化工课程设计苯——甲苯筛板式精馏塔的设计.doc

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1、目录化工原理课程设计任务书51.1设计方案81.2 设计思路91.3选塔依据10第二章：精馏塔的工艺设计11 2.1精馏塔的物料衡算112.1.1 产品浓度的计算112.1.2操作温度 T112.1.3 平均相对挥发度的计算122.1.4 最小回流比和适宜回流比的选取122.1.5 精馏塔和提馏塔的气、液相负荷132.1.6 精馏段和提馏段操作线132.1.7逐板法确定理论板数142.1.8全塔效率142.1.9实际塔板数及实际加料位置15第三章 板式塔主要工艺尺寸的设计计算16 3.1 塔的工艺条件及物性数据计算163.1.1操作压强 P163.1.2塔内各段气、液两相组分的平均分子量163

2、.1.3精馏段和提馏段各组分的密度173.1.4液体表面张力的计算183.1.5液体粘度m193.1.6气液负荷计算19 3.2 精馏段工艺设计203.2.1 精馏段塔和塔板主要工艺尺寸计算203.2.1.1塔径 D203.2.1.2 溢流装置213.2.1.3 塔板布置223.2.1.4 筛孔数 n 与开孔率 223.2.1.5 精馏段塔有效高度223.2.2 筛板流体力学验算232.3.2.1 气体通过筛板压降相当的液柱高度233.2.2.2 液沫夹带量ev的验算243.2.2.3 漏液的验算243.2.2.4 液泛验算243.2.3 塔板负荷性能图253.2.3.1液沫夹带线253.2.

3、3.2液泛线253.2.3.3液相负荷上限线263.2.3.4漏液线263.2.3.5液相负荷下限线273.3 提馏段工艺设计283.3.1 提馏段塔和塔板主要工艺尺寸计算283.3.1.1 塔径 D283.3.1.2 溢流装置283.3.1.3 塔板布置293.3.1.4 筛孔数 n 与开孔率 303.3.1.5 提馏段塔有效高度303.3.2 筛板流体力学验算(同精馏段负荷性能求解相同)303.3.2.1 气体通过筛板压降相当的液柱高度303.3.2.2 雾沫夹带量ev的验算313.3.2.3 漏液的验算313.3.2.4 液泛验算323.3.3.1液沫夹带线323.3.3.2液泛线323

4、.3.3.3液相负荷上限线333.3.3.4漏液线333.3.3.5液相负荷下限线33 4.1 热量衡算354.1.1 进入系统的热量354.1.2 离开系统的热量354.1.3再沸器热负荷计算36 4.1.4冷凝器热负荷计算 4.2传热面积的计算.364.2.1再沸器传热面积计算384.2.2冷凝器传热面积计算38 4.3 塔高的计算38 4.4 接管设计.38第五章设计结果汇总39结束语42参考文献44主要符号说明45附 录47化工原理课程设计任务书设计题目：苯甲苯筛板式精馏塔的设计设计条件：进料组成：0.55；流出液组成：0.99；釜液组成：0.02；进料状态：饱和液体；塔顶压力：100

5、 kPa;加料热状况：q=1;工艺条件：常压精馏，塔顶全凝，泡点进料，泡点回流；板压降：0.7kp;设计任务：1.年处理量:2200吨/年； 2年工作日：300日； 3精馏塔的工艺流程设计与结构设计； 1）物料衡算确定理论板数和实际板数； 2）按精馏段首、末板，提留段首、末板计算塔径并圆整； 3）确定踏板和降液管结构； 4）按精馏段和提馏段的首、末板进行流体力学校核，并对待定板的结构进行个别调整； 5）进行全塔优化，要求操作弹性大于2； 4.计算塔高； 5.估算冷却水用量和冷凝器的换热面积或水蒸气用量和再沸器的换热面积； 6.列出设计参数总表； 7.绘图内容 1）确定全套精馏装置的流程，绘出流

