化工原理课程设计Word文档格式.docx

1、 1） 绘制工艺流程图 2） 绘制精馏塔装置图 四参考资料 1 物性数据的计算与图表 2 化工工艺设计手册 3化工过程及设备设计 4化学工程手册 5化工原理 苯、氯苯纯组分的饱和蒸汽压数据 其他物性数据可查有关手册。目录 前 言 6 1设计方案的思考 6 2.设计方案的特点 6 3工艺流程确实定 6 一设备工艺条件的计算 8 1设计方案确实定及工艺流程的说明 8 2全塔的物料衡算 8 2.1 料液及塔顶底产品含苯的摩尔分率 8 2.2 平均摩尔质量 8 2.3 料液及塔顶底产品的摩尔流率 8 3塔板数确实定 9 3.1理论塔板数的求取 9 3.2 确定操作的回流比R 10 3.3求理论塔板数

2、11 3.4 全塔效率 12 3.5 实际塔板数近似取两段效率相同 13 4操作工艺条件及相关物性数据的计算 13 4.1平均压强 13 4.2 平均温度 14 4.3平均分子量 14 4.4平均密度 15 4.5 液体的平均外表张力 16 4.6 液体的平均粘度 17 4.7 气液相体积流量 18 6 主要设备工艺尺寸设计 19 6.1 塔径 19 7 塔板工艺结构尺寸的设计与计算 20 7.1 溢流装置 20 7.2 塔板布置 23 二 塔板流的体力学计算 25 1 塔板压降 25 2 液泛计算 27 3雾沫夹带的计算 28 4塔板负荷性能图 30 4.1 雾沫夹带上限线 30 4.2 液

3、泛线 31 4.3 液相负荷上限线 32 4.4 气体负荷下限线漏液线33 4.5 液相负荷下限线 33 三 板式塔的结构与附属设备 35 1 塔顶空间 35 2 塔底空间 36 3 人孔数目 36 4 塔高 36 浮阀塔总体设备结构简图：37 5接管 38 5.1 进料管 38 5.2 回流管 38 5.3 塔顶蒸汽接管 39 5.4 釜液排出管 39 5.5 塔釜进气管 40 6法兰 40 7 筒体与封头 41 7.1 筒体 41 7.2 封头 41 7.3 裙座 41 8 附属设备设计 41 8.1 泵的计算及选型 41 8.2 冷凝器 42 8.3 再沸器 43 四 计算结果总汇 44

4、 五 结束语 45 六 符号说明：45 前 言 1设计方案的思考 通体由不锈钢制造，塔节规格25100mm、高度0.51.5m，每段塔节可设置12个进料口/测温口，亦可结合客户具体要求进行设计制造各种非标产品。整个精馏塔包括：塔釜、塔节、进料罐、进料预热器、塔釜液储罐、塔顶冷凝器、回流比控制器、产品储罐等。塔压降由变送器测量，塔釜上升蒸汽量可通过采用釜液温度或灵敏板进行控制，塔压可采用稳压阀控制，并可装载自动平安阀。为使塔身保持绝热操作，采用现代化仪表控制温度条件，并可在室温300范围内任意设定。同时，为了满足用户的科研需要，每一段塔节内的温度、塔釜液相温度、塔顶气相温度、进料温度、回流温度、

5、塔顶压力、塔釜压力、塔釜液位、进料量等参数均可以数字显示。2.设计方案的特点 浮阀塔由于气液接触状态良好，雾沫夹带量小（因气体水平吹出之故），塔板效率较高，生产能力较大。浮阀塔应用广泛，对液体负荷变化敏感，不适宜处理易聚合或者含有固体悬浮物的物料，浮阀塔涉及液体均布问题在气液接触需冷却时会使结构复杂板式塔的设计资料更易得到，便于设计和比照，而且更可靠。浮阀塔更适合，塔径不是很大，易气泡物系，腐蚀性物系，而且适合真空操作。3工艺流程确实定 原料液由泵从原料储罐中引出，在预热器中预热后送入连续板式精馏塔F1型浮阀塔，塔顶上升蒸汽流采用强制循环式列管全凝器冷凝后一局部作为回流液，其余作为产品经冷却至

