化工原理课程设计讲课稿.docx

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化工原理课程设计讲课稿

化工原理课程设计

题目：

姓名：

班级：

学号：

指导老师：

设计时间：

序言

化工原理课程设计是综合运用《化工原理》课程和有关先修课程（《物理化学》，《化工制图》等）所学知识，完成一个单元设备设计为主的一次性实践教学，是理论联系实际的桥梁，在整个教学中起着培养学生能力的重要作用。

通过课程设计，要求更加熟悉工程设计的基本内容，掌握化工单元操作设计的主要程序及方法，锻炼和提高学生综合运用理论知识和技能的能力，问题分析能力，思考问题能力，计算能力等。

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的挥发度的不同，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。

根据生产上的不同要求，精馏操作可以是连续的或间歇的，有些特殊的物系还可采用衡沸精馏或萃取精馏等特殊方法进行分离。

本设计的题目是苯-甲苯连续精馏筛板塔的设计，即需设计一个精馏塔用来分离易挥发的苯和不易挥发的甲苯，采用连续操作方式，需设计一板式塔将其分离。

一、化工原理课程设计任书3

二、设计计算3

1.设计方案的确定3

2.精馏塔的物料衡算3

3.塔板数的确定4

4.精馏塔的工艺条件及有关物性数据的计算8

5.精馏塔的塔体工艺尺寸计算10

6.塔板主要工艺尺寸的计算11

7.筛板的流体力学验算13

8.塔板负荷性能图15

9.接管尺寸确定30

二、个人总结32

三、参考书目33

（一）化工原理课程设计任务书

板式精馏塔设计任务书

设计题目：

设计分离苯―甲苯连续精馏筛板塔

二、设计任务及操作条件

1、设计任务：

物料处理量：

7万吨／年

进料组成：

37％苯，苯-甲苯常温混合溶液（质量分率，下同）

分离要求：

塔顶产品组成苯>95%

塔底产品组成苯<6%

2、操作条件

平均操作压力：

101.3kPa

平均操作温度：

94C

回流比：

自选单板压降：

<=0.9kPa

工时：

年开工时数7200小时化工原理课程设计

三、设计方法和步骤：

1、设计方案简介根据设计任务书所提供的条件和要求，通过对现有资料的分析对比，选定适宜的流程方案和设备类型，初步确定工艺流程。

对选定的工艺流程，主要设备的形式进行简要的论述。

2、主要设备工艺尺寸设计计算

（1）收集基础数据

（2）工艺流程的选择

（3）做全塔的物料衡算

（4）确定操作条件

（5）确定回流比

（6）理论板数与实际板数

（7）确定冷凝器与再沸器的热负荷

（8）初估冷凝器与再沸器的传热面积

（9）塔径计算及板间距确定

10）堰及降液管的设计

（11）塔板布置及筛板塔的主要结构参数

（12）塔的水力学计算

（13）塔板的负荷性能图

（14）塔盘结构

（15）塔高

（16）精馏塔接管尺寸计算

3、典型辅助设备选型与计算（略）包括典型辅助设备（换热器及流体输送机械）的主要工艺尺寸计算和设备型号规格的选定。

4、设计结果汇总

5、工艺流程图及精馏塔工艺条件图

6、设计评述

四、参考资料

《化工原理课程设计》天津大学化工原理教研室，柴诚敬刘国维李阿娜编；《化工原理》（第三版）化学工业出版社，谭天恩窦梅周明华等编；《化工容器及设备简明设计手册》化学工业出版社，贺匡国编；《化学工程手册》上卷化学工业出版社，化工部第六设计院编；《常用化工单元设备的设计》华东理工出版社。

、设计计算

1.设计方案的选定及基础数据的搜集

本设计任务为分离苯一甲苯混合物。

由于对物料没有特殊的要求，可以在常压下操作。

对于二元混合物的分离，应采用连续精馏流程。

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人精馏塔内。

塔顶上升蒸气采用全凝器冷凝，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。

塔底设置再沸器采用间接蒸汽加热，塔底产品经冷却后送至储罐。

其中由于蒸馏过程的原理是多次进行部分汽化和冷凝，热效率比较低，但塔顶冷凝器放出的热量很多，但其能量品位较低，不能直接用于塔釜的热源，在本次设计中设计把其热量作为低温热源产生低压蒸汽作为原料预热器的热源之一，充分利用了能量。