6、程示意图，标明所需的设备、管线及有关控制或观察所需的主要仪表与装置； 2）精馏塔设备图摘 混合物的分离是化工生产中的重要过程，作为分离液体混合物的一种典型单元操作蒸馏，它是利用物系中各组分挥发度的不同的特性来实现分离的，对苯甲苯的混合物，加热使其汽化，由于苯的沸点较低，挥发度高，所以较甲苯易于从液相中汽化出来，再将汽化的蒸汽进行冷凝，最终便可以实现苯和甲苯的分离。按照蒸馏方法分为简单蒸馏、平衡蒸馏、精馏和特殊精馏，这里苯和甲苯的分离就是精馏的过程。精馏操作在化工、石油化工、轻工等工业生产中中占有重要的地位。为此，掌握气液相平衡关系，熟悉各种塔型的操作特性，对选择、设计和分析分离过程中的各种参数

7、是非常重要的。苯和甲苯的 精馏操作设计主要是塔的结构设计以及各种数据计算物料衡算、热量衡算、工艺参数的选定、设备的结构设计和工艺尺寸的设计计算，工艺流程图，主要设备的工艺条件图等内容。通过对精馏塔的运算，可以得出精馏塔的各种设计如塔的工艺流程、生产操作条件及物性参数是合理的，换热器和泵及各种接管尺寸是合理的，以保证精馏过程的顺利进行并使效率尽可能的提高。关键词：苯、甲苯、精馏、提馏段、化工生产、计算引 化工生产中一般需要分离的混合物都比较复杂，多为多组分的混合物，化工生产中想要得到较纯的物质，所以分离是获得较纯物质的必要步骤。简单蒸馏和平衡蒸馏都是单级分离过程，只能达到组分部分增浓和提纯，若要

8、求得到高纯度的产品，则必须采用多次部分汽化和多次部分冷凝的精馏方法。精馏可视为由多次蒸馏演变而来的，但是起依据依然是混合物中各组分间挥发度的差异。精馏是分离液体混合物（含可液化的气体混合物）最常用的一种单元操作，在化工、炼油、石油化工等工业中得到广泛应用。精馏过程在能量剂的驱动下（有时加质量剂），使气、液两相多次直接接触和分离，利用液相混合物中各组分挥发度的不同，使易挥发组分由液相向气相转移，难挥发组分由气相向液相转移，实现原料混合液中各组分的分离。该过程是同时进行传质、传热的过程。 筛板精馏塔是炼油、化工、石油化工等生产中广泛应用的气液传质设备。它的出现仅迟于泡罩塔20年左右，当初它长期被认

9、为操作不易稳定，在本世纪50年代以前，它的使用远不如泡罩塔普遍。其后因急于寻找一种简单而价廉的塔型，对其性能的研究不断深入，已能做出比较有把握的设计，使得筛板塔又成为应用最广的一种类型。 筛板与泡罩板的差别在于取消了泡罩与升气管，而直接在板上开很多小直径的孔筛孔。操作时气体以高速通过小孔上升，液体则通过降液管流到下一层板。分散成泡的气体使板上液层成为强烈湍动的泡沫层。 它的主要优点是：1.结构简单，易于加工，造价为泡罩塔的60%左右，为浮阀塔的80%左右；2.在相同条件下，生产能力比泡罩塔大20%40%；3.塔板效率较高，比泡罩塔高15%左右，但稍低于浮阀塔；4.气体压力降较小，每板压力降比泡

10、罩塔约低30%左右；缺点是：1.小孔筛板易堵塞，不适宜处理脏的、粘性大的和带固体粒子的料液；2.操作弹性较小（约23）；蒸馏是分离均相混合物的单元操作，精馏是最常用的蒸馏方式，是组成化工生产过程的主要单元操作。精馏是典型的化工操作设备之一。进行此次课程设计的目的是为了培养综合运用所学知识,来解决实际化工问题的能力,做到能独立进行化工设计初步训练，为以后从事设计工作打下坚实的基础。第一章 绪 论1.1设计方本次课程设计是设计苯甲苯混合溶液的连续精馏塔，要求塔顶采用全凝器，泡点回流；塔釜采用间接加热；塔板采用筛板式。 设计流程求理论塔板数气液相负荷计算筛板塔设计流体力学性能校核 画出负荷性能图全塔

