化工原理课程设计苯甲苯混合物常压精馏塔设计.doc

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1、化工原理课程设计 苯-甲苯混合物常压精馏塔设计目 录设计任务书 3概述及设计方案简解 4设计条件及主要物性参数 6工艺设计计算 7辅助设备选型 25设计结果汇总表 28设计评述 29 参考书目 29主要符号说明 30附录：图解法图附图1温度组成图附图2精馏段负荷性能图附图3提馏段负荷性能图附图4塔体平面结构图附图5筛板平面布置示意图附图6工艺流程图附图7设计任务书一、设计题目分离苯-甲苯混合物的常压精馏（筛板）塔设计二、设计条件1. 生产能力：年产量 万吨（每年总生产日按320天计算）2. 原料: 进料浓度 （苯的质量分数，下同） 以苯甲苯二元体系为主3. 产品：塔顶浓度 塔底浓度4. 生产条

2、件：原料在泡点下进料5. 其他参数可自选（包括回流比的选择） 设：混合液的表面张力，体系为不易发泡体系三、设计说明书的内容1. 目录2. 设计题目及原始数据（任务书）3. 简述苯精馏过程的生产方法及特点4. 论述精馏塔总体结构的选择和材料的选择5. 精馏过程有关计算(物料衡算、理论塔板数、回流比、塔高、塔径、塔板设计、管径等)6. 设计结果概要（主要设备尺寸，衡算结果等）7. 主体设备设计计算及说明8. 附属设备的选择（再沸器，加热器等）9. 参考文献10. 后记及其它四、设计图要求1. 绘制主要装置图，设备技术要求、主要参数、大小尺寸、部件明细表、标题栏2. 绘制设备流程图一张3. 用坐标纸

3、绘制苯甲苯溶液的y-x图一张，并用图解法求理论塔板数4. 用坐标图绘制温度与气液相含量的关系图概述及设计方案简解一、概述1. 精馏操作对塔设备的要求精馏所进行的是气（汽），液两相之间的传质，而作为气（汽），液两相传质所用的塔设备，首先必须要使气（汽），液两相得到充分的接触，以达到较高的传质效率。但是，为了满足工业生产和需要，塔设备还得具备下列各种基本要求：（1）气（汽），液处理量大，即生产能力大时，仍不致发生大量的雾沫夹带，拦液或液泛等破坏操作的现象。（2）操作稳定，弹性大，即当塔设备的气（汽），液负荷有较大范围的变动时，仍能在较高的传质效率下进行稳定的操作并应保证长期连续操作所必须具有的可靠

4、性。（3）流体流动的阻力小，即流体流经塔设备的压力降小，这将大大节省动力消耗，从而降低操作费用。对于减压精馏操作，过大的压力降还将使整个系统无法维持必要的空度，最终破坏物系的操作。（4）结构简单，材料耗用量小，制造和安装容易。（5）耐腐蚀和不易堵塞，方便操作，调节和检修。（6）塔内的滞留量要小。实际上，任何塔设备都难以满足上述所用要求，何况上述要求中有些也是互相矛盾的。不同的塔型各有某些独特的优点，设计时应根据物系性质和具体要求，抓住主要矛盾，进行选型。2. 板式塔类型气液传质设备主要分为板式塔和填料塔两大类。精馏操作既可采用板式塔，也可采用填料塔。板式塔为逐级接触型气液传质设备，其种类繁多，

5、根据塔板上气液接触元件的不同，可分为泡罩塔、浮阀塔、筛板塔、穿流多孔板塔、舌形塔、浮动舌形塔和浮动喷射塔等多种。（1）筛板塔 筛板塔是传质过程常用的塔设备，它的主要优点有： 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。 处理能力大，比同塔径的泡罩塔可增加10%-15%。 塔板效率高，比泡罩高15%左右。 压降较低，每板压力比泡罩塔约低30%左右。 筛板塔的缺点： 塔板安装的甲苯平度要求较高，否则气液接触不匀。 操作弹性较小，小孔筛板容易堵塞。（2）浮阀塔浮阀塔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动的浮阀，浮阀可根据气体

