苯甲苯物系连续精馏塔的设计.docx

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苯甲苯物系连续精馏塔的设计

化工原理课程设计指导书

苯-甲苯物系精馏塔的设计

目录

第一部分筛板塔设计

一、绪论

Ⅰ化工原理课程设计的目的与要求…………………………………………………………2

Ⅱ化工原理课程设计的内容………………………………………………………………………2

Ⅲ设计步骤…………………………………………………………………………………………3

1、收集基础数据……………………………………………………….…………………3

2、工艺流程的选择………………………………………………………………………3

3、做全塔的物料平衡……………………………………………………………………4

4、操作线方程…………………………………………………………………………5

5、理论板数和实际板数………………………………………………………….…………5

6、精馏塔的工艺条件及有关物性数据计算………………………………….…………6

7、精馏塔塔体和工艺尺寸的计算……………………………………………….………9

8、筛板流体力学验算……………………………………………….……………………12

9、塔板负荷性能的计算………………………………………………………….……13

10、负荷性能图………………………………………………………………..…16

11、计算结果一览表……………………………………………………………………17

二、参考文献………………………………………………………………………………….…18

筛板塔设计

绪论

Ⅰ化工原理课程设计的目的与要求

课程设计是《化工原理》课程的一个总结性教学环节，是培养学生综合运用本门课程及有关选修课程的基本知识去解决某一设计任务的一次训练。

在整个教学计划中，它也起着培养学生独立工作能力的重要作用。

课程设计不同于平时的作业，在设计中需要学生自己做出决策，即自己确定方案，选择流程，查取资料，进行过程和设备计算，并要对自己的选择做出论证和核算，经过反复的分析比较，择优选定最理想的方案和合理的设计。

所以，课程设计是培养学生独立工作能力的有益实践。

通过课程设计,学生应该注重以下几个能力的训练和培养：

1.查阅资料，选用公式和搜集数据（包括从已发表的文献中和从生产现场中搜集）的能力；

2.树立既考虑技术上的先进性与可行性，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想，在这种设计思想的指导下去分析和解决实际问题的能力；

3.迅速准确的进行工程计算的能力；

4、正确的设计思想和认真负责的设计态度。

设计应结合实际进行，力求经济、实用、可靠和先进。

设计应对生产负责。

设计中的每一数据，每一笔一划都要准确可靠，负责到底。

5、独立的工作能力及灵活运用所学知识分析问题和解决问题的能力。

通过理论课的学习和部分实验的接触，已经掌握了不少理论知识和一些生产实际知识，如何运用所学知识去分析和解决实际问题是至关重要的，本课程设计的目的也是如此。

化工原理课程设计是应用化学专业学生在校期间第一次进行的设计，要求每个同学独立完成一个实际装置（本次设计为精馏装置）的设计。

设计中应对精馏原理、操作、流程及设备的结构、制造、安装、检修进行全面考虑，最终以简洁的文字、表格及图纸正确地把设计表达出来。

本次设计是在教师指导下，由学生独立进行的设计。

因此，对学生的独立工作能力和实际工作能力是一次很好的锻炼机会，是培养化工技术人员的一个重要环节。

由于所用资料不同，各种经验公式和数据可能会有一些差别。

设计者应尽可能了解这些公式、数据的来历、实用范围，并能正确地运用。

设计前，学生应该详细阅读设计指导书、任务书，明确设计目的、任务及内容。

设计中安排好自己的工作，提高工作效率。

Ⅱ化工原理课程设计（精馏装置）的内容

1、选择流程，画流程图。

2、做物料衡算，列出物料衡算表。

3、确定操作条件（压力、温度）。

4、选择合适回流比，计算理论板数。

5、工艺设计及验算，化负荷性能曲线图。

6、正确选择合适的附属设备如换热器，离心泵等。

7、完成塔板设计。

8、编写设计计算说明书。

设计结束时，学生应交的作业有：

工艺流程图一张,塔板结构图一张:

