化工原理课程设计-连续精馏塔内分离苯-甲苯混合物.doc

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1、辽 宁 工 业 大 学 化 工 原 理 课 程 设 计 说 明 书目 录第一章 前言.11.1 精馏及精馏流.11.2 精馏的分类21.3 精馏操作的特点21.3.1沸点升高21.3.2物料的工艺特性21.3.3节约能源21.4 相关符号说明41.5相关物性参数61.5.1苯和甲苯的物理参数.6第二章 设计任务书7第三章 设计内容83.1 设计方案的确定及工艺流程的说明83.2 全塔的物料衡算83.2.1原料液及塔顶底产品含苯的摩尔分率83.2.2原料液及塔顶底产品的平均摩尔质量83.2.3料液及塔顶底产品的摩尔流率93.3 塔板数的确定93.3.1平衡曲线的绘制93.4 塔的精馏段操作工艺条

2、件及计算123.4.1平均压强pm123.4.2平均温度tm123.4.3平均分子量133.4.4 液体的平均粘度和液相平均表面张力143.5 精馏塔的塔体工艺尺寸计算163.5.1塔径的计算163.5.2精馏塔有效高度的计算183.6 塔板工艺结构尺寸的设计与计算183.6.1溢流装置计算183.6.2塔板布置193.6.3气象通过塔板压降的计算213.7 塔板负荷性能图.233.7.1漏液线233.7.2 雾沫夹带线233.7.3 液相负荷下限线243.7.4 液相负荷上限线243.7.5液泛线25第四章 附属设备的选型及计算274.1接管进料管274.2法兰274.3筒体与封头274.4

3、 人孔284.5热量衡算28参考文献31课程设计心得32第一章 前言1.1 精馏及精馏流程精馏是多级分离过程，即同时进行多次部分汽化和部分冷凝的过程。因此可是混合物得到几乎完全的分离。精馏可视为由多次蒸馏演变而来的。精馏操作广泛用于分离纯化各种混合物，是化工、医药、食品等工业中尤为常见的单元操作。化工成产中，精馏主要用于以下几种目的:1获得馏出液塔顶的产品；2将溶液多级分离后，收集馏出液，用于获得甲苯，氯苯等；3脱出杂质获得纯净的溶剂或半成品，如酒精提纯，进行精馏操作的设备叫做精馏塔。精馏过程中采用连续精馏流程，原料液经预热器加热到指定温度后，送入精馏塔的进料板，在进料板上与自塔顶上部下降的回

4、流液体汇合后，逐板溢流，最后流入塔底再沸器中。在每层板上，回流液体与上升蒸汽互相接触，进行热和质的传递过程。操作时，连续地从再沸器取出部分液体作为塔底产品，部分汽化，产生上升蒸汽，依次通过各层塔板。塔顶蒸汽进入冷凝器中被全部冷凝，并将部分冷凝液用泵送回塔顶作为回流液体，其余部分经冷却器后被送出作为塔顶产品。根据精馏原理可知，单有精馏塔还不能完成精馏操作，必须同时拥有塔底再沸器和塔顶冷凝器，有时还有配原料液，预热器、回流液泵等附属设备，才能实现整个操作。1.2 精馏的分类按操作方式可分为:间歇式和连续式，工业上大多数精馏过程都是采用连续稳定的操作过程。化工中的精馏操作大多数是分离多组分溶液。多组

5、分精馏的特点：1能保证产品质量，满足工艺要求，生产能力大；2 2流程短，设备投资费用少；3)耗能量低，收率高，操作费用低；3. 操作管理方便。 1.3 精馏操作的特点 从上述对精馏过程的简单介绍可知，常见的精馏塔的两端分别为汽化成分的冷凝和液体的沸腾的传热过程，精馏塔也就是一种换热器。但和一般的传热过程相比，精馏操作又有如下特点： 1.沸点升高 精馏的溶液中含有沸点不同的溶剂，在相同的压力下溶液的蒸汽压较同温度下纯溶剂的汽化压低，使溶液的沸点高于醇溶液的沸点，这种现象称为沸点的升高。在加热汽化温度一定的情况下，汽化溶液时的传热温差必定小于加热纯溶剂的纯温差，而且溶液的浓度越高，这种影响也越显著