6、流量上下浮动，自行调节，使气缝速度稳定在某一数值。这一改进使浮罩塔在操作弹性，塔板效率，压降，生产能力以及设备造价等方面比泡罩优越。但在处理粘稠度大的物料方面，又不及泡罩塔可靠。浮罩塔广泛用于精馏，吸收以及脱吸等传质过程中。塔径从200 mm到640mm，使用效果均较好。国外浮阀塔径，大者可达10m，塔高可达80m，板数有的多达数百块。浮阀塔之所以这样广泛地被采用，是因为它具有下列特点： 处理能力大，比同塔径的泡罩塔可增加20-40%，而接近于筛板塔。 操作弹性大，一般约为5-9，比筛板，泡罩，舌形塔板的操作弹性要大得多。 塔板效率高，比泡罩塔高15%左右。液面梯度小。 压强小，在常压塔中每块

7、板的压强降一般为400-660N/m2。 液面梯度小。 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操作。 结构简单，安装容易，制造费为泡罩塔板的60-80%，为筛板塔的120-130%。二、设计方案简介1. 确定设计方案的原则： （1）满足工艺和操作的要求 （2）满足经济上的要求 （3）保证安全生产三项原则在生产中都是同样重要的。但在化工原理课程设计中，对第一个原则应作较多的考虑，而对第三个原则只要求作一般的考虑。2. 精馏塔的设计步骤：（1）设计方案确定和说明。根据给定任务，对精馏装置的流程、操作条件、主要设备型式及其材质的选取等进行论述。（2）蒸馏塔的工艺计算，确定塔高和塔径。（

8、3）塔板计算：计算塔板各主要工艺尺寸，进行流体力学校核计算。接管尺寸、泵等，并画出塔的操作性能图。（4）管路及附属设备的计算与选型，如再沸器，冷凝器。（5）抄写说明书。（6）绘制精馏装置工艺流程图和精馏塔的设备图。设计条件及主要物性参数一. 设计条件1. 原料液组成：（苯为A,甲苯为B） 2. 处理量：苯D=35万吨/年（每年总生产日按320天计算） 3. 产品要求： 塔顶馏出液含苯0.92 塔底残液含苯0.06 4进料状况：泡点进料（q=1）5操作压力：常压101.3 kPa二主要物性参数1苯的分子量：78 ，甲苯的分子量：922. 常压：101.3 kPa3. 操作温度的计算 根据苯甲苯（

9、101.3 kPa）的汽液平衡组成及相对应的温度曲线（附图1） 由，查图1可得 塔顶温度 塔釜温度 工艺设计计算一.筛板式精馏塔化工计算1. 物料衡算 由总物料衡算： 轻组分物料衡算： 2. 塔顶回收率计算 3. 确定回流比以及操作线方程（1）最小回流比和操作回流比计算（q=1即泡点进料） 时， 塔顶温度 塔釜温度 苯的饱和蒸汽压按 计 则：精馏段 提馏段 甲苯的饱和蒸汽压由按计 则：精馏段 提馏段 平衡线方程： （2）操作线计算（q=1即泡点进料） 精馏段方程： 提馏段方程： 4. 逐板计算法和图解法求理论塔板数（1）逐板计算法 第一块板上升的气相组成： 第二块板： 第三块板： 第四块板上升

10、的气相组成由提馏段方程计算 如此反复计算得: 共需7块板，加料板由下向上第3块板，精馏段共需2块板，提馏段共需5块板 （2）图解法在本设计中，因苯甲苯属于理想物系，可用图解法计算理论板数。其计算方法如下：(a) 根据苯甲苯（101.3 kPa）的汽液平衡组成数据（化工原理下册 P163）作出平衡线（附图1）在直角坐标系中做出对角线，并标出c点（xW、xW）、e点（xF、xF）、a点（xD、xD）三点； （b）根据精馏段方程：计算得截距为0.5803，画出精馏段线ab，;（3）根据 画出q线ef交精馏段线ab于d点；（4）连接cd，即得提馏段操作线；（5）自点a（xD、xD）开始，在精馏段操作线

