苯甲苯二元混合液连续精馏装置的设计 化工原理课程设计.doc

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1、目 录目 录1前 言2设计任务3一. 设计项目3二. 设计条件3三. 设计内容与要求3设计计算4一. 精馏塔的物料衡算41.1 原料液及塔顶、塔底产品的摩尔分数41.2 原料液及塔顶、塔底产品的平均摩尔质量41.3 物料衡算原料处理量4二. 理论塔板的计算52.1. 理论塔板数的的求取5三. 精馏段的工艺条件及有关物性数据的衡算63.1 操作压力计算63.2 操作温度计算73.3 平均摩尔质量计算73.4 平均密度计算83.5 液相平均表面张力计算93.6 混合物的平均粘度10四精馏塔的塔体工艺尺寸计算114.1 塔径的计算114.2有效高度计算13五塔板主要工艺尺寸的计算135.1 溢流装置

2、的计算135.2. 塔板分布15六. 筛板的流体力学计算166.1 塔板的压降166.2 液面落差176.3 液沫夹带186.4 漏液186.5 液泛19七. 塔板负荷性能图207.1 漏液线207.2 液沫夹带线217.4 液相负荷下限线227.5 液相负荷上限线237.6 液泛线23八.筛板塔设计计算结果25九.塔附件的设计279.1 接管279.1.1 进料管279.1.2 回流管279.1.3 塔底出料管289.1.4 塔顶蒸汽出料管289.1.5 塔底进气管289.2 筒体与封头299.2.1 筒体299.2.2 封头299.3 除沫器299.4 裙座299.5 人孔30十.塔总体高

3、度的设计3010.1 塔的顶部空间高度3010.2 塔的底部空间高度3010.3 塔总体高度30结论31参考文献31塔设备总装配图或工艺条件图32前 言塔是具有一定形状（截面大多是圆形）、一定容积、内外装置一定附件的容器。 用以使气体与液体、气体与固体、液体与液体或液体与固体密切接触，并促进其相互作用，以完成化学工业中热量传递和质量传递过程。 根据塔内气液接触构件的结构形式，可分为板式塔和填料塔两大类。塔设备中常见的单元操作有：精馏、吸收、解吸和萃取等。此外，工业气体的冷却和回收气体的湿法净制和干燥，以及兼有气液两相传质和传热的增湿和减湿等。塔设备应满足的条件：气液两相能充分接触、生产能力及弹

4、性大、操作稳定、流体流动阻力小、结构简单、材料耗用量少、制造和安装容易、耐腐蚀和不易阻塞、调节及检修方便。板式塔处理量大、效率高、清洗检修方便且造价低，故工业上多采用板式塔。因而本设计要求设计板式塔。设计任务一. 设计项目苯-甲苯二元混合液连续精馏装置的设计二. 设计条件1.原料液处理量：45000吨/年（每年按天生产日计算）2.进料液苯含量：(质量分率)3.进料状态：泡点进料 即4.塔顶馏出液中苯含量：（质量分率）5.塔底苯含量：（质量分率）6.回流方式：泡点回流7.操作压力：常压8.塔板类型：筛板塔板9.全塔效率：0.52三. 设计内容与要求1.绘制工艺流程图2.绘制塔设备总装配图或工艺条

5、件图3.编制工艺设计说明书设计计算一. 精馏塔的物料衡算1.1 原料液及塔顶、塔底产品的摩尔分数苯的摩尔质量甲苯的摩尔质量1.2 原料液及塔顶、塔底产品的平均摩尔质量=1.3 物料衡算原料处理量总物料衡算： 苯物料衡算： 联立解得 二. 理论塔板的计算2.1. 理论塔板数的的求取苯-甲苯属理想物系，可采用逐板法求出理论塔板数。 求最小回流比及操作回流比，故最小回流比：取操作回流比： 求精馏塔的气、液相负荷本设计为泡点进料，故:求操作线方程精馏段操作线方程为：提馏段操作线方程为：逐板法求理论塔板数采用逐板法求理论塔板数，求解结果如下：表1：X0.919422Y0.9660.8503030.933

6、9650.7587340.8867570.6531440.8242150.5492270.7520970.4617370.6811220.3530130.5760210.238580.4382670.1428540.2932810.0770.1719960.0375560.0885580.0158610.038583总理论塔板数：(包括再沸器)进料板位置：2.2 实际塔板数的求取已知全塔效率为0.52精馏段实际板层数提馏段实际板层数：三. 精馏段的工艺条件及有关物性数据的衡算3.1 操作压力计算 塔顶操作压力 P每层塔板压降 进料板压力 塔底操作压力 精馏段平均压力 提馏段平均压力 3.2 操