6、后送至产品槽； 塔釜采用热虹吸立式再沸器提供气相流，塔釜残液送至废热锅炉。以下是浮阀精馏塔工艺简图 一设备工艺条件的计算 1设计方案确实定及工艺流程的说明 本设计任务为别离苯-氯苯混合物。对于二元混合物的别离，应采用连续精馏过程。设计中采用泡点进料q=1，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，冷凝液在泡点下一局部回流至塔内，其余局部经产品冷却器冷却后送至储罐。该物系属易别离物系，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。2全塔的物料衡算 2.1 料液及塔顶底产品含苯的摩尔分率 苯和氯苯的相对摩尔质量分别为7

7、8.11 kg/kmol和112.61kg/kmol。平均相对挥发度，那么，汽液平衡方程为： 3.2 确定操作的回流比R 将表3-1中数据作图得曲线。图3-1 苯氯苯混合液的xy图 在图上，因，查得，而，。故有： 考虑到精馏段操作线离平衡线较近，故取实际操作的回流比为最小回流比的2.485倍，即：求精馏塔的汽、液相负荷 3.3求理论塔板数 精馏段操作线：提馏段操作线： 提馏段操作线为过和两点的直线。查图一，由=0.986 =0.00288查得塔顶及塔釜温度分别为： =80.43 =138.48， 全塔平均温度 =（+）/2=（80.43+138.48）/2=109.5 根据表3-4 表3-4

8、苯-氯苯温度粘度关系表 温度 20 40 60 80 100 120 140 苯 粘度mPas 0.638 0.485 0.381 0.308 0.255 0.215 0.184 氯苯 粘度mPas 0.75 0.56 0.44 0.35 0.28 0.24 0. 利用差值法求得：，。3.5 实际塔板数近似取两段效率相同 精馏段：块，取块 提馏段：块，取块 总塔板数块 4操作工艺条件及相关物性数据的计算 4.1平均压强 取每层塔板压降为0.7kPa计算。塔顶： 加料板：塔底： 精馏段平均压强 提镏段平均压强 4.2 平均温度 利用表3-1数据，由拉格朗日差值法可得 塔顶温度 , 加料板 ， 塔

9、底温度 ， 精馏段平均温度 提镏段平均温度 4.3平均分子量 精馏段： 液相组成：， 气相组成：， 所以 提镏段：， 所以 4.4平均密度 4.4.1 液相平均密度 表4-1 组分的液相密度kg/m3温度，80 90 100 110 120 130 140 苯 817 805 793 782 770 757 745 氯苯 1039 1028 1018 1008 997 985 975 纯组分在任何温度下的密度可由下式计算 苯 ： 推荐：氯苯 ：式中的t为温度， 塔顶： 进料板： 塔底： 精馏段：提镏段：4.4.2汽相平均密度 精馏段：4.5 液体的平均外表张力 表5-1 组分的外表张力 温度

10、80 85 110 115 120 131 A 苯 21.2 20.6 17.3 16.8 16.3 15.3 B 氯苯 26.1 25.7 22.7 22.2 21.6 20.4 液体平均外表张力依下式计算，即 塔顶液相平均外表张力的计算 由，用内插法得 ， , 进料板液相平均外表张力的计算 由，用内插法得 ， , 塔底液相平均外表张力的计算 由，用内插法得 ， , 精馏段液相平均外表张力为 提镏段液相平均外表张力为 4.6 液体的平均粘度 表三 不同温度下苯氯苯的粘度 温度t， 60 80 100 120 140 苯mPas 0.381 0.308 0.255 0.215 0.184 氯苯