11、ab与平衡线之间下边绘直角梯级，梯级跨过两操作线交点d时，改在提留段操作线cd与平衡线之间绘直角梯级，直到梯级的垂直线达到或超过点c点（xW、xW）为止，每一个梯级代表一层理论板，跨过交点d的梯级为进料板。在图（1）上作操作线方程及梯级，从图可读出共需理论板数8层，精馏段需要2层，加料板位于第3层。5. 全塔效率和实际塔板计算 a 塔顶与塔底平均温度下的相对挥发度； mL 塔顶与塔底平均温度下料液的粘度 根据苯甲苯（101.3MPa）的汽液平衡组成表可画温度组成图由 由粘度图（化工原理上册 P375）查出： 实际板数：精馏段： 提馏段： 故实际塔板数：二. 塔板结构工艺设计1. 塔高计算塔板间

12、距HT的选定很重要，它与塔高、塔径、物系性质、分离效率、塔的操作弹性，以及塔的安装、检修等都有关。可参照下表所示经验关系选取。板间距与塔径关系塔径DT，m0.30.50.50.80.81.61.62.42.44.0板间距HT，mm200300250350300450350600400600 初选板间距 2. 塔径计算（1） 精馏段L=RD=0.870.154=0.1032kmol/sV=(R+1)D=(1+0.87)0.154=0.2218kmol/s 由附图1得第3块加料板，对照附图2得此时 此时 液体分子量： 气体分子量： 查密度图（化工原理（上） P272）得 ： 两相流动参数： 根据筛

13、板塔的泛点关联图（化工原理下册P179图10-42），得 液泛速度：（已知混合液表面张力） （2） 提馏段 此时 液体分子量： 气体分子量： 两相流动参数 根据筛板塔的泛点关联图（图10-42），得 液泛速度：（已知混合液表面张力） 由于，所以最大允许空塔速度为 且取泛点百分率85%，得空速 由于，且相差不大，可采用相同的塔径，取较大值计算 根据液流型式参考表（化工原理下册P180 表10-2）， 选择单流型塔板，并取堰长 （） 根据弓型降液管的宽度与面积（化工原理下册P176 图10-40）， 根据塔设备系列化规格，将圆整到，作为初选塔径。 塔截面积： 降液区面积： 所需气体流通面积： 空速

14、： 溢流堰长度： 实际泛点百分率：3. 塔板详细设计 选取平顶溢流堰，参见化工原理（下）P180图10-3，取 采取垂直弓型降液管和普通平底受液盘，为保证液封，降液管底部与塔板的间隙ho应小于堰高hw，但应不小于20-25mm，取 液体进、出口安定区宽度一般可取为50-100mm，取，边缘区宽度与塔径有关，一般可取25-50mm，取 取筛孔直径，孔间距由弓形降液管的宽度和面积（参见化工原理（下）P175图10-40） 可推得 有效传质面积： 开孔率： 筛孔总面积： 4. 塔板校核 精馏段 （1）板压降的校核 取板厚， ， 计算得 由化工原理下册P182 图10-45，查得 已知：，通过计算得：

15、 由液流抽缩系数图（化工原理下册P184，图10-48） 得 堰上液高： 气体速度： 相应的气体动能因子： 由间的关系（化工原理下册P182 图10-46）查得： 液层阻力(以液柱高表示)： 板压降(以液柱高表示)： 本设计常压操作：对板压降本身无特殊要求 （2）液膜夹带量的校核 按和泛点百分率为， 由液沫夹带关联图（参见化工原理下册P183,图10-47），得 （3）溢流液泛条件的校核 堰高，堰上液高，液面落差， 板压降 溢流管中的当量清液高度 ： 故降液管内的当量清液高度 ： 已知苯-甲苯混合物体系为不易起泡体系，取 降液管内泡沫层高度 不会发生溢流液泛 （4）液体在降液管内的停留时间的校

