-苯甲苯精馏塔设计-化工原理课程设计书--本科毕业设计.doc

化工原理课程设计书 苯甲苯精馏塔设计目 录（一）化工原理设计任务书3（二）概述4一、精馏基本原理4二、设计方案的确定4（三）塔工艺计算4一、精馏塔物料衡算5二、塔板数确定5三、精馏塔的工艺条件及有关物性数据的计算7四、精馏塔的塔体工艺尺寸设计11五、塔板主要工艺尺寸计算12六、筛板的流体力学验算14七、塔板负荷性能图17八、 设计结果一览表23（四）辅助设备的设定24（五）设计评述心得25（六）参考书目及附表26（一） 化工原理设计任务书一、设计名称：苯-甲苯精馏塔设计二、设计条件：在常压连续精馏塔中精馏分离含苯35%（质量%，下同）的苯-甲苯混合液，要求塔顶流出液中苯的回收率为97%，塔底釜残液中含苯不高于2%。处理量： 17500 t/a，料液组成（苯质量分数）： 35%，塔顶产品组成（质量分数）： 97%，塔顶易挥发组分回收率： 99%，每年实际生产时间： 300天三、设计任务完成精馏塔的工艺设计，有关附属设备的设计和选型，绘制精馏塔系统工艺流程图和精馏塔装配图，编写设计说明书。四、基础数据或其他操作条件所需数据自己查阅资料或根据资料确定五、设计说明书内容1 目录2 概述（设计方案的确定和流程说明、精馏基本原理等）3. 塔的物料恒算、塔板数的确定、塔的工艺条件及有关物性数据的计算；4. 塔和塔板的主要工艺尺寸的设计：（1） 塔体工艺尺寸的计算；（2） 塔板主要工艺尺寸的计算；（3） 塔板的流体力学验算；（4） 塔板负荷性能图。5. 设计结果概要或设计一览表6. 辅助设备的选型对再沸器进行设计，对预热器进行选型7. 参考文献8. 对本设计的评述或有关问题的分析讨论。（二） 概述一、 精馏基本原理精馏操作就是利用液体混合物在一定压力下各组分挥发度不同的性质，在塔内经过多次部分汽化与多次部分冷凝，使各组分得以完全分离的过程。二、 设计方案的确定 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。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38mm，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： () 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。 () 处理能力大，比同塔径的泡罩塔可增加1015。 () 塔板效率高，比泡罩塔高15左右。 () 压降较低，每板压力比泡罩塔约低30左右。 筛板塔的缺点是： () 塔板安装的水平度要求较高，否则气液接触不匀。 () 操作弹性较小(约23)。() 小孔筛板容易堵塞。（三） 塔工艺计算一、 精馏塔物料衡算1原料液及塔顶产品的摩尔分率 苯的摩尔质量 甲苯的摩尔质量 2. 原料液及塔顶产品的平均摩尔质量 3. 由物料衡算计算塔底产品的摩尔分率及平均摩尔质量 原料处理量总物料衡算 28.08=DW苯塔顶回收率 (D0.974)/(F0.388)=0.99联立解得 D11.07 kmol/h W=17.01 kmol/h式中 F-原料液流量 D-塔顶产品量 W-塔底产品量由苯物料衡算 28.080.3880.97411.0717.01解得=0.00663二、 塔板数确定1苯-甲苯相对挥发度确定根据表2计算各温度下相对挥发度，得以下计算结果：T=80.1,=2.53; T=85,=2.54; T=90,=2.51;T=95,=2.46; T=100,=2.41; T=105,=2.37;由此得平均相对挥发度=2.472. 回流比的确定由于进料为泡点进料，q=1,3. 精馏塔气液相负荷 4. 求操作线方程精馏段方程为：提馏段方程为：5. 逐板法求理论板数相平衡方程 = 0.974 =0.938根据相平衡与操作线方程依次计算得：0.877；0.894，0.773；0.801，0.620；0.662，0.442；0.494，0.2830.388精馏段理论板数n=50.283，0.382根据相平衡和操作线方程依次计算得：0.201；0.270，0.130；0.175，0.079；0.105，0.045；0.0594，0.0249；0.0315，0.0130；0.0153，0.006250.006m 符合要求2. 塔板布置1）塔板的分块精馏段因D=800mm，故塔板采用整块式。a)取边缘区宽度Wc=0.035m,安定区宽度b)开孔区面积计算：，c)筛孔数与开孔率：取筛空的孔径为，正三角形排列，碳钢板厚为,取，故孔中心距筛孔数个， 开孔率则每层板上的开孔面积为气体通过筛孔的气速为提馏段筛孔数、开孔率与精馏段相同气体通过筛孔的气速为所以气体通过筛孔的气速选11.56m/s六、 筛板的流体力学验算精馏段：1. 塔板压降1）干板阻力计算由，查图得，干板阻力2）气体通过液层的阻力计算，由与关联图查得板上液层充气系数=0.61，依式3）液体表面张力计算依式故则单板压强：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. 雾沫夹带在设计负荷下不会发生过量雾沫夹带。4. 漏液由式得筛板的稳定性系数，故在设计负荷下不会产生过量漏液。5. 液泛为防止降液管液泛的发生，应使降液管中清液层高度依式， 而，H=0.078+0.037+0.001=0.116m取，则故在设计负荷下不会发生液泛。