11、mPas 0.515 0.428 0.363 0.313 0.274 液相平均粘度可用 表示 4.6.1 塔顶液相平均粘度 ， ， ， 4.6.2 进料板液相平均粘度 ， ， ， 4.6.3 塔底液相平均粘度 ， ， , 4.7 气液相体积流量 精馏段：汽相体积流量 汽相体积流量 液相体积流量 液相体积流量 提镏段：汽相体积流量 汽相体积流量 液相体积流量 液相体积流量 6 主要设备工艺尺寸设计 6.1 塔径 精馏段：初选塔板间距及板上液层高度，那么： 按Smith法求取允许的空塔气速即泛点气速 查Smith通用关联图得 负荷因子 泛点气速：m/s 取平安系数为0.7，那么空塔气速为 精馏段的

12、塔径 按标准塔径圆整取 提镏段：m/s 取平安系数为0.7，那么空塔气速为 精馏段的塔径 按标准塔径圆整取 7 塔板工艺结构尺寸的设计与计算 7.1 溢流装置 因塔径为1.6m，所以采用单溢流型的平顶弓形溢流堰、弓形降液管、凹形受液盘，且不设进口内堰。7.1.1 溢流堰长出口堰长 取 精馏段堰上溢流强度,满足强度要求。提镏段堰上溢流强度,满足强度要求。7.1.2出口堰高 对平直堰 精馏段：由及，查化工原理课程设计图5-5得， 于是： 满足要求 验证： （设计合理） 提镏段：由及，查化工原理课程设计图5-5得，于是：满足要求 验证： （设计合理） 7.1.3 降液管的宽度和降液管的 由，查化工原

13、理课程设计P112图5-7得，即：，。液体在降液管内的停留时间 精馏段：满足要求 提镏段：满足要求7.1.4 降液管的底隙高度 精馏段：取液体通过降液管底隙的流速，那么有：不宜小于0.020.025m，本结果满足要求 故合理 提镏段：不宜小于0.020.025m，本结果满足要求 故合理 选用凹形受液盘，深度 7.2 塔板布置 7.2.1 塔板的分块 本设计塔径为，故塔板采用分块式，塔板分为4块。7.2.2 边缘区宽度确定 取 7.2.3 开孔区 计算 其中： 故 7.2.4 浮阀数计算及其排列 精馏段：预先选取阀孔动能因子,由F0=可求阀孔气速， 即 F-1型浮阀的孔径为39mm，故每层塔板上

14、浮阀个数为 浮阀排列方式采用等腰三角形叉排。取同一横排的孔心 那么排间距 考虑到塔径比较大，而且采用塔板分块，各块支撑与衔接也要占去一局部鼓泡区 ，因而排间距不宜采用0.071m,而应小一点，故取，按，以等腰三角叉排方式作图得阀孔数 实际孔速 阀孔动能因数为 所以阀孔动能因子变化不大，仍在914的合理范围内，故此阀孔实排数适用。此开孔率在5%15%范围内，符合要求。所以这样开孔是合理的。 预先选取阀孔动能因子,由F0=可求阀孔气速 即 F-1型浮阀的孔径为39mm，故每层塔板上浮阀个数为 浮阀排列方式采用等腰三角形叉排。取同一横排的孔心 那么排间距 考虑到塔径比较大，而且采用塔板分块，各块支撑

15、与衔接也要占去一局部鼓泡区 ，因而排间距不宜采用0.066m,而应小一点，故取，按，以等腰三角叉排方式作图得阀孔数 实际孔速 阀孔动能因数为 所以阀孔动能因子变化不大，仍在914的合理范围内，故此阀孔实排数适用。阀孔排列 二 塔板流的体力学计算 1 塔板压降 精馏段 1计算干板静压头降 由式可计算临界阀孔气速，即 ，可用算干板静压头降，即 2 计算塔板上含气液层静压头降 由于所别离的苯和甲苯混合液为碳氢化合物，可取充气系数，板上液层高度 所以依式 3计算液体外表张力所造成的静压头降 由于采用浮阀塔板，克服鼓泡时液体外表张力的阻力很小，所以可忽略不计。这样，气流经一层，浮阀塔板的静压头降为 提镏