16、核 通常规定液体在降液管的停留时间不小于3-5s不会产生严重气泡夹带（5）漏液点的校核 设漏液的孔速，相应的动能因子为 塔板上当量清液高度 由筛板漏液点关联图（化工原理下册P186，图10-49） 查得：漏点的干板压降 漏液点孔速： 此计算结果与假定值相当接近，故计算结果正确 塔板的稳定系数 表明塔板有足够的操作弹性 提馏段 （1）板压降的校核 通过计算得： ， 由液流抽缩系数图 (图10-48） 得 堰上液高： 气体速度： 相应的气体动能因子： 由于充气系数和动能因子间的关系（图10-46） 查得 液层阻力(以液柱高表示)： 板压降(以液柱高表示)： 本设计常压操作：对板压降本身无特殊要求

17、（2）液膜夹带量的校核 按和泛点百分率为， 由液沫夹带关联图（图10-47），得 （3）溢流液泛条件的校核 ， ， 溢流管中的当量清液高度 ： 故降液管内的当量清液高度： 苯-甲苯混合物不易起泡，取 降液管内泡沫层高度 不会发生溢流液泛 （4）液体在降液管内的停留时间的校核 不会产生严重气泡夹带 （5）漏液点的校核 设漏液的孔速，相应的动能因子为 塔板上当量清液高度 由筛板漏液点关联图（图10-49） 查得： 漏液点孔速： 此计算结果与假定值相当接近，故计算结果正确 塔板稳定系数 表明塔板有足够的操作弹性5. 负荷性能图 精馏段 （1）液相下限线 令 并假定修正系数 则 可由液流收缩系数（参见

18、化工原理（下）P184图10-48）得 表明结果正确， 得附图3: 线4 （2）液相上限线 取液体在降液管中的停留时间3s（最小值） 得附图3: 线5 （3）漏液线 把漏液点近似看成直线，可由两点大致确定其位置 第一点取：设计负荷，其漏点速度，筛孔面积 相应的气体流量 ： 第二点取： 设漏液的孔速，相应的动能因子为： 塔板上当量清液高度： 由筛板漏液点关联图（图10-49）查得： 此计算结果与假定值相当接近，故计算结果正确 以上两点可得漏液线 得附图3: 线2 （4）过量液沫夹带线 同样将此线近似看成直线，由两点确定位置 第一点取：设计点，令（最大允许值） 由液沫夹带关联图（参见化工原理（下）

19、P183图10-47），得泛点百分率86% 第二点取：液气质量流率比 由液沫夹带关联图（图10-47），得泛点百分率95% 根据筛板塔的泛点关联图（图10-42），得 以上两点可得过量液沫夹带线 附图3: 线1 （5）溢流液泛线 第一点取： 可由液流收缩系数（参见化工原理（下）P184图10-48）得 第二点取： 可由液流收缩系数（图10-48）得 以上两点可得过溢流液泛线 得附图3: 线3 提馏段 （1）液相下限线 与精馏段相同 得附图4: 线4 （2）液相上限线 与精馏段相同 得附图4: 线5 （3）漏液线 第一点取：设计负荷，其漏点速度，筛孔面积 相应的气体流量： 第二点取： 设漏液的孔

20、速，相应的动能因子为 塔板上当量清液高度： 由筛板漏液点关联图（图10-49） 查得： 此计算结果与假定值相当接近，故计算结果正确 以上两点可得漏液线 得附图4: 线2 （4）过量液沫夹带线待添加的隐藏文字内容3 第一点取：设计点，令 由液沫夹带关联图（图10-47），得泛点百分率90% 第二点取：液气质量流率比 由液沫夹带关联图（图10-47），得泛点百分率92% 根据筛板塔的泛点关联图（图10-42），得 以上两点可得过量液沫夹带线 附图4: 线1 （5）溢流液泛线 第一点取： 与精馏段取点相同，求得 第二点取： 与精馏段取点相同，求得hd=0.1392m 以上两点可得过溢流液泛线 得附图

21、4: 线3辅助设备选型精馏装置的主要附属设备包括蒸气冷凝器、产品冷凝器、塔底再沸器、原料预热器、直接蒸汽鼓管、物料输送管及泵等。前四种设备本质上属换热器，并多采用列管式换热器，管线和泵属输送装置。（一）回流冷凝器按冷凝器与塔的位置，可分为：整体式、自流式和强制循环式。 （1）整体式将冷凝器与精馏塔作成一体。这种布局的优点是上升蒸汽压降较小，蒸汽分布均匀，缺点是塔顶结构复杂，不便维修，当需用阀门、流量计来调节时，需较大位差，须增大塔顶板与冷凝器间距离，导致塔体过高。该型式常用于减压精馏或传热面较小场合。 （2）自流式将冷凝器装在塔顶附近的台架上，靠改变台架的高度来获得回流和采出所需的位差。 （3