11、热量衡算 完善设计条件精馏塔的工艺设计及物形计算（计算产品浓度，计算平均相对挥发度，计算最小回流比，确定适宜回流比，物料衡算，操作线方程，确定理论板数，计算效率，实际塔板数及实际加料位置，平均摩尔质量，平均密度，平均表面张力，平均粘度）精馏塔主要工艺尺寸的计算（计算泡点，精馏塔的主要工艺尺寸，精馏塔的流体力学校核）塔板负荷性能图塔附属设备计算。流程简图如下： 全凝器 回流 出料 苯和甲苯混合溶液 塔釜出料1.2 设计思路（1）精馏方式的选定 由于苯和甲苯的挥发度相差不是很大，所以采用精馏的方式进行分离提纯。（2）操作压力的选取 本设计要求操作压力：P=常压。（3）加料状态的选取 本设计是泡点进

12、料。（4）加热方式 设计要求塔釜采用间接加热。（5）回流比的选择 一般情况下，适宜回流比是最小回流比的（1.22.0）倍，本设计中取R=2R（6）塔顶冷凝器的冷凝方式与冷却介质的选取 塔顶选用全凝器而塔顶冷却介质采用自来水，方便、实惠、经济。（7）板式塔的选择1.3选塔依据筛板塔是现今应用最广泛的一种塔型，设计比较成熟，具体优点如下：1) 结构简单、金属耗量少、造价低廉.2) 气体压降小、板上液面落差也较小.3) 塔板效率较高.4) 改进的大孔筛板能提高气速和生产能力，且不易堵塞塞孔.第二章：精馏塔的工艺设计 2.1精馏塔的物料衡算2.1.1 产品浓度的计1 料液及塔顶塔底产品的摩尔分率：苯的

13、摩尔质量：=78.11kg/Kmol，甲苯的摩尔质量：=92.13kg/Kmol2 料液及塔顶塔底产品的平均摩尔质量：0.59078.11+0.40992.13=83.863 物料衡算： 原料处理量： 总物料衡算：F=D+W； 苯物料衡算：0.590F=0.992D+0.0235W 联立解得 D=2.131kmol/h，W=1.513kmol/h。2.1.2操作温度 T利用试差法可以求出进料温度 塔顶温度 塔釜温 82.66 80.17 精馏段的平均温度 提馏段的平均温度 2.1.3 平均相对挥发度的计算用安托因方程可以求出苯和甲苯的饱和蒸汽压 LogP*=A,B,C是安托因常数，其值见附录表

14、；：log=6.023- =109.73Kpa log=6.078- =42.80Kpa =2.56同理=2.59 =2.35取平均相对挥发度：a=2.47精馏段的相对挥发度：=2.575提馏段的相对挥发度：=2.4552.1.4 最小回流比和适宜回流比的选取1.最小回流比的计算： 泡点进料：q=1，由相平衡方程得：y=0.780 2.确定合适的回流比：由于最小回流比较小，在R=（1.12.0）Rmin范围内，操作回流比取最小回流比的2倍, 即 2.1.5 精馏塔和提馏塔的气、液相负荷L1=RD=4.756Kmol/h;V1=(R+1)D=6.887kmol/hL2=L1+F=8.400kmo

15、l/h;V2=V1+(1-q)F=6.887kmol/h2.1.6 精馏段和提馏段操作线精馏段操作线方程：提馏段操作线方程：2.1.7逐板法确定理论板数7对于二元精馏体系采用的数值法为逐板计算法，通常从塔顶开始计算：用精馏段操作线方程用相平衡方程用提馏段操作线方程用相平衡方程=0.992=0.980=0.663=0.443=0.984=0.961=0.535=0.318=0.971=0.931=0.383=0.201=0.950=0.885=0.240=0.113=0.918=0.819=0.133=0.0585=0.873=0.736=0.0662=0.0279=0.815=0.641=0.

16、0289=0.01190.0235=0.750=0.5480.590 2.1.8全塔效率精馏段液相粘度： 提馏段液相粘度: 则塔内液相平均粘度为: 2.1.9实际塔板数及实际加料位置 精馏段: 同理提馏段: 实际进料位置为第14，实际塔板数N=26第三章 板式塔主要工艺尺寸的设计计算 3.1 塔的工艺条件及物性数据计算3.1.1操作压强 P塔顶压强：PD=100kpa,取每层塔板压降P=0.7kpa 则进料板压强：PF=100+0.713=109.1kpa塔釜压强：PW=100+0.726=118.2kpa精馏段平均操作压强:提馏段平均操作压强:3.1.2塔内各段气、液两相组分的平均分子量苯的