包括一主视图，一俯视图，一剖面图，两个局部放大图。

设计说明书一份。

Ⅲ、设计步骤

精馏装置设计的内容与步骤大致如下：

1、收集基础数据

设计所需的基础数据包括：

①进料流量及组成。

②分离要求。

③原料的热力学状态。

④冷却介质及其温度、加热介质及温度。

⑤物性数据（如密度、表面张力等）。

上述基础数据中①、②两项由设计任务给出。

③、④两项若任务中未曾给出，则应根据具体情况确定。

物性数据可从有关资料中查取。

2、工艺流程的选择

精馏装置一般包括塔顶冷凝器，塔釜再沸器，原料预热器及流体输送泵等。

流程选择应结合实际进行，考虑经济性、稳定性。

如进料是否需要预热、冷凝器的型式及布置、及再沸器的型号等。

当塔顶需汽相出料时，采用分凝器，除此之外，一般均采用全凝器。

对于小塔，通常将冷凝器放于塔顶，采用重力回流。

对于大塔，冷凝器可放至适当位置，用泵进行强制回流。

再沸器的型式有立式与卧式、热虹吸式与强制循环式之外。

当传热量较小时，选用立式热式再沸器较为有利。

传热量较大时，采用卧式热虹吸式再沸器。

当塔釜物料粘度很大，或易受热分解时，宜采用泵强制循环型再沸器。

几种再沸器型式如图1所示。

精馏装置中，塔顶蒸汽的潜热和塔釜残液的显热可以被用于预热进料。

塔顶蒸汽潜热大，而温度较低，塔釜残液温度高，而显热的热量少。

在考虑这些热量的利用时要注意经济上的合理性及操作上的稳定性。

3、做全塔的物料守恒

物料衡算与操作线方程

通过全塔物料衡算，可以求出精馏产品的流量、组成和进料流量、组成之间的关系。

物料衡算主要解决以下问题：

（1）根据设计任务所给定的处理原料量、原料浓度及分离要求（塔顶、塔底产品的浓度）计算出每小时塔顶、塔底的产量；

（2）在加料热状态q和回流比R选定后，分别算出精馏段和提馏段的上升蒸汽量和下降液体量；

（3）写出精馏段和提馏段的操作线方程，通过物料衡算可以确定精馏塔中各股物料的流量和组成情况，塔内各段的上升蒸汽量和下降液体量，为计算理论板数以及塔径和塔板结构参数提供依据。