22、）强制循环式当冷凝器换热面过大时，装在塔顶附近对造价和维修都是不利的，故将冷凝器装在离塔顶较远的低处，用泵向塔提供回流液。需指出的是，在一般情况下，冷凝器采用卧式，因为卧式的冷凝液膜较薄，故对流传热系数较大，且卧式便于安装和维修。（二）再沸器精馏塔底的再沸器可分为：釜式再沸器、热虹吸式再沸器及强制循环再沸器。 （1）釜式式再沸器一种是卧式再沸器，壳方为釜液沸腾，管内可以加热蒸汽。塔底液体进入底液池中，再进入再沸器的管际空间被加热而部分汽化。蒸汽引到塔底最下一块塔板的下面，部分液体则通过再沸器内的垂直挡板，作为塔底产物被引出。另一种是夹套式再沸器，液面上方必须留有蒸发空间，一般液面维持在容积的7

23、0%左右。夹套式再沸器，常用于传热面较小或间歇精馏中。 （2）热虹吸式再沸器依靠釜内部分汽化所产生的汽、液混合物其密度小于塔底液体密度，由密度差产生静压差使液体自动从塔底流入再沸器，因此该种再沸器又称自然循环再沸器。这种型式再沸器汽化率不大于40%，否则传热不良。 （3）强制循环再沸器对于高粘度液体和热敏性气体，宜用泵强制循环式再沸器，因流速大、停留时间短，便于控制和调节液体循环量。 （三） 原料预热器和产品冷却器原料预热器和产品冷却器的型式不象塔顶冷凝器和塔底再沸器的制约条件那样多，可按传热原理计算。 （四）接管直径 各接管直径由流体速度及其流量，按连续性方程决定，即：（1）塔顶蒸气出口管径

24、 DV 蒸气出口管中的允许气速UV应不产生过大的压降（2）回流液管径 DR冷凝器安装在塔顶时，冷凝液靠重力回流，一般流速为0.2-0.5 m/s，速度太大，则冷凝器的高度也相应增加。用泵回流时，速度可取1.5-2.5 m/s。 （3）进料管径 dF料液由高位槽进塔时，料液流速取0.4-0.8 m/s。由泵输送时，流速取为1.5-2.5 m/s。（4）釜液排除管径dW釜液流出的速度一般取0.5-1.0 m/s。（5）饱和甲苯蒸气管饱和甲苯蒸气压力在295kPa（表压）以下时，蒸气在管中流速取为20-40m/s；表压在785 kPa以下时，流速取为40-60m/s；表压在2950kPa以上时，流速

25、取为80m/s。（五）加热蒸气鼓泡管加热蒸气鼓泡管（又叫蒸气喷出器）若精馏塔采用直接蒸气加热时，在塔釜中要装开孔的蒸气鼓泡管。使加热蒸气能均匀分布与釜液中。其结构为一环式蒸气管，管子上适当的开一些小孔。当小孔直径小时，汽泡分布的更均匀。但太小不仅增加阻力损失，而且容易堵塞。其孔直径一般为5-10mm，孔距为孔径的5-10倍。小孔总面积为鼓泡管横截面积的1.2-1.5倍，管内蒸气速度为20-25m/s。加热蒸气管距釜中液面的高度至少在0.6m以上，以保证蒸气与溶液有足够的接触时间。（六）离心泵的选择离心泵的选择，一般可按下列的方法与步骤进行： （1）确定输送系统的流量与压头 液体的输送量一般为生