16、段：（1）计算干板静压头降 由式可计算临界阀孔气速，即 ，可用算干板静压头降，即 （2）计算塔板上含气液层静压头降 由于所别离的苯和甲苯混合液为碳氢化合物，可取充气系数，板上液层高度 所以依式 （3）计算液体外表张力所造成的静压头降 由于采用浮阀塔板，克服鼓泡时液体外表张力的阻力很小，所以可忽略不计。这样，气流经一层，浮阀塔板的静压头降为 2 液泛计算 式 精馏段 （1）计算气相通过一层塔板的静压头降 前已计算 （2）液体通过降液管的静压头降 因不设进口堰，所以可用式 式中 （3）板上液层高度：那么 为了防止液泛，按式：，取平安系数，选定板间距, 从而可知，符合防止液泛的要求 （4） 液体在降

17、液管内停留时间校核 应保证液体早降液管内的停留时间大于35 s,才能使得液体所夹带气体释出。本设计 可见，所夹带气体可以释出。提镏段 （1）计算气相通过一层塔板的静压头降 前已计算 （2）液体通过降液管的静压头降 因不设进口堰，所以可用式 式中 （3）板上液层高度：，那么 为了防止液泛，按式：3雾沫夹带的计算 判断雾沫夹带量是否在小于10%的合理范围内，是通过计算泛点率来完成的。泛点率的计算时间可用式： 和 塔板上液体流程长度 塔板上液流 精馏段：苯和氯苯混合液可按正常物系处理，取物性系数K值，K=1.0,在从泛点负荷因数图中查得负荷因数,将以上数值分别代入上式 及 提镏段：苯和氯苯混合液可按

18、正常物系处理，取物性系数K值，K=1.0,在从泛点负荷因数图中查得负荷因数,将以上数值分别代入上式 及 为防止雾沫夹带过量，对于大塔，泛点需控制在80%以下。从以上计算的结果可知，其泛点率都低于80%，所以雾沫夹带量能满足的要求。4塔板负荷性能图 4.1 雾沫夹带上限线 对于苯氯苯物系和已设计出塔板结构，雾沫夹带线可根据雾沫夹带量的上限值所对应的泛点率 （亦为上限值）,利用式 和便可作出此线。由于塔径较大，所以取泛点率，依上式有 精馏段： 后得 即 即为负荷性能图中的线（y1） 此式便为雾沫夹带的上限线方程，对应一条直线。所以在操作范围内任取两个值便可依式算出相应的。利用两点确定一条直线，便可

19、在负荷性能图中得到雾沫夹带的上限线。0.001 0.005 0.01 0.015 0.02 0.025 2.431 2.345 2.236 2.128 2.0199 1.912 提镏段： 后得 即 即为负荷性能图中的线（y1） 0.001 0.005 0.01 0.015 0.02 0.025 2.619 2.534 2.429 2.323 2.219 2.113 4.2 液泛线 由式， 联立。即 式中， ，板上液层静压头降 从式知，表示板上液层高度，。所以板上 液体外表张力所造成的静压头和液面落差可忽略 液体经过降液管的静压头降可用式 那么 式中阀孔气速与体积流量有如下关系 精馏段：式中各参

20、数或已计算出，即 ；代入上式。后便可得与的关系，即 此式即为液泛线的方程表达式。在操作范围内任取假设干值，依 0 0.005 0.01 0.015 0.02 0.025 3.41 3.13 2.86 2.52 2.03 1.25 用上述坐标点便可在负荷性能图中绘出液泛线，图中的（y2）。 ；代入上式 后便可得与的关系，即 0.001 0.005 0.01 0.015 0.02 0.025 3.243 3.051 2.792 2.455 1.983 1.221 用上述坐标点便可在负荷性能图中绘出液泛线，图中的（y2）。4.3 液相负荷上限线 为了使降液管中液体所夹带的气泡有足够时间别离出，液体在