精馏塔的物料衡算

原料液及塔顶、塔底产品的摩尔分率

苯的摩尔质量为78Kg/KmoL，甲苯的摩尔质量为92Kg/KmoL

料液浓度：

含苯质量分数为0.4，换算成摩尔分数为

塔底产品浓度：

甲苯含量不低于0.96，在此取0.96，则苯的质量分数为0.04，换算成摩尔分数为

塔顶产品浓度：

甲苯含量不大于0.04，在此取0.04，则苯的质量分数为0.96，换算成摩尔分数为

则可得xF=0.44xD=0.966xw=0.047

原料液及塔顶、塔底产品的平均摩尔质量

MF=0.44×78+（1-0.44）×92=85.84Kg/KmoL

MD=0.966×78+（1-0.966）×92=78.476Kg/KmoL

Mw=0.047×78+（1-0.047）×92=91.342Kg/KmoL

物料衡算

已知处理量为9t/h换算成摩尔流量：

F=9000÷85.84=104.85KmoL/h

总物料F=D+W

易挥发组分FχF=DχD+WχW

代入数值得D=44.838KmoL/h

代入数值得W=60.012KmLo/h

则F=104.85KmoL/hD=44.838KmoL/hW=60.012KmLo/h

4、操作线方程

进料热状态：

沸点进料，即饱和液体进料，q=1

则q线方程：

即x=0.44

最小回流比的确定：

根据手册查得平衡数据，，当xF=0.45，

可得与进料液体相平衡的蒸汽组成yq=0.66，最小回流比为

即Rmin=1.391

根据经验，取R=1.5Rmin=2.086

精馏段：

上升蒸汽量：

下降液体量：

求得L=93.532KmoL/hV=138.37KmoL/h

操作线方程：

yn+1=0.676xn+0.313

提馏段：

上升蒸汽量：

即V'=V=138.37KmoL/h

下降液体量：

=198.382KmoL/h

操作线方程：

即ym+1=1.434xm-0.02

5、塔板数的计算与实际板数

用图解法求得

总理论板层NT=15（包括再沸器）

进料板位置NF=6

实际板层数的求取（假设全板效率为0.56）

精馏段实际板层数N精=5/0.56=8.9≈9

提馏段实际板层数N提=9.5/0.56=17.9≈18

6、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=101.3+4=105.3KPa

每层塔板压降ΔP=0.7KPa

进板料压力PF=105.3+0.7×9=111.6KPa

精馏段平均压力Pm=（105.3+111.6）÷2=108.45KPa

塔底压力Pw等于塔顶压力加上全塔板阻力

。

全塔阻力

塔等于塔板阻力乘实际板数Pw=105.3+0.7×27=124.2KPa

提馏段平均压力P’m=117.9KPa

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，其中苯和甲苯的饱和蒸汽压由安托尼方程计算。

塔顶温度：

已知塔顶苯的气相组成y1=xD=0.966，由苯和甲苯y-x平衡关系式得出x1=0.916

P=Pa°x/y得出Pa°=111.05，由安托尼公式：

经计算得出：

tD=82.1℃，则PB°=42.276KPa，则相对挥发度α=2.63

塔底组成xw=0.047，根据平衡线求得yw=0.07，则Pa°=184.98KPa，PB°=76.45KPa，则相对挥发度α=2.42

塔底温度：

101.00℃，则塔顶塔底的α平均值为2.52

经后面的计算得出塔顶塔底的黏度的平均值μ=0.273，由O'ConneLL关联图得出所假设的全板效率与实际相差不大，则全板效率为0.56。

进料板组成yF=0.62由平衡线求得xF=0.40，则Pa°=172.98KPa，PB°=70.92KPa，

进料板温度tF=98.5℃

精馏段平均温度tm=（82.1+98.5）/2=90.3℃

提馏段平均温度t’m=（101.00+98.5）/2=99.75℃

④平均摩尔质量计算

塔顶平均摩尔质量计算

由y1=0.966,x1=0.916

MVDm=0.966×78+0.034×92=78.476Kg/KmoL

MLDm=0.916×78+0.084×92=79.176Kg/KmoL

进料板平均摩尔质量计算

进料板组成yf=0.62由平衡线求得xf=0.40

MVFm=0.62×78+0.38×92=83.32Kg/KmoL

MLFm=0.4×78+0.6×92=86.4Kg/KmoL

塔底平均摩尔质量的计算

塔底组成xw=0.047，根据平衡线求得yw=0.07

MVDm=0.07×78+0.93×92=91.02Kg/KmoL

MLDm=0.047×78+0.953×92=91.342Kg/KmoL

则可得出：

精馏段平均摩尔质量

Mvm=（78.476+83.32）/2=80.898Kg/KmoL

MLm=（79.176+86.4）/2=82.788Kg/KmoL

提馏段平均摩尔质量

M’vm=（91.02+83.32）/2=87.17Kg/KmoL

M’Lm=（82.788+86.4）/2=84.594Kg/KmoL

⑤平均密度计算

气相平均密度计算

由理想气体状态方程计算

精馏段ρvm=PmMVm/RTm

=108.45×83.32÷[8.314×（90.3+273.15）]=2.40Kg/m3

同理可得提馏段平均密度为ρ’vm=3.793Kg/m3

⑤液相平均密度计算

液相平均密度依下式计算即

ΡLm=Σai/ρi