6、。 2.物料的工艺特性 精馏溶液本身具有某些特性，如某些物料在加入到溶液中时可与溶液中的某一组分或几组分形成恒沸液等。如何利用物料的特性和工艺要求，选择适宜的精流流程和设备是精馏操作彼此需要知道和必须考虑的问题。 3.节约能源 精馏汽化的溶剂量较大，需要消耗较大的加热蒸汽。如何充分利用热量提高加热蒸汽的利用率是精馏操作需要考虑的另一个问题。3 1.4 相关符号说明4 英文字母Aa 塔板开孔区面积,m2；Af 降液管截面积,m2；A0 筛孔总面积,m2；AT 塔截面积,m2；c0 流量系数,无因次；C 计算umax时的负荷系数,m/s；CS 气相负荷因子,m/s；d 填料直径,m；d0筛孔直径,

7、m；D 塔径,m；ev 液体夹带量,kg（液）/kg（气）；E 液流收缩系数,无因次；ET 总板效率,无因次；F 气相动能因子,kg1/2/(sm1/2）；F0 筛孔气相动能因子，kg1/2/(sm1/2) ；g重力加速度,9.81m/ s2；h填料层分段高度,m；h1 进口堰与降液管间的水平距离,m；hc 与干板压降相当的液柱高度,m液柱；hd 与液体流过降液管的压降相当的液柱hf 塔板上鼓泡层高度,m；h1 与板上液层阻力相当的液柱高度,m；hL 板上清液层高度,m；h0 降液管的底隙高度,m；hOW堰上液层高度,m；hW 出口堰高度,m；h,W进口堰高度,m；h与阻力表面张力的压降相当的

8、液柱高度,m液柱；H板式塔高度,m；Hd降液管内清液层高度,m；HD塔顶空间高度,m；HF进料板处塔板间距,m；HP人孔处塔板间距,m；HT塔板间距,m；K 稳定系数,无因次；LW堰长,m；Lh 液体体积流量,m3/h； 润湿速率,m3/(ms)；m 相平衡系数,无因次；n 筛孔数目；NT理论板层数；P 操作压力,Pa；P压力降,Pa；PP气体通过每层筛板的降压,Pa；t筛孔的中心距,m；u空塔气速,m/s；uF 泛点气速,m/s；u0气体通过筛孔的速度,m/s；u0, min漏液点气速,m/s；u0液体通过降液管底隙的速度,m/s；Vh气体体积流量,m3/h；Vs气体体积流量,m3/s；wL

9、液体质量流量,kg/s；wV气体质量流量,kg/s；Wc边缘无效区宽度,m；Wd弓形降液管宽度,m；Ws泡沫区宽度,m；x 液相摩尔分数；X液相摩尔比；y气相摩尔分数；Y气相摩尔分比；Z板式塔的有效高度,m；填料层高度,m。下标max最大的；min最小的；L 液相的；V 气相的液体在降液管内停留时间,s； 粘度,mPas；开孔率或孔流系数，无因次；表面张力,N/m；密度,kg/m3；5 液体体积流量,m3/s；希腊字母筛板厚度,m；辽 宁 工 业 大 学 化 工 原 理 课 程 设 计 说 明 书1.5 相关物性参数 苯和甲苯的物理参数分子式相对分子质量沸点临界温度临界压力MPa苯（A）C6H

10、678.11g/mol80.1288.954,898甲苯（B）C7H892.14g/mol110.6318.574.109饱和蒸汽压ABC苯6.94192769.42-53.26甲苯7.05803076.65-54.65苯、甲苯的相对密度温度（）8090100110120苯815803.9792.5780.3768.9甲苯810800.2790.3780.3770.3液体表面张力温度（）80 90100110120苯21.2720.0618.8517.6616.49甲苯21.6920.5919.9418.4117.31 苯甲苯液体粘度mPa8090100110120苯0.3080.2790.2