7、作温度计算 由安托尼方程可计算出进料温度 80.7 90.9： 108.9精馏段平均温度为 提馏段平均温度为 3.3 平均摩尔质量计算塔顶平均摩尔质量计算由,查表1得塔底平均摩尔质量计算由，得进料板平均摩尔质量计算由表可得， ,查表1得精馏段平均摩尔质量提馏段平均摩尔质量3.4 平均密度计算气相平均密度计算精馏段：提馏段：液相平均密度计算液相平均密度计算公式：塔顶液相平均密度的计算由，可根据计算公式：计算出塔底液相平均密度计算由，可由上式计算出进料板液相平均密度的计算由，可计算出进料板液相质量分数计算：精馏段液相平均密度：精馏段液相平均密度：3.5 液相平均表面张力计算液相的平均表面张力依下式

8、计算 塔顶液相平均表面张力计算由，根据计算公式计算：计算得 塔底液相平均表面张力计算由,根据上式可计算出 进料板液相平均表面张力计算由，根据计算公式计算，可得 精馏段平均表面张力为：提馏段平均表面张力为：3.6 混合物的平均粘度液相平均粘度依下式计算：塔顶液相平均粘度的计算由，根据计算公式计算：计算出 塔底液相平均粘度的计算由,根据上式可计算出 进料板液相平均粘度的计算由，根据计算公式计算，可得 精馏段液相平均表面粘度为：提馏段液相平均表面粘度为：四精馏塔的塔体工艺尺寸计算4.1 塔径的计算精馏段的气、液相体积流率为：因为，其中需查表图的横坐标为取板间距为，板上液层高度，则查史密斯关联图，得令

9、安全系数为0.7，则空塔气速为0.7按标准塔径圆整，则精馏段塔径为：。精馏段塔的截面积：实际空塔气速为 ： 提馏段的气、液相体积流率为：因为，其中需查表图的横坐标为取板间距为，板上液层高度，则查史密斯关联图，得令安全系数为0.7，则空塔气速为=0.7按标准塔径圆整，则提馏段塔径为：。提馏段塔的截面积：实际空塔气速为 ： 4.2有效高度计算精馏段有效高度为： 提馏段有效高度为： 在进料板上方开一个人孔，其高度为0.8m，故精馏塔的有效高度为：五塔板主要工艺尺寸的计算因塔径小于1米，可选用单溢流弓形降液管，凹形受液盘。5.1 溢流装置的计算 堰长取溢流堰高度精馏段溢流高度计算由,采用平直堰，堰上液

10、高度按下式计算： （近似取）又，取，所以提馏段溢流高度计算由,采用平直堰，堰上液高度按下式计算：（近似取）又，取，所以弓形降液管宽度和截面积精馏段和提馏段：由,查弓形降液管参数图，得 ，故： 验算液体在降液管中的停留时间，可用公式 精馏段液提在降液管中的停留时间为：停留时间，故降液管设计合理。提馏段液提在降液管中的停留时间为：停留时间，故降液管设计合理。降液管底隙高度取降液管底隙的流速，则精馏段降液管底隙高度为：提馏段降液管底隙高度为：则符合要求，选用凹形受液盘，深度5.2. 塔板分布塔板的分块因，故采用塔板分块式，经查表（塔板分块数表）得，塔板分为三块边缘区宽度确定取开孔区面积计算 开孔区面

11、积计算式其中 故 m2筛孔计算及其排列选用碳钢板，取筛孔直径筛板按正三角形排列，取空中心距 筛孔数目 开孔率 精馏段气体通过筛孔的气速 提馏段气体通过筛孔的气速 六. 筛板的流体力学计算 6.1 塔板的压降干板阻力计算干板阻力计算式：由，查表可知故精馏段 提馏段气体通过液层的阻力计算 气体通过液层的阻力计算式：精馏段：查图可知：故 提馏段：查图可知：故 液体表面张力的阻力计算精馏段液体表面张力所产生的阻力计算：气体通过每层塔板的液柱高度其体通过每层塔板的压降为（设计允许值）提馏段液体表面张力所产生的阻力计算：气体通过每层塔板的液柱高度其体通过每层塔板的压降为（设计允许值）6.2 液面落差对于筛