21、降液管中停留时间不应小于35s。所以对液体的流量须有一个限制，其最大流量必须保证满足上述条件。由式可知，液体在降液管内最短停留时间为35秒。取为液体在降液管中停留时间的下限，所对应的那么为液体的最大流量,即液相负荷上限，于是可得 精馏段：所得到的液相上限线是一条与气相负荷性能无关的竖直线，即负荷性能图中的线（y3）。 所得到的液相上限线是一条与气相负荷性能无关的竖直线，即负荷性能图中的线（y3）。4.4 气体负荷下限线漏液线 对于F1型重阀，因 ,即负荷性能图中的线（y4）。4.5 液相负荷下限线 取堰上液层高度作为液相负荷下限条件，作出液相负荷下限线，该线为与气相流量无关的竖直线。、代入的值

22、那么可求出和 精馏段： 按上式作出的液相负荷下限线是一条与气相流量无关的竖直线，见图中的线（5）. 提镏段： 按上式作出的液相负荷下限线是一条与气相流量无关的竖直线，见图中的线（y5）. 精馏段负荷性能图如下： 在操作性能图上，作出操作点A，连接OA，即为操作线。由图8-1可知，液泛线在雾沫夹带线的上方，所以塔板的气相负荷上限由雾沫夹带控制，操作下限由漏液线控制。按固定的液气比，从负荷性能图中可查得气相负荷上限,气相负荷下限，所以可得 提馏段负荷性能图如下：由图8-2可知，液泛线在雾沫夹带线的上方，所以塔板的气相负荷上限由雾沫夹带控制，操作下限由漏液线控制。按固定的液气比，从负荷性能图中可查得

23、气相负荷上限,气相负荷下限所以可得 三 板式塔的结构与附属设备 1 塔顶空间 塔的顶部空间指塔内最上层塔板与塔顶空间的距离。为利于出塔气体夹带的液滴沉降，其高度HD是指塔顶第一层塔盘到塔顶封头的直线距离，通常取HD为1.52.0HT。取除沫器到第一块板的距离为。故取塔顶空间为： 2 塔底空间 塔底空间是指塔内最下层塔板到塔底间距。塔底储液空间是依储存液量停留1015min而定的，塔底液面至最下层塔板之间保存12m。以保证塔底料液不致流空。塔的底部空间高度HB是指塔底最末一层塔盘到塔底下封头切线的距离：取 3 人孔数目 人孔是 或检修人员进出塔的唯一通道，人孔的设置应便于进入任何一层塔板，由于设

24、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以到达要求， 对于D1000mm的板式塔， 每隔68块塔板设置一个人孔；且裙座处取2个人孔。本塔 20块塔板，因此，在精馏段和提留段各设置一个人孔。每个孔直径为，厚，高52mm。在设置人孔处，板间距为600mm，裙座上应开个人孔，直径为 ，人孔伸入塔内部应与塔内壁修平，其边缘需倒棱和磨圆，人孔法兰的密封面形及垫片用材，一般与塔的接管法兰相同，本设计也是如此 4 塔高 板式塔的塔高如图9-1所示，塔体总高度由下式决定： 式中 HD塔顶空间，m； HB塔底空间，m；HT塔板间距，m；HT开有人孔的塔板间距，m； HF进料段板间距，m； Np

25、实际塔板数； S 人孔数目不包括塔顶空间和塔底空间的人孔 H1封头高度；m H2裙座高度；m 塔体总高度： 浮阀塔总体设备结构简图： 5接管 5.1 进料管 进料管的结构类型很多，有直管进料管、T型进料管、弯管进料管。本设计采用直管进料管，管径计算如下：, , 那么体积流量 取管内流速 那么管径 查无隙钢管标准，取进料管规格703 那么管内径d=64mm 进料管实际流速 5.2 回流管 采用直管回流管， 回流管的回流量,平均密度， 塔顶液相平均摩尔质量 那么液体流量 取管内流速，那么回流管直径 查无隙钢管标准，取回流管规格604 那么管内直径d=52mm 回流管内实际流速 5.3 塔顶蒸汽接管