11、550.2330.215甲苯0.3110.2860.2640.2540.228第二章 设计任务书一、技术参数：在一常压操作的连续精馏塔内分离苯-甲苯混合物。已知原料液的处理量为8000kg/h、组成为0.42（苯的质量分率，下同），要求塔顶馏出液的组成为0.98，塔底釜液的组成为0.01。设计条件如下：操作压力 4kPa(塔顶表压) 进料热状况 回流比 单板压降 0.7 kPa全塔效率 计算确定 建场地址 天津地区 二、设计主要内容：（一）编写设计计算说明书1.设计方案的确定 2.塔的工艺计算 3.塔和塔板主要工艺尺寸的设计 （1）塔高、塔径及塔板结构尺寸的确定 （2）塔板的流体力学验算（3）

12、塔板的负荷性能图。（二）绘制精馏装置工艺流程图及浮阀塔设备结构简图三、参考资料：1.姚玉英 化工原理（下） 天津：天津大学出版社 2001.92.陈敏恒 化工原理（下） 北京：化学工业出版社 1998.83.任晓光 主编 化工原理课程设计指导 化学工业出版社 2009.24.贾绍义等 化工原理课程设计 天津：天津大学出版社 2005.4第三章 设计内容3.1 设计方案的确定及工艺流程的说明本设计任务为分离苯-甲苯混合物。对于该二元混合物的分离，应采用连续精馏过程。设计中采用泡点进料，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

13、经产品冷却器冷却后送至储罐。该物系属易分离物系，最小回流比较小，故操作回流比取最小回流比的2倍。塔釜采用间接蒸汽加热，塔底产品经冷却后送至储罐。3.2 全塔的物料衡算 3.2.1原料液及塔顶底产品含苯的摩尔分率苯和甲苯的相对摩尔质量分别为78 kg/kmol和92kg/kmol，原料含苯的质量百分率为42%，塔顶苯含量不低于98%，塔底苯含量不大于1.2%，则：原料液含苯的摩尔分率： 塔顶含苯的摩尔分率：塔底含苯的摩尔分率： 3.2.2原料液及塔顶底产品的平均摩尔质量 由3.1.1知产品中甲苯的摩尔分率，故可计算出产品的平均摩尔质量：原料液的平均摩尔质量：MF 780.46(10.46)928

14、9.24kg/kmol塔顶液的平均摩尔质量：MD 780.983(10.983)9241.36kg/kmol塔底液的平均摩尔质量：MW 780.012(10.012)9248.29kg/kmol 3.2.3料液及塔顶底产品的摩尔流率依题给条件：原料液的处理量为8000kg/h，得： F,8000kg/h，全塔物料衡算：进料液： F=8000（kg/h）/89.24（kg/kmol）=89.65kmol/h总物料恒算： F=D+W苯物料恒算： F0.46=D0.983+0.01212.091联立解得： W48.29kmol/h D41.36kmol/h3.3 塔板数的确定理论塔板数的求取苯-甲苯

15、物系属理想物系，可用梯级图解法（MT）,求取NT，步骤如下： 3.3.1平衡曲线的绘制根据苯-甲苯的相平衡数据，利用泡点方程和露点方程求取。依据 ， 将所得计算结果如列表2：表2苯（x）-甲苯（y）的相平衡数据温度，（）80.184889296100104108110.6（kpa） 苯101.3101.3101.3101.3101.3101.3101.3101.3101.3甲苯39.039.039.039.039.039.039.039.039.0两相摩尔分率X1.0000.8160.6510.5040.3730.2560.1520.0570Y1.0000.9190.8250.7170.594

16、0.4550.3000.1250本方案中，塔内压力接近常压（实际上略高于常压），因操作压力偏离常压很小，所以其对xy平衡关系的影响完全可以忽略。将上表中数据作图得xy曲线：图1 苯甲苯混合液的y-x图3.3.2操作回流比的确定表3 苯-甲苯物系在某些温度t下的a值（附x值）t( )80.184889296100104108110.62.602.562.532.492.462.432.402.372.35x10.8160.6510.5040.3730.2570.1520.0570可见随着温度的升高，变化不大，可对表中两端数据取平均值在y-x图（图1）上，因.3，查得，而，。故由式（3-53a）得