塔顶液相平均密度的计算

由t=82.1℃，查资料可得ρA=811.22Kg/m3，ρB=807.81Kg/m3

则ρLdM=811.08Kg/m3

进料板液相平均密度的计算

由tF=98.5℃，查资料可得

ρA=792.3Kg/m3，ρB=789.2Kg/m3

ρLFM=790.3Kg/m3

塔底液相平均密度的计算

由t=101.00℃，查资料可得

ρA=791.25Kg/m3，ρB=788.95Kg/m3

ρLWM=789.04Kg/m3

精馏段液相平均密度（811.08+790.3）/2=800.7Kg/m3

提馏段液相平均密度（789.04+790.3）/2=789.67Kg/m3

⑥液体表面张力的计算

由公式σLm=Σxiσi

塔顶液相平均表面张力的计算：

由t=82.1℃查得σA=21.24mN/mσB=21.42mN/m

则σLDm=0.966×21.24+0.034×21.42=21.25mN/m

塔底液相平均表面张力的计算：

由t=101.00℃，查资料可得σA=18.72mN/mσB=19.88mN/m

σLWm=0.047×18.72+0.953×19.88=19.83mN/m

进料板液相平均表面张力的计算

由t=98.5℃，查资料可得σA=19.03mN/mσB=20.08mN/m

σLFm=0.4×19.03+0.6×20.08=19.66mN/m

精馏段液相平均表面张力为σm=（19.66+21.25）/2=20.455mN/m

提馏段液相平均表面张力为σ’m=（19.66+19.83）/2=19.745mN/m

⑦液体表面平均粘度计算

LgμLm=ΣxiLgμi

塔顶液相平均粘度的计算

μA=0.302mPa/sμB=0.306mPa/s

LgμLm=0.966Lg（0.302）+0.034Lg（0.306）

解得μLDm=0.302mPa/s

塔底液相平均粘度的计算

μA=0.281mPaμB=0.296mPa/s

解得μLWm=0.295mPa/s

进料板液相平均粘度的计算

μA=0.253mPaμB=0.287mPa/s

μLFm=0.273mPa/s

精馏段液相平均表面张力为μm=（0.273+0.302）/2=0.2875mPa/s

提馏段液相平均表面张力为μ’m=（0.273+0.295）/2=0.284mPa/s

7、精馏塔的塔体和工艺尺寸的计算

①精馏段的气液相体积流率为

Vs=VMvm/3600ρVm=138.37×80.898/3600×2.4=1.30m3/s

Ls=LMLm/3600ρLm=93.532×82.788/3600×800.7=0.0027m3/s

提馏段的气液相体积流率为

V’s=V’Mvm’/3600ρ’Vm=138.37×87.17/3600×3.793=0.883m3/s

Ls’=L’MLm’/3600ρ’Lm=198.382×84.594/3600×789.67=0.0059m3/s

由umax=C【（ρL-ρv）/ρv】0.5

式中图的横坐标为Lh/Vh（ρL/ρv）0.5=0.0379提馏段Lh‘/Vh‘（ρL’/ρv‘）0.5=0.096

取板间距HT=0.40m，板上液层高度hL=0.07m，则：

HT-hL=0.40-0.07=0.33m

查史密斯关联图得C20=0.075C20’=0.065则：

精馏段C=0.075×（20.455/20）0.2=0.0723

提馏段C’=0.065×（19.745/20）0.2=0.065

精馏段Umax=1.319m/s

提馏段Umax‘=0.936/s

均取安全系数为0.7，则空塔气速为

精馏段u=0.7umax=0.9233m/sD=（4Vs/3.14u）0.5=1.34m

提馏段u’=0.7umax=0.65524m/sD=（4Vs’/3.14u’）0.5=1.31m

因提馏段塔径和精馏段塔径相差不大，按标准塔径圆整按标准塔径元整后为D=1.4m

截面面积AT=π×D2/4=1.539m2

实际空塔气速为：

精馏段u=1.3/1.539=0.845m/s

提馏段u=0.883/1.539=0.574m/s

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=（9-1）×0.4=3.2m

提馏段有效高度为Z提=（N提-1）HT=（18-1）×0.4=6.8m

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+0.8=3.2+6.8+0.8=10.8m

③塔板主要工艺尺寸的计算

溢流装置计算

因塔径D=1.4m，可选用单溢流弓形降液管，采用凹形受液盘。

各项计算如下

⑴堰长Lw

对单溢流，Lw=（0.6-0.8）D，则均取系数为0.7

取Lw=0.7D=0.7×1.4=0.98m

㈡溢流堰高度hw

由hw=hL-how

选用直平堰，堰上液高度

how=0.00284E（Lh/Lw）2/3

近似取E=1则

精馏段how=0.013mhow’=0.022m

取板上清液高度hL=70mm

精馏段hw=0.07-0.013=0.057m

提馏段hw’=0.07-0.022=0.048m

根据要求，单溢流的how不宜大于60mm-70mm，符合要求。

又0.05-how≦hw≦0.1-hw，即

精馏段0.037≤hw≤0.087

提馏段0.028≤hw’≤0.078

由所计算的结果看均符合要求。

㈢弓形降液管宽度Wd和截面积Af

由Lw/D=0.7