26、 塔顶汽相平均摩尔质量 塔顶汽相平均密度 那么蒸汽体积流量：取管内蒸汽流速 那么 查无隙钢管标准，取回流管规格29912 那么实际管径d=275mm 塔顶蒸汽接管实际流速 5.4 釜液排出管 塔底 ，塔顶汽相平均摩尔质量 平均密度 体积流量：取管内流速 那么 查无隙钢管标准，取回流管规格 那么实际管径d=33mm 塔顶蒸汽接管实际流速 5.5 塔釜进气管 ，塔顶汽相平均摩尔质量 塔釜蒸汽密度 那么塔釜蒸汽体积流量：取管内蒸汽流速 那么 可取回流管规格29910 那么实际管径d=280mm 塔顶蒸汽接管实际流速 6法兰 由于常压操作，设计压力为0.4MPa，应选择法兰时，以0.6MPa作为其公称

27、压力，即PN=0.6 根据HG5010-58标准，均选择标准管法兰，平焊法兰，结果如下：进料管接管法兰：PN0.6DN70 HG 5010 回流管接管法兰：PN0.6DN50 HG 5010 塔釜出料管接法兰：PN0.6DN80 HG 5010 塔顶蒸汽管法兰：PN0.6DN500 HG 5010 塔釜蒸汽进气管法兰：PN0.6DN500 HG 5010 7 筒体与封头 7.1 筒体 精馏段D=1600mm，取壁厚， 材质：Q235 提馏段D=1600mm，取壁厚， 材质：Q235 7.2 封头 封头采用椭圆形封头。那么内径d=62mm，得： 取绝对粗糙度为： 那么相对粗糙度为：摩擦系数 由

28、=0.0107 进料口位置高度：h=14-10.45+2.1+0.4+3=11.35m 扬程：可选择泵为IS50-32-125 8.2 冷凝器 塔顶温度tD=80.43 冷凝水t1=20 t2=30 那么 由tD=80.43 查液体比汽化热共线图得 塔顶被冷凝量 冷凝的热量 取传热系数 那么传热 冷凝水流量 选型：G436-2.5-59.24 8.3 再沸器 塔底温度tw=138.48 用t0=150的蒸汽，釜液出口温度t1=142 那么 由tw=138.48 查液体比汽化热共线图得 那么 取传热系数 那么传热 加热蒸汽的质量流量 选用热虹吸式再沸器（） G600-2.5-164.6 DN m

29、m PN MPa 换热 m2 600 2.5 164.6 四 计算结果总汇 序号 精馏段工程 数值 序号 提馏段工程 数值 1 平均温度tm/ 84.29 1 平均温度tm/ 113.3 2 平均压力pm/kPa 107.4 2 平均压力pm/kPa 113.7 3 气相流量Vs/（m3/s） 1.742 3 气相流量Vs/（m3/s） 1.770 4 液相流量Ls/（m3/s） 0.00254 4 液相流量Ls/（m3/s） 0.00853 5 汽相平均密度kg/m32.87 5 汽相平均密度kg/m33.35 6 实际总塔板数 6 6 实际塔板数 14 7 塔径/m 1.6 7 塔径/m 1.6 8 板间距/m 0.45 8 板间距/m 0.45 9 溢流形式 单溢流 9 溢流形式 单溢流 10 降液管形式 弓形 10 降液管形式 弓形 11 堰长/m 1.28 11 堰长/m 1.28 12 堰高/m 0.0496 12 堰高/m 0.0364 13 板上液层高度/m 0.06 13 板上液层高度/m 0.06 14 堰上液层高度/m 0.0104 14 堰上液层高度/m 0.0236 15 降液管底隙高