17、最小回流比：考虑到精馏段操作线离平衡线较近，取实际操作的回流比为最小回流比的1.2倍，即：R=1.5Rmin=1.5*1.26=1.89精馏塔的汽、液相负荷： 精馏段：液相流量： 气相流量： 提镏段：液相流量： 气相流量： 3.3.3理论塔板数的确定 图2 苯-甲苯物系精馏分离理论塔板数的图解 苯-甲苯在某些温度下的粘度t8090100110120A0.3080.2790.2550.2330.215B0.3110.2860.2640.2540.228平均粘度：=xii：=0.46*0.284+0.54*0.291=0.2877(mPa.s)表示以加料摩尔组成为准的液体的平均摩尔粘s)公式公式可

18、以简单的用以下近似公式计算塔的总效率：精馏段的实际板数为： (层) 取12（层）提馏段的实际板数为：（层） 取15（层）实际是在第12块塔板进料的。3.4 塔的精馏段操作工艺条件及计算 3.4.1平均压强pm 塔顶压强： 取每层塔板的压降0.7KPa 进料板： 平均压强： 塔底压强： 取每层塔板的压降0.7KPa 塔底压强： 平均压强： 3.4.2平均温度tm依据操作压力，由泡点方程通过试差法，计算出泡点温度，其中苯、 甲苯的饱和蒸汽压由安托尼方程计算，计算结果如下：塔顶温度: tD=81.1 进料板温度: tF=82.3。平均温度：tm塔底温度: tD=85.1 进料板温度: tF=82.3

19、。平均温度：tm3.4.3平均分子量塔顶： ，（查图2） 加料板：，（查图2） 精馏段： 塔底： ，（查图2） 加料板：，（查图2） 提馏段： 3.4.4 液体的平均粘度和液相平均表面张力液相平均粘度依下式计算:lgLm=xilgi塔顶液相平均粘度的计算：查化工原理附录11，在81.1下有： A=0.316mPas ，B=0.331mPas代入公式lgLm=xilgi解得： LDm=0.316 mPas 进料板液相平均粘度的计算:在82.3下，查得：A=0.300mPas ，B=0.320mPas代入公式lgLm=xilgi解得： LFm=0.301mPas塔底出料板液相平均黏度计算：在85.

20、1下，查得：A=0.289mPas ，B=0.310mPas代入公式lgLm=xilgi解得： LFm=0.289mPas精馏段液相平均表面黏度为 Lm=（0.316+0.301）/2=0.309 mPas提馏段液相平均表面黏度为 Lm=（0.301+0.289）/2=0.297mPas3.4.5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,查附录4得，。进料板液相平均表面张力：由,查附录4得，。精馏段液相平均表面张力：塔底液相平均表面张力：由,查附录4得，。提馏段液相平均表面张力：3.4.6 液体的平均密度 1.液相平均密度1.塔顶液相平均密度：由查表得：， 2.进

21、料板液相平均密度：查表得: , 所以精馏段液相平均密度：精留段气相密度：3塔底液相平均密度：由查表得：， 所以提馏段液相平均密度： 提留段气相密度：3.5 精馏塔的塔体工艺尺寸计算 3.5.1塔径的计算精馏段的气、液相体积流率为提馏段的气、液相体积流率为由式中的C公式计算，其中C20由化工原理课程设计教材的负荷系数图查取，图的横坐标为取板间距HT=0.450m，板上液层高度hL=0.05m，则HT-hL=0.450-0.050=0.40m精馏段查负荷系数图得C20=0.087m/s提馏段查负荷系数图得C20=0.088m/s取安全系数为0.6，则空塔气速为 按标准塔径圆整后,均取为：D=1.2

22、m塔塔截面积为： AT=/4D2=1.13m2 实际空塔气速为: 3.5.2精馏塔有效高度的计算精馏段有效高度：Z精=（N精-1）HT=（12-1）0.45=4.95m提馏段有效高度：Z提=（N提-1）HT=（15-1）0.45=5.4m在进料板上方开一人孔,其高度为0.8m，故精馏塔的有效高度为：Z=Z精+Z提+0.80.5=4.95+5.4+1.6=11.95m3.6 塔板工艺结构尺寸的设计与计算 3.6.1溢流装置计算因塔径D=1.2m，可选用单溢流弓形降液管、凹形受液盘。1.溢流堰长取2.出口堰高对平直堰 ，查化工原理课程设计图5-5得，于是：满足要求。取板上清液层高度hL=50mm3