塔板的类型为筛板塔精馏，筛板塔塔板上开有许多均布的筛孔，孔径一

般为3~8mm筛孔在塔板上作正三角形排列。

筛板塔也是传质过程常用的塔设备，它的主要优点有：

（1）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。

（2）处理能力大，比同塔径的泡罩塔可增加10〜15%。

（3）塔板效率咼，比泡罩塔咼15%左右。

（4）压降较低，每板压力比泡罩塔约低30%左右。

筛板塔的缺点是：

（1）塔板安装的水平度要求较咼，否则气液接触不匀。

（2）操作弹性较小（约2〜3）。

（3）小孔筛板容易堵塞。

下图是板式塔的简略图

进料

T塔頂产品〔或冷凝为谓出液〕

冷凝水

回痂罐

-

驾■-片

谆■■二二

B2_'_\1C*1*^*'~q~Of

-^-L-■.■;-Jf尿30'■■■…I

加热水蒸汽

1/m-1

L'

图1檢武精诣塔

再沸器

冷凝水

塔底产品

〔或残液）

表i苯和甲苯的物理性质

项目

分子式

分子量M

沸点（C）

临界温度tc（C）

临界压强Pc

（kPa）

苯A

78.11

80.1

288.5

6833.4

甲苯B

C6H5—CH3

92.13

110.6

318.57

4107.7

表2苯和甲苯的饱和蒸汽压

温度°C

80.1

85

90

95

100

105

110.6

0

Pa，kPa

101.33

116.9

135.5

155.7

179.2

204.2

0

240.0

Pb,kPa

40.0

46.0

54.0

63.3

74.3

86.0

表3

常温下苯一甲苯气液平衡数据

（[2]

:

P8例1—

1附表2）

温度0

C

80.1

85

90

95

100

105

110.6

液相中苯的摩尔分率

1.000

0.780

0.581

0.412

0.258

0.130

0

汽相中苯的摩尔分率

1.000

0.900

0.777

0.630

0.456

0.262

0

表

4纯组分的表面张力

（[1]:

1

P378附录图7）

温度

80

90

100

110

120

苯，mN/m

21.2

20

18.8

17.5

16.2

甲苯，Mn/m

21.7

20.6

19.5

18.4

17.3

表5

组分的液相密度

（[1]:

P382附录图8）

温度（C）

80

90

100

110

120

苯,kg/m3

814

805

791

778

763

甲苯,kg/m3

809

801

791

780

768

表6液体粘度

聽（[1]:

P365）

温度（C）

80

90

100

110

120

苯（mPa.s）

0.308

0.279

0.255

0.233

0.215

甲苯（mFp.s）

0.311

0.286

0.264

0.254

0.228

表7常压下苯——甲苯的气液平衡数据

温度t

C

液相中苯的摩尔分率

x

气相中苯的摩尔分率

y

110.56

0.00

0.00

109.91

1.00

2.50

108.79

3.00

7.11

107.61

5.00

11.2

105.05

10.0

20.8

102.79

15.0

29.4

100.75

20.0

37.2

98.84

25.0

44.2

97.13

30.0

50.7

95.58

35.0

56.6

94.09

40.0

61.9

92.69

45.0

66.7

91.40

50.0

71.3

90.11

55.0

75.5

80.80

60.0

79.1

87.63

65.0

82.5

86.52

70.0

85.7

85.44

75.0

88.5

84.40

80.0

91.2

83.33

85.0

93.6

82.25

90.0

95.9

81.11

95.0

98.0

80.66

97.0

98.8

80.21

99.0

99.61

80.01

100.0

100.0

2精馏塔的物料衡算

（1）原料液及塔顶、塔底产品的摩尔分率苯的摩尔质量耳_「：

-，；

甲苯的摩尔质量；?

"'