查弓形降液管的参数曲线图得Af/AT=0.095Wd/D=0.17

故Af=0.095AT=0.095×1.539=0.1462m2

Wd=0.17D=0.17×1.4=0.238m

验算液体在降液管中的停留时间，即

精馏段θ=3600ATHT/Lh=3600×0.1462×0.4/（0.0027×3600）=21.66s＞5s

提馏段θ’=3600ATHT/Lh=3600×0.1462×0.4/（0.0059×3600）=9.91s＞5s

故降液管设计合理。

㈣降液管底隙高度h0

h0=Lh/（3600Lwu0’）对精馏段取u0’=0.08m/s提馏段则取0.2m/s

精馏段h0=0.0027×3600/（3600×0.98×0.08）=0.034m

hw-h0=0.057-0.032=0.025＞0.006m

提馏段h0’=0.0059×3600/（3600×0.98×0.2）=0.030m

hw-h0=0.048-0.030=0.018＞0.006m

由于要求降液管的底隙高度一般不宜小于20-25mm，经计算均符合要求，又由于hw-h0均大于6mm，故精馏段和提馏段的降液管底隙高度设计均合理，

则选用凹形受液盘，深度hw’=55mm。

④塔布的分块

因D≥800mm，故塔板采用分块式。

查得“塔板分块数”的表得，精馏段和提馏段的塔板均分为分为4块。

边缘区宽度确定

精馏段和提馏段均取Ws=Ws’=0.09m，Wc=0.05m。

开孔区面积计算

开孔区面积Aa=2（x（r2-x2）0.5+πr2/180sin-1x/r）

其中x=0.5D-（Wd+Ws）=0.7-（0.238+0.09）=0.372m

r=0.5D-Wc=0.7-0.05=0.65m

由于开孔面积与精馏段和提馏段的变参数无关，则他们的开孔面积均相等即：

Aa=0.911m2

⑤筛孔计算及其排列

本例所处理的物系无腐蚀性。

可选用δ=3mm碳钢板，取筛孔直径d0=5mm。

筛孔按正三角形排列，由于孔中心距t一般为（3-4）do，则此处取孔中心距

t=2.8d0=2.8×5=14mm

筛孔数目n为

n=1.155Aa/t2=1.155×0.911/0.0142=5368个

开孔率为φ=0.907（0.005/0.014）2=11.57%

气体通过阀孔的气速为

精馏段u0=Vs/A0=1.3/（0.1157×0.911）=12.33m/s

提馏段u0’=Vs/A0=0.883/（0.1157×0.911）=8.38m/s

8、筛板的流体力学验算

①塔板压降

⑴干板阻力hc的计算

干板阻力hc=0.051（u0/c0）2（ρv/ρL）

由d0/δ=5/3=1.67，查图得c0=0.772计算得

精馏段hc=0.051（12.33/0.772）2（2.4/800.7）=0.039m液柱

提馏段hc’=0.051（8.38/0.8）2（3.793/789.67）=0.027m液柱

㈡气体通过液层的阻力h1的计算

h1=βhL

精馏段ua=Vs/（AT-Af）=1.3/（1.539-0.1462）=0.933m/s

Fo=0.933×（2.4）0.5=1.446Kg1/2/（s×m1/2）

查图得β=0.6

故h1=βhL=0.6×0.07=0.042m液柱

提馏段ua=Vs/（AT-Af）=0.883/（1.539-0.1462）=0.634m/s

Fo’=0.634×（3.793）0.5=1.235Kg1/2/（s×m1/2）

查图得β=0.62

故h1=βhL=0.62×0.07=0.0434m液柱

㈢液体表面张力的阻力

精馏段hσ=4σL/（ρLgd0）=4×20.455×0.001/（800.7×9.81×0.005）=0.0021m液柱

提馏段hσ’=4σL/（ρLgd0）=4×19.745×0.001/（789.67×9.81×0.005）=0.0020m液柱

㈣气体通过每层塔板的液柱高度

精馏段hp=hc+hL+hσ=0.039+0.042+0.0021=0.0831m液柱

提馏段hp=hc+hL+hσ=0.027+0.0434+0.0020=0.0724m液柱

⑤气体通过每层塔板的压降为

精馏段ΔPp=hpρLg=0.1391×800.7×9.81=652.74Pa＜0.7KPa（设计允许值）

提馏段ΔPp’=hpρLg=0.0724×789.67×9.81=560.86Pa＜0.7KPa（设计允许值）

2液面落差

对于筛板塔，液面落差很小，且本例的塔径和液流量均不大，故可忽略液面落差的影响。

3液沫夹带

ev=5.7×10-6/σL（ua/（HT-hf））3.2

hf=2.5hL=2.5×0.07=0.175m

精馏段ev=5.7×10-3/20.455×（0.933/（0.4-0.175））3.2=0.026Kg液/Kg气＜0.1Kg液/Kg气

提馏段ev’=5.7×10-3/19.745×（0.634/（0.4-0.175））3.2=0.0079Kg液/Kg气＜0.1Kg液/Kg气

故在本设计中液沫夹带量均在允许范围内。

4漏液

对筛板塔，漏液点气速

精馏段u0，min=4.4Co（（0.0056+0.13hL-hσ）ρL/ρv）1/2=4.4×0.772×（（0.0056+0.13×0.07-0.0021）800.74/2.4）1/2=6.96m/s

实际孔速12.33m/s＞u0，min

稳定系数K=uo/u0，min=1.77＞1.5

提馏段u0，min=4.4Co（（0.0056+0.13hL-hσ）ρL/ρv）1/2=4.4×0.772×（