23、.降液管的宽度 和降液管的面积由，查图5-7得，即：依教材中式5-9验算液体在降液管中停留时间,即:可以满足要求。4.降液管的底隙高度液体通过降液管底隙的流速一般为0.070.25m/s，取液体通过降液管底隙的流速，则有： 降液管底隙高度设计合理。 3.6.2塔板布置 取阀空动能因数,用公式求空速即： 求每层塔板上的浮阀数1.边缘区宽度的确定取破沫区宽度和边缘区宽度分别为：边缘区宽度：一般为5075mm，D 2m时，可达100mm。安定区宽度：规定 m时， mm。 2.开孔区面积故： 3.筛孔计算及其排列浮阀排列方式采用等腰三角形叉排。取同一横排的孔心距t=75mm,则可按下式估算排间距t,

24、由于各分块的支撑与衔接要占去一部分鼓泡区故取t=40mm按t=75mm,t=40mm以等腰三角形叉排方式作图如下图所示，得N=125个按重新核算空速及阀孔动能因数：阀孔动能因数变化不大，仍在9到12范围内。塔板开孔率=3.6.3 塔板的流体力学验算气象通过塔板压降的计算：1.干板阻力hc的计算因,则可用公式计算得：可按下式计算为：2.板上充气液层的阻力h1计算气体通过液层的阻力h1由公式计算，因本设计分离本和甲苯，即液相为碳氢化合物，可取充气系数。.液体表面张力所产生的阻力 h 因本设计采用浮阀塔，其阻力很小 可忽略。气体通过每层塔板的液柱高度为气体通过每层塔板的压降为： 满足工艺要求。3.淹

25、塔为防止降液管发生液泛，应使降液管中的清液层高度苯氯苯物系属于一般物系，取=0.5而： 板上不设进口堰，则0.241m成立，故不会产生液泛。4.雾沫夹带计算泛点率:板上液体流径长度：板上液流面积：苯和甲苯可按正常系统取物性系数K=1.0，又由图查得泛点负荷系数将以上数值代入公式得：精馏段： 又按式计算泛点率，得计算出的泛点率都在80%以下，故符合要求。公式得：提留段：又按式计算泛点率，得计算出的泛点率都在80%以下，故符合要求。3.7 塔板负荷性能图 3.7.1漏液线对于Fl型重阀，依计算，则又知即式中均为已知数，故可由此式求出气相负荷的下限值，据此作出与液相流量无关的水平漏液线。以作为规定气

26、体最小负荷的标准，则精馏段：提馏段3.7.2 雾沫夹带线按下式作出，即按泛点率80%计算如下：将已知数据代入式精馏段：提馏段：3.7.3 液相负荷下限线对于平直堰，取堰上液层高度how=0.006m作为最小液体负荷标准。由公式得，并取E=1则:精馏段提馏段据此可作出与气体流量无关的垂直液相负荷下限线（图3c）3.7.4 液相负荷上限线以=5s作为液相在降液管中停留时间的下限，由公式得s故: 精馏段： 提馏段：据此可作出与气体流量无关的垂直液相负荷上限线（图3d）3.7.5液泛线令由；联立得：忽略h其中将有关的数据代入，得：精馏段同理可得提馏段 在操作范围内，任取几个Ls值，依上式计算出Vs值，

27、计算结果列于表7表7液泛线数据,m3/s0.00050.0010.00150.002，m3/s2372.322.282.24,m3/s0.00050.0010.00150.002，m3/s2362.312.272.23由上表数据即可作出液泛线（图3e）根据以上各线方程，可作出筛板塔的负荷性能图，如图3所示。在负荷性能图上，作出操作点A（Ls，Vs），连接OA，即作出操作线。由图可看出，该筛板的操作上限为雾沫夹带控制，下限为漏液控制。由图3查得：精馏段：故操作弹性为：提馏段：故操作弹性为：第四章 附属设备的选型及计算4.1接管进料管本设计采用直管进料管，管径计算如下：取得取的进料管。4.2法兰由

