化工课程设计精华版.doc

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1、 盐 城 师 范 学 院化工原理课程设计2010 2011 学年度 化学化工学院应用化学专业班级 08（2） 学号 题目名称 苯-甲苯混合液筛板精馏塔设计 学生姓名 指导教师 设计时间：2010年12月6日2010年12月19日化工原理课程设计任务书化学化工学院 应用化学专业班级姓名学号 设计题目：年处理35000t苯甲苯混合液筛板精馏塔设计课程设计的目的与意义：化工原理课程设计是培养学生综合运用化工原理及先修课程的基本知识进行化工工艺设计的能力，使学生掌握化工设计的基本程序和方法，得到一次化工设计的基本训练，并应着重培养学生以下几方面的能力。1. 查阅技术资料，选用公式和搜集数据的能力。2.

2、 树立既考虑技术上的先进性与可靠性，又考虑经济上的合理性，并注意到操作时的劳动条件和环境保护的正确设计思路，在这种设计思想的指导下去分析和解决工程实际问题的能力。3. 迅速准确地进行工程计算（包括电算）的能力。4. 用简洁的文字、清晰的图表示表达自己设计结果的能力。工艺操作条件：年处理量：35000吨， 料液初温：35料液浓度：55%（苯质量分率）塔顶产品浓度：98%（苯质量分率）塔底釜液浓度：2%(以质量计)每年实际生产天数：330天 （一年中有一个月检修）精馏塔塔顶压强：4Kpa （表压）冷却水进口温度：30饱和水蒸气压力：0.1Mpa（表压）设备型式：筛板塔厂址：江苏盐城课题设计任务：（

3、1） 完成主题设备的工艺设计与计算；（2） 有关附属设备的设计和选型；（3） 绘制带控制点的工艺流程简图和主体设备的工艺条件图；（4）编写设计说明书。 指导教师 2010 年 12 月 6 日一 设计任务和条件（1） 年处理含苯55%（质量分数）的苯-甲苯混合液35000吨。（2） 产品苯含量98%。（3） 残液中苯含量不高于2%。（4） 操作条件：精馏塔的塔顶压力 4kpa（表压）进料状态 泡点进料 料液初温 35 冷却水温度 30 加热蒸汽压力 0.1Mpa（5）设备型式 筛板塔（6）厂址 江苏盐城 二设计计算（一）设计方案的确定本设计任务为分离苯和甲苯混合物。应采用常压下的连续精馏装置。

4、本设计采用泡点进料，将原料液通过预热器加热至泡点后送入精馏塔内。塔顶上升蒸汽采用全凝器冷凝，冷凝液在泡点下一部分回流至塔内，其余部分经产品冷却器冷却后进入储罐。该物系属易分离物系，最小回流比较小，操作回流比取最小回流比的1.5倍。塔釜采用间接蒸汽加热，塔底产品经冷却后送至储罐。（二）精馏塔的物料衡算1.原料液及塔顶，塔底产品的摩尔分数苯的摩尔质量 MA=78kg/kmol甲苯的摩尔质量 MB=92kg/kmol xF= =0.59 xD=0.983 xW=0.0242.原料液及塔顶、塔底产品的平均摩尔质量 MF=0.5978+0.4192=83.74 MD=0.98378+0.01792=78

5、.24MW=0.02478+0.97692=91.663.物料衡算原料液处理量 qn，F=52.77kmol/h总物料衡算 52.77=qn，D+qn，W苯物料衡算 52.770.59=0.983qn,D+0.024qn,W联立解得 qn，D=31.14 kmol/h qn，W=21.63 kmol/h(三)塔板数的确定1.理论板层数NT的确定苯-甲苯属理想体系x-y图(2)求最小回流比及操作回流比。 采用作图法求最小回流比。在图中对角线上，自点e（0.59，0.59）作垂线ef即为q线，该线与平衡线的交点坐标为yq=0.775,xq=0.590。 故最小回流比为 Rmin=1.12取操作回流

6、比为 R=1.5Rmin=1.51.12=1.68（3）求精馏塔的气、液相负荷 qn,L=Rqn,D=1.6831.14=52.32kmol/h qn,v=(R+1)qn,D=(1.68+1)31.14=83.46kmol/h qn,L=qn,L+qn,F=105.09kmol/h qn,v=qn,v=83.46kmol/h(4)操作线方程精馏段操作线方程为 y=x+xD=0.627x+0.367提馏段操作线方程为 y=x-xW=1.259x-0.0062（5） 图解法求理论板层数 采用图解法求理论板层数，如图所示。求解结果为：总理论板层数NT=16，其中NT，精=7，NT，提=8（不包括再沸

