求确定塔顶空间。根据苯和甲苯的物性可知，苯-甲苯混合液不易起泡沫，即不用设置除沫器。取人孔及进料孔 人孔数目根据塔板安装方便和物料的清洗程度而定。对于 处理不需要经常清洗的物料，可隔8～10块塔板设置一个人 孔；对于易结垢、结焦的物系需经常清洗，则每隔4～6块塔 板开一个人孔。人孔直径通常为450mm。A、人孔：苯-甲苯混合液不易结垢，无需长期清洗，所以人孔间距可以取较大，在第8、17块上方分别设一人孔，即人孔数（不包括塔顶和塔底）。人孔直径取450mm。取开人孔处塔板间距B、进料孔：为方便安装接管，塔体上进料处应开一进料口，进料处塔板间距应大于其它塔板间距，取进料处塔板间距塔底空间HB塔底空间指塔内最下层塔板到塔底间距。其值视具体情况而定：当进料有15分钟缓冲时间的容量时，塔底产品的停留时间可取3～5分钟，否则需有10～15分钟的储量，以保证塔底料液不致流空。塔底产品量大时，塔底容量可取小些，停留时间可取3～5分钟；对易结焦的物料，停留时间应短些，一般取1～1.5分钟。图10-1板式塔总体结构示意图取釜底料液停留时间为5min所以，取1.9m总塔高度由以上结果可算得总塔高度： 即不算群座，塔体总高为13.5m。接管的设计接管考虑到装卸等因素，所以都采用法兰连接。根据进料液的流量塔顶产品流量塔底残液流量(釜外加热)计算得:A）进料接管直径：初定管内流量为1m/s圆整为标准直径。其实际流速按标准选用D140标准管法兰。B）同理釜底接管初选流速1m/s算得圆整为标准值。实际流速,符合要求。按标准选用D185的标准管法兰。C）塔顶接管气体初定流速为10m/s按标准取，基本符合要求。法兰选用D370标准法兰。D）釜底接管应设一180度弯头，以起到液封的作用。浮阀塔的工艺设计计算结果汇总

项目符号单位计算数据精馏段提馏段气相负荷0.6100.445液相负荷0.001610.00413塔板数块1015塔径Dm1.00.9塔板面积m20.8540.66空塔气速m/s0.7770.700塔板高m0.40.4溢流堰上层液体厚度mm11.825液体在降液管停留时间s19.15.7降液管低隙高度h0mm2535塔板结构边缘区宽度mm5080安定区宽度mm8080堰长m0.70.63堰高mm6855降液管面积m20.0770.059降液管宽度m0.150.135浮阀数n个7850塔板开孔率%11.965阀孔气速m/s6.5512.2单板压降hfm水柱0.0815.73塔板负荷上限雾沫夹带控制雾沫夹带控制塔板负荷下限漏液控制漏液控制气相最大负荷m3/s1.10.94气相最小负荷m3/s0.280.218操作弹性4.064.31塔顶空间HDm0.8塔底空间HBm1.9人孔数S个2人孔处塔板间距HT'm0.8进料处塔板间距HFm0.8总塔高Hm13.5

塔顶冷凝器的设计换热方案的确定1、冷却剂的确定 产品的冷凝没有特殊要求，以河水为冷却剂。设计进口温度T1=29oC，出口温度T2=39oC。2、流体流经空间 由于产品比较清洁，对金属的腐蚀性不强，而河水具有容易结垢等特点，所以苯-甲苯蒸气走壳程以更好的散热，同时也能使壳体和换热管体的温差不致过高，水走管程以便水垢的清洗。3、流体流动方向 饱和的苯-甲苯蒸气由换热器壳程上方进入冷凝液由壳程下方排出，冷凝水从换热器下方进入管程，从上方的出口排出。估算传热面积TC"估算传热面积"\fC1、热流量TC"热流量"\fC 2、平均传热温差TC"平均传热温差"\fC 先按照纯逆流计算，得 3、传热面积TC"传热面积"\fC 由于壳程为饱和有机物蒸气，管程为水，故可选取较大的K值。假设 K=700W/(㎡.k) 则估算的传热面积为4、冷却水用量 工艺结构及尺寸TC"工艺结构尺寸"\fC1、换热管的类型、尺寸及材料的确定 TC"管径和管内流速"\fC 因为所冷却的饱和蒸气及所用的冷却水都相对比较清洁不易堵塞，选用Φ25×2.5无缝钢管，管长选用3000mm，管子材料选用20号优质低碳钢。2、管程数和传热管数TC"管程数和传热管数"\fC 可依据传热管内径和流速确定单程传热管数，取73根。3、管心距的确定 取管间距 管束最外层管心距与壳体内边缘的距离取4、管程数的确定 单管程流体的实际流速 管程数取2，管程流速5、壳体直径的初步确定 若按正三角排列换热管 ，取10。 取 所以，圆整为标准壳体内径400mm。准确管子数 通过作图法排列换热管如下：图13.4-1 换热器管板布管图由图13.4-1可以看出实际管束数为82根。即有流体实际流速雷诺数流体流动阻力计算管程压降计算式中 m：管程数=2管程总压降每层直管的压力降由相对粗糙度，查图得所以进管程的局部压降: 出管程的局部压降：管箱和封头180度转向的阻力损失：换热管程进出口压力降： 所以换热器总压降壳程压降计算略总传热系数的校核式中 K0 是基于外壁面的传热系数 是传热壁面与流体间的对流换热系数d 是管直径b 传热避免厚度 材料的热传导率下标 i 内壁O 外壁m 平均壁面污垢热阻的确定由于使用河水作为冷却剂，温度<50OC,且流速>0.92。所以污垢热阻查表取管内对流传热系数的计算由于水是被加热，所以n取0.4定性温度取进出口的平均值44oC可以查得所以 又 其中导热系数k可查得所以管外蒸气膜冷凝的传热系数换热器水平安装，冷凝液在饱和温度下排出即有 定性温度取膜温度的算数平均值通过试差解得所以符合要求。传热面积校核壳程传热面积由此可见设备的传热面积是适宜的。

换热器计算结果汇总表13.8-1换热器计算结果表项目单位结果进口蒸气温度oC80出口产品温度oC80进口冷凝水温oC29出口水温oC39额定处理量kg5021.55冷凝水流量热流量KJ/h管径mm管程数2管心距mm34换热管根数82壳直径mm400管长mm3000管程流动阻力kpa12.49总传热系数772.8

附录附录一 苯-甲苯平衡数据表一苯与甲苯的气液平衡数据温度t/°C液相中苯的摩尔分数/x气相中苯的摩尔分数/y110.6800.0000.000109.3340.0250.062108.0600.0500.118106.8500.0750.171105.6970.1000.219104.5950.1250.265103.5390.1500.307102.5250.1750.347101.5480.2000.384100.6060.2250.41999.6950.2500.45398.8120.2750.48497.9560.3000.51497.1240.3250.54396.3140.3500.57095.5250.3750.59694.7550.4000.62194.0040.4