17、分子量为78.11kg/kmol;甲苯的分子量为92.13kg/kmol1.对于塔顶： XD=Y1=0.992 气相平均分子量为：MVD = YD1M1+YD2M = 0.99278.11+(1-0.99)92.13=78.22Kg/Kmol液相平均分子量为：MLD = XD1M1+XD2M2 =0.98078.11+(1-0.980)92.13=78.39Kg/Kmol2.对于进料板： XF=0.548,YF=0.750 气相平均分子量为：MVF=YF1M1+YF2M2 =0.75078.11+(1-0.780)92.13=81.62Kg/Kmol液相平均分子量为：MLF=XF1M1+ XF

18、2M2 =0.54878.11 +(1-0.548)92.13=84.45Kg/Kmol3.对于塔底： Yw=0.0289,Xw=0.0119气相平均分子量为：MVw = YwM1+(1-Yw)M2= 0.028978.11+(1-0.028992.13= 91.72Kg/Kmol液相平均分子量为：MLw = Xw M1+(1-Xw)M2 =0.011978.11+(1-0.0119)92.13=91.96Kg/Kmol 则精馏段的平均分子量 气相： 液相： 则提馏段的平均分子量 液相： 气相： 3.1.3精馏段和提馏段各组分的密度 1.液相密度lm由式 可求相应的液相密度。式中；为质量分率；

19、对于塔顶：tD=80.17；=814.81Kgm-3；=809.83Kgm-3质量分率： 则： 对于进料板：tF=82.66， =812.05Kgm-3， =807.39Kgm-3质量分率：则： 对于塔底：tW=109.15，=781.34Kgm-3，=781.15Kgm-3质量分率： 则： 则:精馏段的平均液相密度:812.36Kg/m3则:提馏段的平均液相密度：795.55Kg/m32.气相密度vm：v=则精馏段的气相密度:= =则提馏段的气相密度:= 3.1.4液体表面张力的计算由平均表面张力公式:1.对于塔顶：tD=80.17，=21.25mNm-1，=21.67mNm-1则塔顶的平均

20、表面张力： =0.99221.25+（1-0.992）21.67=21.25mN/m2.对于进料板：tF=82.66，=20.95mNm-1，=21.40mNm-1进料的平均表面张力： =0.54820.95+(1-0.548)21.40=21.15mN/m3.对于塔底：tW=109.15，=17.76mNm-1， =18.54mNm-1则塔底的平均表面张力: =0.011917.76+(1-0.0119)18.54=18.40mN/m则精馏段的平均表面张力：则提馏段的平均表面张力：3.1.5液体粘度m公式：1.对于塔顶：tD=80.17，=0.308mPa/s，=0.311mPa/s2.对于

21、进料板：tF=82.66，=0.300mPa/s，=0.303mPa/s3.对于塔底：tW=107.15，=0.235mPa/s，=0.255mPa则精馏段平均液相粘度：则提馏段平均液相粘度：3.1.6气液负荷计算1.精馏段气液负荷计算由已知：V=6.877kmol/h得：由L=RD=4.756kmolh-12.提馏段气液负荷计算由kmol/h 由18.449kmol/h 3.2 精馏段工艺设计3.2.1 精馏段塔和塔板主要工艺尺寸计算3.2.1.1塔径 D 初选所设计的精馏塔采用单流型塔板，板间距 液气流动参数查史密斯关联图，可得到表面张力为20mN/m时的负荷因子 C20=0.053负荷因

22、子液泛速度m/s取安全系数为0.60，= m/s塔径 圆整为D=0.4m塔截面积为实际空塔气速由D=0.4，根据教材表10-1，塔的板间距HT可以为300mm。3.2.1.2 溢流装置采用单溢流，弓型降液管，凹形受液盘及平行溢流堰，不设进口堰。溢流堰长 LW=0.60D=0.600.4=0.24m出口堰高 hW=hL-hOW，式中 ：hL板上液层高，取0.05m；hOW板上方液头高度。 近似取溢流收缩系数 E=1.0 0.006m,应采用齿形堰hW=0.05-0.0045=0.0455m降液管的宽度与降液管的面积由 查弓形降液管参数图 得 Wd/D=0.136,Af/AT=0.057故Wd=0