7、器），进料板位置NF=8。2.实际板层数的求取=0.53精馏段实际板层数 Np，精=7/0.53=13提馏段实际板层数 Np，提=8/0.53=15总实际板层数 Np=Np，精+Np，提=28（四）精馏塔的工艺条件及有关物性数据的计算1.操作压力塔顶操作压力 pD=p当地+p表=98+4=102kpa每层塔板压降 p=0.7kpa进料板压力 pF=102+0.713=111.1kpa塔底压力 pW=111.1+0.715=121.6kpa精馏段平均压降 pm=（102+111.1）/2=106.55kpa提馏段平均压降 pn=（111.1+121.6）/2=116.35kpa2操作温度 t-x

8、-y图由图解理论板，见x-y图，得x1=0.957，x8=0.556，x16=0.0164代入方程y=1.289x2-42.444x+110.41得 塔顶温度 tD=81.4 进料板温度 tF=90.6 塔底温度 tW=109.7 精馏段平均温度 tm=（81.4+90.6）/2=86 提馏段平均温度 tn=（90.6+109.7）/2=100.153.平均摩尔质量塔顶气、液混合液平均摩尔质量：由xD=y1=0.983，查平衡曲线得x1=0.957 MVDm=0.98378+0.01792=78.24 kg/kmol MLDm=0.95778+0.04392=78.60 kg/kmol进料板气

9、、液混合液平均摩尔质量：由图解理论板，得yF=0.759,xF=0.556。 MVFm=0.75978+0.24192=81.37 kg/kmol MLFm=0.55678+0.44492=84.22 kg/kmol精馏段气、液混合物平均摩尔质量： MVm=（78.24+81.37）/2=79.81 kg/kmol MLm=（78.60+84.22）/2=81.41 kg/kmol塔底气、液混合液平均摩尔质量：x16=0.0164,y16=0.0382 MVDn=0.038278+0.961892=91.465 kg/kmol MLDn=0.016478+0.983692=91.77 kg/k

10、mol提馏段气、液混合物平均摩尔质量： MVn=（81.37+91.465）/2=86.42 kg/kmol MLn=（84.22+91.77）/2=88 kg/kmol4.平均密度（1）气相平均密度 由理想气体状态方程计算，即 精馏段Vm=2.92kg/m3 提馏段（2）液相平均密度 液相平均密度计算公式： = 塔顶液相平均密度：由tD=81.4，A=812kg/m3，B=807 kg/m3。 LDm=811.90kg/m3进料板液相平均密度：由tF=90.6，A=792kg/m3，B=790 kg/m3。 进料板液相的质量分数为 精馏段液相平均密度为 塔底液相平均密度：由tW=109.7，

11、A=755 kg/m3 B=765 kg/m3 LWm= =764.80kg/m3提馏段液相平均密度为 5液相平均表面张力液相平均表面张力计算公式： 塔顶液相平均表面张力：由tD=81.4，。 (10-3N/m)进料板液相表平均面张力：由tF=90.6，。 塔底液相平均表面张力:由tW=109.7，。 精馏段液相平均表面张力：提馏段液相平均表面张力：6.液相平均粘度液相平均粘度计算公式： 塔顶液相平均粘度：由tD=81.4，得，计算得进料板液相平均温度：由tF=90.6，得，计算得塔底液相平均粘度：由tW=109.7，得，计算得精馏段液相平均粘度为 提馏段液相平均粘度为 （五）精馏塔的塔体工艺

12、尺寸计算1.塔径的计算（1）最大空塔气速和空塔气速 最大空塔气速计算公式： 精馏段的气液相体积流率为 取板间距HT=0.45m，板上液层高度hL=0.04m，则 HT-hL=0.41m附图4 Smith关联图查图得C20=0.085 取安全系数为0.6，则空塔气速为 （2）塔径 按标准塔径圆整后为 D=1.2m塔截面积为 实际空塔气速为 2.精馏塔有效高度的计算精馏段有效高度为 Z精=（N精-1）HT=（13-1）0.45=5.4m提馏段有效高度为 Z提=（N提-1）HT=（15-3）0.45=5.4m在进料板处及提馏段各开一个人孔，其高度为0.8m，故精馏塔的有效高度为 Z=（Z精+Z提）+

13、0.82=12.4m（六）塔板主要工艺尺寸计算1.溢流装置计算因塔径D=1.2m，可用单溢流弓形降液管，采用凹型受液盘。（1） 堰长lw 取lw=0.66D=0.792m（2） 溢流堰高度 选用平直堰，堰上液层高度近似取E=1，则m取板上液层高度hL=0.05m，故 (3) 弓形降液管宽度Wd及截面积Af 由查图得：故 附图5 弓形降液管的宽度与面积液体在降液管中停留时间故降液管设计合理(4)降液管底隙高度h0 取 故降液管液隙高度设计合理2.塔板布置（1）取边缘层宽度Wc=0.04m，安定区宽度Ws=0.07m（2）依下式计算开孔区面积其中： （3）筛孔数n和开孔率 取筛孔孔径d0为5mm，