12、板塔，液面落差很小，且塔径和液流量均不大，故可忽略液面落差的影响。6.3 液沫夹带液沫夹带量由式计算：精馏段：所以液沫夹带量符合要求。，所以液沫夹带量符合要求。提馏段：所以液沫夹带量符合要求。，所以液沫夹带量符合要求。6.4 漏液 精馏段：对筛板塔，漏液点气速实际孔速 ， 稳定系数K为 故在本设计中无明显漏液 提馏段：对筛板塔，漏液点气速实际孔速 稳定系数K为 故在本设计中无明显漏液 6.5 液泛为防止塔内发生液泛，要求降液管内液层高由于苯-甲苯物系属一般物系，取，则：精馏段： 而 板上不设进堰口，则所以 0.2234m 可见，故在本设计中不会发生液泛现象。提馏段： 而 板上不设进堰口，则所以

13、 0.2234m 可见，故在本设计中不会发生液泛现象。七. 塔板负荷性能图 7.1 漏液线 精馏段：由 得： 得： 整理得 ： 在操作范围内，任取若干LS值，算出相应的VS值。计算如表所示：LS/m3s-1VS/m3s-1LS/m3s-1VS/m3s-10.00150.4740.00300.49 0.00450.5040.00600.516 由此表数据即可作出精馏段漏液线1提馏段：由 得： 得： 整理得 ： 在操作范围内，任取若干LS值，算出相应的VS值。计算如表所示：LS/m3s-1VS/m3s-1LS/m3s-1VS/m3s-10.00150.4350.00300.451 0.00450.

14、4650.00600.476 由此表数据即可作出提馏段漏液线17.2 液沫夹带线 精馏段：以为限，求Vs-Ls关系： 整理得： LS/m3s-1VS/m3s-1LS/m3s-1VS/m3s-10.00151.6980.00301.599 0.00451.5160.0060 1.44由此表数据即可作出液沫夹带线2 提馏段：以为限，求Vs-Ls关系： 整理得： LS/m3s-1VS/m3s-1LS/m3s-1VS/m3s-10.00151.8030.00301.7060.00451.6240.0060 1.551由此表数据即可作出液沫夹带线27.4 液相负荷下限线对于平直堰，取堰上液层高度作为最小

15、液体负荷标准。精馏段和提馏段：则： 取，则： 据此可作出与气体流量无关的垂直液相负荷下限线37.5 液相负荷上限线 以作为液体在降液管中停留的时间：精馏段和提馏段： 据此可作出与气体流量无关的垂直液相负荷上限线4。7.6 液泛线令 联立得： 忽略,将与,与,与的关系代入上式得： 精馏段： 将有关数据代入，得：即： 在操作范围内，任取若干LS值，算出相应的VS值。计算如表所示：LS/m3s-1VS/m3s-1LS/m3s-1VS/m3s-10.00151.6450.00301.5690.00451.4850.00601.387根据以上各线方程，可作出筛板塔的负荷性能图，如下：在负荷性能图上，作出

16、操作点A，连接OA，即作出操作线。由图可看出，该筛板的操作上限为液泛控制，下限为漏液控制。由图可得： 故操作弹性为： 提馏段： 将有关数据代入，得：即： 在操作范围内，任取若干LS值，算出相应的VS值。计算如表所示：LS/m3s-1VS/m3s-1LS/m3s-1VS/m3s-10.00151.6770.00301.5200.00451.4850.00600.895根据以上各线方程，可作出筛板塔的负荷性能图，如下：在负荷性能图上，作出操作点A，连接OA，即作出操作线。由图可看出，该筛板的操作上限为液泛控制，下限为漏液控制。由图可得： 故操作弹性为： 八.筛板塔设计计算结果序号项目数值精馏段 提

17、馏段1平均温度85.5 94.82平均压力108.8 116.53气相流量0.863 0.8794液相流量0.0022 0.00455实际塔板数226有效段高度8.87塔径，m1.28板间距，m0.49溢流形式单溢流10降液管形式弓形11堰长0.79212堰高0.0468 0.038813板上液层高度，m0.0614堰上液层高度，m0.0132 0.021215降液管底隙高度,m0.0111 0.022716安定区高度,m0.06517边缘区高度,m0.03518开孔区面积,cm0.79819筛孔直径,m0.00520筛孔数目409621孔中心距,m0.01522开孔率,%10.1%23空塔气