28、于常压操作，所有法兰均采用标准法兰，平焊法兰，有不同的公称直径选用相应的法兰。根据进料管选取进料管接法兰：PN0.25，DN32（GB205931997）。4.3筒体与封头（1） 筒体 用钢板卷制而成的筒体，其公称直径的值等于钢管内径。当筒体直径较小时可直接采用无缝钢管制作，此时公称直径的值等于钢管外径。根据所设计的塔径，先按内压容器设计厚度，厚度计算见下式：式中 计算压力，,根据设计压力确定；D塔径；焊接接头系数，对筒体指纵向焊接系数；设计温度下材料的许用应力，,与钢板的厚度无关。由上式计算出的计算厚度加上腐蚀余量得到设计厚度。（2）封头 本设计采用椭圆形封头，由公称直径DN=1000,查得

29、曲面高度，直边高度。选用封头DN100018（JB/T473795） 4.4 人孔 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，隔810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46块塔板开一个人孔。人孔直径通常为450mm，本设计选择DN150mm人孔，其中人孔处塔板间距为600mm，人孔数一共2个，位置分别为：手孔1位于塔板78之间，手孔2位于塔板1516之间。4.5热量衡算1.塔顶冷凝器公式：式中全凝器的热负荷kJ/h塔顶上升蒸汽，馏出液的焓kJ/kmol由于塔顶流出液98%都为苯，为简化计算焓按纯苯计算若回流液在饱和温度下进入塔内，则：

30、其中r=393.9kJ/kg查表得所以: 冷却剂选水，设定进料口温度25出口温度45平均温度：此温度下水的比热为所以冷却水的消耗量为:其中kJ塔底再沸器式中再沸器的热负荷kJ/h提留段底层塔板下降液的焓kJ/kmol再沸器上升蒸汽的焓kJ/kmol因塔釜残液中的苯占有大多数，故其焓按甲苯计算，并假设饱和蒸汽进入塔内，则其中，m=92忽略热损失采用饱和水蒸气加热在饱和温度下排出r=2071.5kJ/kg所以加热蒸汽消耗量为：浮阀塔板工艺设计结果项目数值及说明备注塔径D/m1.2板间距0.45塔板型式单溢流弓形降液管分块式塔板空气塔速u/（m/s）0.733 堰长0.792堰高0.037板上液层高

31、度0.013降液管底隙高度0.0139浮伐数125阀孔气速5.917阀孔动能因素10临界阀孔系数5.83孔心距0.075排间距0.04单板压降475.1液体在降液管内停留时间17.59降液管内清液层高度0.025泛点率69.8气相符合上线2.169气相符合下线0.46操作弹性4.62参考文献1谭天恩.化工原理第三版.北京：化学工业出版社,20092柴诚敬，刘国维等.化工原理课程设计.天津：天津大学科学技术出版社，19943贾绍义，柴诚敬等.化工原理课程设计.天津：天津大学出版社，20024时钧，汪家鼎等.化学工程手册.北京：化学工业出版社，19865大连理工大学化工原理教研室.化工原理课程设计

32、.大连：大连理工大学出版社，19946刁玉玮.化工设备机械基础.大连理工大学出版社,20097全国压力容器标准化委员会 编 GB150-98钢制压力容器 ,19988中华人民共和国行业标准，HG20583-98钢制化工容器结构设计规定，19989中华人民共和国行业标准，HG20593-97钢制管法兰、垫片、紧固件，1997课程设计心得课程设计是繁琐的，但收获是丰富的。在此我首先要感谢给予我很多帮助的指导教师。作为一名过程专业大三的学生，我觉得能做这样的课程设计是十分必要的。在过去的大学生活里我们学到了很多知识。今天终于派上用场了，但仅仅这些事远远不够的，在查阅大量的书籍的同时我也学到了很多课堂上没见过的知识，让我在以后的学习生活中知识面宽了。在这个过程中，我学到了很多知识如origin作图、查阅文献资料、word排版、CAD制图等，这对我们的以后的发展更为有益，比如为即将面临的毕业论文、考研或毕业后的工作打下坚实的基础。对于那些在设计过程中帮助过我的所有老师和同学，我再一次的表示深深的感谢！ 32