14、正三角形排列，一般碳钢的板厚为3mm，取t/d0=3.0，故孔中心距t=3.05.0=15.0mm依下式计算塔板上的筛孔数n，即 孔依下式计算塔板上开孔区的开孔率，即 每层塔板上的开孔面积A0为 气体通过筛孔的气速 （七）筛板的流体力学验算（1） 气体通过筛板压降相当的液柱高度hp干板压降相当的液柱高度hc由，查附图6，Co=0.84,故附图6 干筛孔的流量系数 气流穿过板上液层压降相当的液柱高度由充气系数与关联图查取板上液层充气系数为0.68，则克服液体表面张力压降相当的液柱高度m单板压降（2） 雾沫夹带量ev的验算 =0.016kg液/kg气0.1 kg液/kg气故在设计负荷下不会发生过量

15、雾沫夹带。（3） 漏液的验算 =6.12m/s筛板稳定系性数 （4） 液泛验算为防止降液管液泛的发生，应使降液管中清液层高度Hd=0.0534+0.05+0.00098=0.104m取，则故，在设计负荷下不会发生液泛。根据以上塔板的各项流体力学验算，可以认为精馏段塔径及各工艺尺寸是合适的。（八）塔板负荷性能图1.雾沫夹带线 =0.0965+1.95Ls2/3 取雾沫夹带极限值为0.1kg液/kg气，得 在操作范围内，任取几个Ls值Ls m3/s110-3210-3310-3Vs m3/s2.202.1251.772、液泛线联立以上两式得 近似取E=1.0，hW=0.0386m，故 =0.779

16、Ls2/3由 =0.043Vs2整理得：在操作范围内取若干值Ls m3/s110-3210-3310-3Vs m3/s2.172.122.073、液相负荷上限取液体在降液管中停留时间为4秒，则4、漏液线（气相负荷下限），代入漏液点气速式：整理得：此即为气相负荷下限关系式，在操作范围内任取几个LS值Ls m3/s110-3210-3310-3Vs m3/s0.470.4830.4955、液相负荷下限线取平直堰上液层高度how=0.006m作为液相负荷下限条件，取E1.0,则 整理上式得 作图：精馏段负荷性能图可知本设计塔板上限由雾沫夹带控制，下限由漏液控制。精馏段的操作弹性= （九）筛板塔的工艺

17、设计计算结果汇总表 筛板塔的工艺设计计算结果汇总表项目符号单位计算数据精馏段平均压强PmkPa106.55精馏段平均温度tm86平均 流量气相VSm3/s0.634液相LSm3/s0.00147实际塔板数N块28板间距HTm0.45塔的有效高度Zm5.4塔径Dm1.2空塔气速um/s0.8484塔板液流形式单流型溢 流 装 置溢流管形式弓形堰长lWm0.792堰高hWm0.0386溢流堰宽度Wdm0.1488管低与受液盘距离hOm0.0233板上清液层高度hLm0.05孔径dOmm5空间距tmm17.5孔数n 个4025开孔面积m20.0782筛孔气速uOm/s8.11塔板压降hPkPa0.7

18、液体在管中停留时间s24.88降液管内清液层高度Hdm0.104雾沫夹带eVkg液/kg气0.016负荷上限雾沫夹带控制负荷下限漏液控制气相最大负荷VS,maxm3/s2.03气相最小负荷VS,minm3/s0.45操作弹性4.51附录1.精馏工艺流程图 1 苯-甲苯连续精馏过程板式精馏塔示意图2苯-甲苯连续精馏过程板式精馏塔操作物料流程示意图2. 参考文献1夏清，陈常贵主编.化工原理(上、下册).天津大学出版社,2005.2申迎华，郝晓刚主编.化工原理课程设计.化学工业出版社，2009.3卢焕章主编.石油化工基础数据手册.化学工业出版社，2006.4路秀林，王者相主编.塔设备.化学工业出版社,2004. 5刁玉玮主编.化工设备机械基础.大连理工大学出版社,2009.6聂清德主编.化工设备设计.化学工业出版社，1991.7化工设备设计全书编辑委员主编.塔设备设计.上海科学技术出版社,1998.8郑津津、董其伍、桑芝富主编.过程设备设计.化学工业出版社,2002. 9蔡纪宁、张秋翔主编.化工设备机械基础课程设计指导书.化学工业出版2000.10时钧，汪家鼎主编.化学工程手册.化学工业出版社，1986.