Xf

0.37/78.11

0.37/78.110.63/92.13

0.409

0.9778.11

0.9578.110.0592.13

0.06/78.11

0.0678.110.9492.13

0.007

MF

0.409

78.11

0.591

92.13

86.39kgkmol

MD

0.957

78.11

0.043

92.13

78.71kgkmol

Mw

0.070

78.11

0.930

92.13

91.96kgkmol

（2）原料液及塔顶、塔底产品的平均摩尔质量

（3）物料衡算

原料处理量F70000000121.54kmolh

86.39*7200

总物料衡算121.54=D+W

苯物料衡算121.54X0.409=0.957D+0.070W联立解得D=42.99kmol/h

W=69.55kmol/h

式中f——原料液流量

D——塔顶产品量

W------塔底产品量

3塔板数的确定

（1）理论板层数NT的求取

苯一甲苯属理想物系，可采用图解法求理论板层数

①由手册查得苯一甲苯物系的气液平衡数据，绘出

y图，见下图

Created鹹hatrialvaaonerfAdvancedGr^phei-http./Mwj.alentum.wm/agrapher/

2求最小回流比及操作回流比。

采用作图法求最小回流比。

在上图中对角线上，自点e（0.409,0.409）作垂线

ef即为进料线（q线），该线与平衡线的交点坐标为

yq=0.567,Xq=0.346

0.9570.567

1.46

0.5670.346

取操作回流比为R2Rmin2.92

3求精馏塔的气、液相负荷

LRD2.9242.99125.53kmohh

V（R1）D3.9242.99168.52kmokh

V'（R1）D（1q）F（2.921）42.99168.52kmol/h（泡点进料：

q=1）

L'RDqF2.9242.991121.53238.06kmol/h

4求操作线方程精馏段操作线方程为

yn1

0.749xn0.2442

提馏段操作线方程为

ym1

^rXm#Xw1.412Xm0.092

（2）逐板法求理论板

又根据Rmin

Xd

[XF

（1Xd）

1Xf]

可解得

=2.475

相平衡方程y

2.475X

（1）x

11.475X

y1Xd=0.957

X1

Y1

y1

（1yJ

=0.901y12.475（1yJ

RXd

y2X1—

R1R1

0.745x10.2442

X1

X2

ya

0.745X2

y4

0.745x3

y5

0.745x4

y6

0.745X5

0.915

0.2442

0.2442

0.2442

0.2442

0.850

0.763

0.665

0.557

y2

X3

X4

X5

X6

因为x6vXf精馏段理论板n=5

ya

y4

y5

y

（1y2）

0.813

y

（1ya）

y

（1y4）

y

（1y5）

0.696

0.565

0.420

y6

y

（1y6）

0.337

x-ix60.337

y21.412x10.0290.447

2'0.246

y2（1y?

）

y1.412X20.0290.318

X3

3l0.159y3（1y3）

y41.4334X30.0330.195

X4

T（1y4）0.089

y51.412x'40.0290.097

X5

y；（1y5）

0.042

n=4

全塔效率的计算（查表得各组分黏度1=0.269,2=0.277）

mxf1（1xf）20.4090.269（10.409）0.2770.274

Et0.170.616lgm0.170.616lg0.27452%

捷算法求理论板数

Nmin1/lnm{ln[（X^）（^XW）]}19.89818.898

1XdXw

由公式Y0.5458270.591422X0.002743/X

R1

2.921.46

3.92

0.374

代入Y=0.488

NN

由0.3165,N10

N2

14.9255

x1x

Nmin,11/ln1{ln[（」）（F）]}

1XdXf

1.141n[（

0.97410.24

10.974）（0.24）]