23、.1360.4=0.0544m Af=0.0570.126=0.0072m2计算液体在降液管中停留时间以检验降液管面积。， 故符合要求。降液管底隙高度h0 取液体通过降液管底隙的流速则降液管底隙高故降液管高度设计合理.3.2.1.3 塔板布置因D0.006m,故降液管高度设计合理.3.3.1.3 塔板布置1取边缘区宽度WC=0.02m，安定区宽度WS=0.035m2.依下式计算开孔区面积其中：x=D/2（Wd+WS）=0.4/2（0.055+0.035）=0.11m R=D/2WC=0.4/20.02=0.18m算得 =0.0743.3.1.4 筛孔数 n 与开孔率 1取筛孔的孔径d0=4mm

24、,筛板选用碳钢板，板厚=3mm2筛孔按正三角形排列,取2.6，故孔中心距 t=2.6d0=2.64=10.4mm3塔板上筛孔数 4塔板开孔区的开孔率 13.4%,开孔率在515%范围内，符合要求。气体通过筛孔的气速 5.20m/s3.3.1.5 提馏段塔有效高度Z2=（13-1）0.30=3.6m3.3.2 筛板流体力学验算(同精馏段负荷性能求解相同)3.3.2.1 气体通过筛板压降相当的液柱高度1.干板压降相当的液柱高度hcm2.气流穿过板上液层压降相当的液柱高度hl0.434m/s,查充气系数关联图,得0.66,0.033m3.克服液体表面张力压降相当的液柱高度 通过筛板压降相当的液柱高度

25、=0.0094+0.033+0.002=0.0449m单板压降：0.35kPa0.7kPa,符合设计要求。3.3.2.2 雾沫夹带量ev的验算塔板上鼓泡层的高度=2.5=2.50.05=0.125m0.0053kg液/kg气0.1 kg液/kg气精馏段在设计负荷下不会发生过量雾沫夹带。3.3.2.3 漏液的验算筛板的稳定性系数 ，符合设计要求。精馏段在设计负荷下不会产生过量漏液。3.3.2.4 液泛验算为防止降液管液泛的发生，应使降液管中清夜层高度取=0.45，0.001m,=0.0449+0.05+0.01=0.1049m（HT+hW）=0.45（0.3+0.043）=0.154m 在设计负

26、荷下不会发生液泛。3.3.3 塔板负荷性能图(同精馏段负荷性能求解相同)3.3.3.1液沫夹带线经计算整理得 在操作范围内，取几个LS值，依上式计算出相应的的VS值列于表3.3.1表 3.3.1 液沫夹带线计算结果表LS，2（m3/s）0.610-41.510-43.010-44.510-4VS，2（m3/s）013720.13310.12780.1234依表中数据在提馏段负荷性能图中做液沫夹带线，如图2-2所示。3.3.3.2液泛线 经计算整理得 在操作范围内取若干LS值依(2)式计算Vs值列于表3.3.2,作出提馏段液泛线。表 3.3.2 液泛线计算结果表LS，2（m3/s）0.610-4

27、1.510-43.010-44.510-4VS，2(m3/s)0.14910.14540.13990.13453.3.3.3液相负荷上限线取液体在降液管中的停留时间的下限为4秒，液相负荷上限线在VSLS坐标图上为与气体流量VS无关的垂直线，如图2-2。3.3.3.4漏液线经计算整理得: 此即气相负荷下限线关系式，在操作范围内取几个LS值，依式计算相应VS列于表3.3.3，据此做提馏段气相负荷下限线。表 3.3.3 漏液线计算结果表LS，2（m3/s）0.610-41.510-43.010-44.510-4VS，2（m3/s）0.05600.05670.05760.05843.3.3.5液相负荷

28、下限线 取平直堰，堰上液层高度hOW=0.005m作为液相负荷下限线的条件，取E=1.0 ，则整理上式=0.000156m/s由此值在VSLS图上作液相负荷下限线，如图2-2所示。以上二图即精馏段和提馏段负荷性能图，每五条线包围的区域分别为精、提馏段的塔板操作区，P为操作点，OP为操作线，OP与雾沫夹带线的交点相应气相负荷为VS，mas，OP与气相负荷下限线的交点相应气相负荷为VS，min。可知本设计塔板上限由雾沫夹带控制，下限由漏液控制。精馏段临界点的操作弹性为：VS，mas / VS，min=1.85/0.48=3.85 提馏段临界点的操作弹性为：VS，mas / VS，min=0.77/