18、速m/s0.763 0.77724筛孔气速m/s10.707 10.90625稳定系数1.789 1.88826每层塔板压降,kPa0.5846 0.601427负荷上限液泛控制28负荷下限液泛控制29液沫夹带0.0124 0.014130液相负荷上限,m/s0.00816631液相负荷下限,m0.00067632操作弹性3.25 2.81九.塔附件的设计9.1 接管9.1.1 进料管 进料管的结构类型很多，有直管进料管、弯管进料管、T型进料管。本设计采用直管进料管。管径计算如下： 取 查标准系列选取9.1.2 回流管采用直流回流管 取 查标准系列选取9.1.3 塔底出料管取 ，查标准系列选取

19、9.1.4 塔顶蒸汽出料管直管出气 取出口气速查标准系列选取9.1.5 塔底进气管采用直管 取气速查标准系列选取9.2 筒体与封头9.2.1 筒体由D=1200mm,焊缝系数取得壁厚选6mm，所用材质为钢板。9.2.2 封头封头分为椭圆形封头、碟形封头等几种，本设计采用椭圆形封头，由公称直径D=1200mm，查得曲面高度，直边高度，内表面积，容积。选用封头N7006,JB/T4746-2002。9.3 除沫器 当空塔气速较大，塔顶带液现象严重，以及工艺过程中不许出塔气速夹带雾滴的情况下，设置除沫器，以减少液体夹带损失，确保气体纯度，保证后续设备的正常操作。常用除沫器有折流板式除沫器、丝网除沫器

20、以及程流除沫器。本设计采用丝网除沫器，其具有比表面积大、重量轻、空隙大及使用方便等优点。 设计气速选取： 系数 除沫器直径： 选取不锈钢丝网除沫器， 类型：标准型；规格：40-100；材料：不锈钢丝网（1Cr18Ni9Ti）；丝网尺寸：圆丝9.4 裙座塔底采用裙座支撑，裙座的结构性能好，连接处产生的局部阻力小，所以它是塔设备的主要支座形式，为了制作方便，一般采用圆筒形。选取裙座壁厚为16mm。基础环内径：基础环外径： 圆整：，；基本环厚度，考虑到腐蚀余量取18mm；考虑到再沸器，所以本设计选择裙座高度为2m，地脚螺栓直径取M309.5 人孔人孔是安装或检修人员进出塔的唯一通道，人孔的设置应便于

21、进入任何一层塔板，由于设置人孔处塔间距离大，且人孔设备过多会使制造时塔体的弯曲度难于达到要求，一般每隔68块塔板才设一个人孔，本塔中共23块板，需设置3个人孔，每个孔直径为600mm，在设置人孔处，板间距为1000mm，裙座和塔顶上应开1个人孔，直径为600mm,人孔伸入塔内部应与塔内壁修平，其边缘需倒棱和磨圆。 十.塔总体高度的设计10.1 塔的顶部空间高度 塔的顶部空间高度是指塔顶第一层塔盘到塔顶封头的直线距离，取除沫器到第一块板的距离为600mm，塔顶部空间高度为1200mm。 10.2 塔的底部空间高度 塔底液面至最下层塔板之间要留有12m的间距，则取塔底空间为1.5m。10.3 塔总

22、体高度 式中：H塔高m； n实际塔板数； nF进料板数； HF进料板处板间距，m； nP手孔数； HP设手孔处板间距，m； HD塔顶空间，m； HB塔底空间，m； H1封头高度，m； H2裙座高度，m。所以：塔设备总装配图或工艺条件图精馏段：提馏段：结论本次课程设计为化工原理设计，要求通过给定的操作条件自行设计一套苯-甲苯物系的筛板塔。通过一段时间的努力，终于设计出了一套筛板塔设备。虽然过程不是很顺利，但看到自己的成果，心里还是无比欣慰的。通过这次设计，是我学到了很多，如何去学会找资料计算一些自己根本无从下手的东，如：用图解法求理论塔板数、浮阀数的求取等等。以及如何制图，如：精馏塔塔体的绘制、精馏流程图的绘制等等。还有塔板负荷性能图的绘制就需要利用excel。并且，设计的本身就是在精馏的过程上进行的，这就要求我们对课本的相关知识点有一定的掌握。不过，本设计中对一些数值的选取均采用的是经验值或参考值，这就使计算结果不够精确，另外有些计算是为了方便计算或受实际情况的限制不能进行考察，忽略或省略了某些因素，这些对设计的结果都产生一定的影响。不过，总的来说，利远远是大于弊的。我们要在学习当中不断的摸索前进，勇于实践，这样才能了解更多，学习更多。参考文献 1.李德华.化学工程基础M.北京：化学工业出版社，2007.7 2.王国胜.化工原理课程设计M.大连：大连理工大学出版社，2006.8