26、产任务所规定，如果流量在一定范围内波动，选泵时应按最大流量考虑。根据输送系统管路的安排，用柏努利方程计算在最大流量下管路所需的压头。 （2）选择泵的类型与型号 首先应根据输送液体的性质和操作条件确定泵的类型，然后按已确定的流量Qe和压头He从泵的样本或产品目录中选出合适的型号。显然，选出的泵所提供的流量和压头不见得与管路要求的流量Qe和压头He完全相符，且考虑到操作条件的变化和备有一定的裕量，所选泵的流量和压头可稍大一点，但在该条件下对应泵的效率应比较高，即点（Qe,He）坐标位置应靠在泵的高效率范围所对应的H-Q曲线下方。另外，泵的型号选出后，应列出该泵的各种性能参数。设计结果汇总表实际塔板

27、数14块溢流堰长1.96m板间距0.45m溢流堰型式平顶溢流堰塔板直径2.8m降液管结构普通弓型降液管溢流管面积0.54m受液盘型式凹形受液盘气体流通面积5.61m安定区宽度0.07m回流比0.87边缘区宽度0.05m孔径6mm弓形降液管宽度0.406m孔间距0.018m弓形受液盘宽度0.406m开孔率0.1008降液管底部间隙高度0.04m溢流堰高0.05m设计评述课程设计是化工原理课程的一个总结性教学环节，是培养我们综合运用本门课程及有关选修课程的基本知识去解决某一设计任务的一次训练。课程设计不同于平时的作业，在设计过程中需要我们自己做出决策，独立的完成一个完整的工程性任务。这使我们对课本

28、的知识有了一个从抽象到具体的认识，并且对其中涉及到的许多参数，比如生产能力，进料浓度，回流比，塔间距等的选择，对塔的设计的影响，有了更深刻的理解。同时，由于这些参数的选择和每一步的计算都是环环相扣的，这要求我们对自己的选择做出论证和核算，经过反复的分析和比较，择优选定最理想的方案和合理的设立。这个过程是十分繁琐而又艰巨的，是对我们的综合能力的一个考验，也是培养我们独立工作能力的有益实践。在设计过程中，我还发现了许多在化工原理课程中未曾考虑过的问题。比如说，回流比如果取的大了，算出来的塔板数会相对少一些，塔径可能就比较大，这从直观上像是“矮胖”型塔；而回流比取的小了，算出来的塔板数会相对多一些。

29、塔径可能就小一些，结果是“高瘦”型塔。通过分析总结，我对设计性问题有了深入的了解。我们在设计中，既要考虑可行性，又要考虑经济上的合理性，同时还要考虑环境保护和安全防范问题。另外，在做报告中，用简洁的文字和清晰的图表来表达自己的设计思想也是很重要的。化工原理是一门很丰富的学科，课程设计是一门很综合的学科，这就要求我们用自己的语言把复杂的程序简单化，并用最形象的示意图来表达。作为一名工程师，这也是很基础的素质。通过这次课程设计实践，让我对课本知识有了更好的理解，同时对化工这个专业也有了深入的了解，并深刻认识到纸上谈兵是远远不够的。我们应该学有所用，在今后的工作中，能够把专业技能发挥出来。参考书化工

30、原理上下册，陈敏恒等编，化学工业出版社，2006年版主要符号说明A0筛板面积Aa塔板开孔（鼓泡）面积Af降液管面积AT塔截面积C0流量系数d0筛孔直径D塔顶馏出液流量D塔径ET全塔效率（总板效率）eV雾沫夹带量E液流收缩系数F气相动能因子g重力加速度how堰上液层高度h0降液管底隙高度hc与干板压降相当的液柱高度hd与液体流经降液管的压降相当的液柱高度hf板上鼓泡高度hL板上液层高度hl进口堰与降液管间的甲苯平距离hp与单板压降相当的液层高度hw溢流堰高度H板间距K筛板的稳定系数Ls塔内下降液体的流量lw溢流堰长度L塔内下降液体的流量n筛孔数NT塔板数P操作压力R回流比uow漏液点气速u0筛孔气速ua按开孔区流通面积计算的气速u空塔气速Wd弓形降液管宽度Ws安定区宽度W釜残液（塔底产品）流量x液相中易挥发组分的摩尔分率y气相中易挥发组分的摩尔分率Z塔有效高度