29、0.57=1.35 提馏段塔负荷性能图见附录。第四章 板式塔结构及附属设备设计 4.1 热量衡算4.1.1 进入系统的热量1进料带入的热量QF,=153.1kJ/（kmolK），182.5kJ/（kmolK）0.590153.1+（1-0.590）182.5=165.15kJ/（kmolK）,3.644165.15(273.15+82.66)=214128.8kJ/h2. 回流带入的热量由于是泡点回流，据t-x-y图 此时=82.0165.15kJ /（kmolK）4.1.2 离开系统的热量1塔顶蒸汽带出的热量D KJ/h 2 残液带出的热量W=1.513kJ/h 3. 4.1.3再沸器热负荷

30、计算 再沸器用120.2饱和水蒸气加热 r=2204.6kJ/kg4.1.4冷凝器热负荷算冷凝水的进口温度为20 出口温度为30 5021.6kg/h 4.2传热面积的计算计算并初选设备规格，确定流体通入的空间，加热蒸汽走壳程，塔釜产品走管程4.2.1再沸器传热面积的计算饱和水蒸气进口温度为120.2，出口温度为120.2；冷流体进口温度为95.905，出口温度为109.15；平均船热温差 K=2926kJ/.h. 4.2.2冷凝器传热面积的计算冷凝水进口温度为20 出口温度为35 热流体的温度始终为80.17 4.3塔高的计算 在塔上开个2个人孔，其高度均为 0.5m，塔顶封头取1.0m，塔

31、底封头取1.5m,进料板取0.7m,裙座取1.5m，。 精馏段 =(13-1)0.3=3.6m 提馏段 =(13-1)0.3=3.6m 所以 =3.6+3.6+0.52+0.52+0.7+1.5+1.5=12.9m4.4接管设计 4.4.1进料管 由已知料液流率 FG=FMF=3.64483.36=305.59kg/h，料液密度 LMF=809.95kg/m3 则料液体积流率 VF=305.59/809.95=0.3773m3/h 取管内流速 uF =0.5m/s 则进料管直径 取进料管尺寸为191.0 实际流速uF=0.46m/s4.4.2回流管 由已知回流液流率 DG=166.69kg/h

32、 回流液密度 =814.76kg/m3 则回流液体积流率VD=2166.69/814.76=0.205m3/h 取管内流速uD =0.3m/s 则回流管直径m 取回流管尺寸为191.0 实际流速uD=0.25m/s4.4.3釜液出口管 由已知釜液流率 WG=138.89kg/h，釜液密度 =781.15 kg/m3 则釜液体积流率VW=138.89/781.15=0.178m3/h 取管内流速uD =0.3m/s ，则釜液出口管直径 取釜液出口管尺寸为181.0 实际流速uW=0.25m/s4.4.4塔顶蒸汽管 近似取精馏段体积流率为塔顶蒸汽体积流率，并取管内蒸汽流速uT=15m/s 则 取塔

33、顶蒸汽管尺寸为1277.0 实际流速uT=15.0m/s 第五章设计结果汇总 表5-1：筛板塔的工艺设计计算结果汇总结束语近一个月的查文献、看课本、计算数据、设计流程、以及校核，终于完成了化工原理课程设计的任务，并取得了可行的设计方案和流程。通过这次的课程设计工作使我更加认识了化工原理的重要性，也在设计的过程中学到了很多以前并不知道的知识，对以前课本上讲过的知识点有了更加深刻的认识，巩固了所学的理论知识，也了解了如何处理化工实际生产中可能出现的问题，了解了很多的经验式和科学方法。在设计的过程中努力做到自主完成目标，独立设计课程设计任务，绘图等等各种工作在设计的过程中中我也遇到了很多的困难。密度、粘度、平均分子量的计算、相对挥发度、温度、高度、塔板等等很多计算过程涉及到了很多我们以前所不知道的知识点，这对我来说是一个不小的挑战，当然也激发了我不服输的劲头，通过自己不懈的努力和学校，终于克服了一个有一个的困难，完成了设计的任务。在这次设计的过程中感觉最深刻的还是自己对自己有了一个新的认识，自己是大学生而不是小学生也不