4.445

精馏段实际板层数"垃一5/0.52=9.610,

提馏段实际板层数J4/0.52=7.69〜8

进料板在第11块板

4精馏塔的工艺条件及有关物性数据的计算

（1）操作压力计算

塔顶操作压力PD=93.2kPa

塔底操作压力巳=109.4kPa

每层塔板压降△P=0.9kPa

进料板压力PF=93.2+0.9X10=102.2kPa

精馏段平均压力Pm=（93.2+102.2）/2=97.7kPa

提馏段平均压力Pm=（109.4+102.2）/2=105.8kPa

（2）操作温度计算

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、气压由

安托尼方程计算，计算过程略。

计算结果如下：

塔顶温度tw=82.7C

进料板温度tF=94.2C

甲苯的饱和蒸

塔底温度tw=105.1r

精馏段平均温度tm=（82.7+94.2）/2=88.5C

提馏段平均温度tm=（94.2+105.1）/2=997C

（3）平均摩尔质量计算

塔顶平均摩尔质量计算

由xD=y仁0.957,代入相平衡方程得x1=0.901

ML,Dm

0.901

78.11

（1

0.901）

92.13

79.50kgkmol

MV,Dm

0.957

78.11

（1

0.957）

92.13

78.71kgkmol

进料板平均摩尔质量计算

由上面理论板的算法，

得

yF=0.622,

xF=0.399

MV,F,m

0.632

78.11

（1

0.368）

92.13

83.27kgkmol

ML,Fm

0.409

78.11

（1

0.409）

92.13

90.08kg,kmol

塔底平均摩尔质量计算由xw=0.070,由相平衡方程，得yw=0.157

MV,Wm0.15778.11（10.157）92.1386.60kg.kmol

ML,wm0.07078.11（10.070）92.1390.59kg/kmol

精馏段平均摩尔质量

提馏段平均摩尔质量

（4）平均密度计算

①气相平均密度计算

由理想气体状态方程计算，精馏段的平均气相密度即

PmMv,m97.780.97

v,mRTm8.314（273.1588.45）

2.63kgm3

提馏段的平均气相密度

PmMv,m105.884.92

v,mRTm8.314（273.1599.65）

2.90kgm3

②液相平均密度计算

液相平均密度依下式计算，即

1/=aA/■+

/Plhi/P\a/Pls

塔顶液相平均密度的计算

由tA82.7C,查手册得

A812.7kgm3,B806.7kg.m3

塔顶液相的质量分率

0.95778.11

A0.885

0.95778.1192.130.043

1L,Dm0.885812.70.115807.6,L,Dm

813.01kgkmol

进料板液相平均密度的计算由tF=94.2C,查手册得

A799.1kgm3,B796.0kgm3

进料板液相的质量分率

0.40978.11

A0.40978.1192.130.5910.37

1/L,Fm0.37/799.10.63/769.0,L,Fm781.25kg/kmol

塔底液相平均密度的计算

由tw^105.1r，查手册得

A786.13kg'm3,B785.2kgm3

塔底液相的质量分率

0.06

0.0778.11

0.0778.1192.130.93

1/L,wm0.06/786.13

0.94/785.2,L,wm

783.4kgkmol

精馏段液相平均密度为

797.13kgkmol

783.4kgkmol

813.01781.25

L,m2

提馏段液相平均密度为

781.25785.54

L,m

2

（5）液体平均表面张力计算液相平均表面张力依下式计算，即

%二2侶塔顶液相平均表面张力的计算

由tD=82.7C,查手册得

（TA=20.94mN/mcB=21.39mN/m

（TLDm=0.957<20.94+（1-0.957）X21.39=20.98mN/m进料板液相平均表面张力的计算

由tF=94.2C,查手册得

cA=19.36mN/mcB=20.21mN/m

cLFm=0.409X19.36+0.591X20.21=19.86mN/m

塔底液相平均表面张力的计算

由tD=105.1r，查手册得

cA=19.10mN/mcB=19.48mN/m

cLwm=0.07X19.10+（1-0.07）X19.48=19.45mN/m

精馏段液相平均表面张力为

cLm=（20.98+19.86）/2=20.42mN/m

提馏段液相平均表面张力为

c‘Lm=（19.86+19.48）/2=19.85mN/m

（6）液体平均粘度计算液相平均粘度依下式计算，即

lg卩Lm=2xilg卩i塔顶液相平均粘度的计算由tD=82.7C,查手册得

卩A=0.300mPa•s卩B=0.304mPa•s

lg卩LDm=0.957Xlg（0.300）+（1-0.95）Xlg（0.304）解出卩LDm=0.300mPas

进料板液相平均粘度的计算

由tF=94.2C,查手册得

卩A=0.269mPa•s卩B=0.277mPa•s

Ig卩LFm=0.409Klg（0.269）+（1-0.409）Xlg（0.277）解出卩LFm=0.274mPa-s

塔底液相平均粘度的计算

由tw=105.1r，查手册得

卩A=0.244mPa-s卩B=0.213mPa-s

lg卩Lwm=0.07Xlg（0.244）+（1-0.07）Xlg（0.213）解出卩Lwm=0.215mPas

精馏段液相平均粘度为

卩Lm=（0.300+0.27）/2=0.287mPa•s

提馏段液相平均粘度为

卩‘Lm=（0.300+0.215）/2=0.258mPa•s

（7）气液负荷计算

精馏段：

V

R1D

（2.921）42.99168.52Kmol/h

VMVm

168.52

80.97

3

Vs

1.606m/s

3600vm

3600

2.36

L

RD2.92

42.99

125.53Kmol/h

LMLm

125.53

834.79

3

Ls

0.0037m/s

3600Lm

3600

797.13

Lh

0.0037360013.353m3/h

提馏段：

1

V

V（q

1）F168.52Kmol/h

1

VMVm

168.92

84.92

3,

Vs

1.37m/s

3600vm

3600

2.90

i

L

LqF125.321

112.53

238.06Kmol/h

1

LM,m238.0688.49

3

Ls

0.0075m/s

3600lm3600783.4

'3

Lh0.0075360027.00m/h

5精馏塔的塔体工艺尺寸计算

（1）塔径的计算

塔板间距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。

表7板间距与塔径关系

塔径DT,m0.3〜0.5

0.5〜

0.8

0.8〜

-1.6

1.6〜2.4