根据以上塔板的各项液体力学验算，可认为精馏段塔径及各项工艺尺寸是适合的。提馏段：1. 塔板压降1）干板阻力计算由，查图得，干板阻力2）气体通过液层的阻力计算，由与关联图查得板上液层充气系数=0.6，依式3）液体表面张力计算依式故则单板压强：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. 雾沫夹带在设计负荷下不会发生过量雾沫夹带。4. 漏液由式得筛板的稳定性系数，故在设计负荷下不会产生过量漏液。5. 液泛为防止降液管液泛的发生，应使降液管中清液层高度依式， 而，H=0.078+0.037+0.001=0.116m取，则故在设计负荷下不会发生液泛。根据以上塔板的各项液体力学验算，可认为精馏段塔径及各项工艺尺寸是适合的。七、 塔板负荷性能图精馏段：1. 漏液线 由， 得整理得在操作范围内，任取几个Ls值，依上式计算出Vs值，计算结果列于下表。 Ls /(m3/s) 0.00060.00150.00300.004Vs /(m3/s)0.1870.1930.2000.204由上表数据即可作出漏液线。 2. 雾沫夹带线以 ev0.1kg液/kg气为限，求 Vs-Ls关系如下： 由 ，, 联立以上几式，整理得在操作范围内，任取几个Ls值，依上式计算出Vs值，计算结果列于下表。 Ls /(m3/s) 0.00060.00150.0030.004Vs /(m3/s)0.7430.7060.6590.632由上表数据即可作出液沫夹带线2 3. 液相负荷下限线对于平直堰，取堰上液层高度hOW0.006m作为最小液体负荷标准。得 据此可作出与气体流量无关的垂直液相负荷下限线3。 4. 液相负荷上限线以4s作为液体在降液管中停留时间的下限 据此可作出与气体流量元关的垂直液相负荷上限线4。 5. 液泛线令 由联立得忽略h，将hOW与Ls，hd与Ls，hc与Vs的关系式代人上式， 将有关的数据代入整理，得在操作范围内，任取几个Ls值，依上式计算出Vs值，计算结果列于下表。Ls /(m3/s) 0.00060.00150.0030.004Vs /(m3/s)0.6640.6350.5880.551由上表数据即可作出液泛线5。 根据以上各线方程，可作出筛板塔的负荷性能图，如图所示。 精馏段塔负荷性能图由此得出,，故操作弹性为：提馏段：1. 漏液线 由， 得整理得在操作范围内，任取几个Ls值，依上式计算出Vs值，计算结果列于下表。 Ls /(m3/s) 0.00060.00150.00300.004Vs /(m3/s)0.1790.1840.1910.195由上表数据即可作出漏液线。 2. 雾沫夹带线以 ev0.1kg液/kg气为限，求 Vs-Ls关系如下： 由 ，, 联立以上几式，整理得在操作范围内，任取几个Ls值，依上式计算出Vs值，计算结果列于下表。 Ls /(m3/s) 0.00060.00150.0030.004Vs /(m3/s)0.7390.6970.6420.611由上表数据即可作出液沫夹带线2 3. 液相负荷下限线对于平直堰，取堰上液层高度hOW0.006m作为最小液体负荷标准。得 据此可作出与气体流量无关的垂直液相负荷下限线3。 4. 液相负荷上限线以4s作为液体在降液管中停留时间的下限 据此可作出与气体流量元关的垂直液相负荷上限线4。 5. 液泛线令 由联立得忽略h，将hOW与Ls，hd与Ls，hc与Vs的关系式代人上式， 将有关的数据代入整理，得在操作范围内，任取几个Ls值，依上式计算出Vs值，计算结果列于下表。Ls /(m3/s) 0.00060.00150.0030.004Vs /(m3/s)0.6340.6070.5620.526由上表数据即可作出液泛线5。 根据以上各线方程，可作出筛板塔的负荷性能图，如图所示。 提馏段塔负荷性能图由此得出,，故操作弹性为：八、 设计结果一览表所设计筛板的主要结果汇总于表。项目符号单位计算数据精馏段提留段各段平均压强PmkPa109.18117.58各段平均温度tm90.75107.94平均流量气相VSm3/s0.360.37液相LSm3/s0.001120.00204实际塔板数N块1014板间距HTm0.400.40塔的有效高度Zm4.05.6塔径Dm0.80.8空塔气速um/s0.9230.84塔板液流形式单流型单流型溢流管型式弓形弓形堰长lwm0.530.53堰高hwm0.0490.049溢流堰宽度Wdm0.0990.099管底与受业盘距离hom0.0260.026板上清液层高度hLm0.060.06孔径domm5.05.0孔间距tmm15.015.0孔数n个16381638开孔面积m20.0320.032筛孔气速uom/s11.2511.56塔板压降hPkPa0.6140.664液体在降液管中停留时间s12.967.12堰上清液层高度hm0.0110.011负荷上限液泛控制液泛控制负荷下限漏液控制漏液控制操作弹性2.952.67（四） 辅助设备的设定1. 再沸器设计计算 1） 确定流体通入的空间 利用水蒸汽作为热源，根据换热器流体流经管程或壳程的选择原则，水蒸汽走壳程，便于排出，甲苯走管程。 2） 流体基本物性数据 甲苯的温度为 117.03,甲苯=357.64kJ/kg。水蒸汽的绝压为202.6PkPa，温度为 122.53，水=2204kJ/kg。平均温度差为=122.53-117.03=5.5 3） 热负荷及加热剂用量 热负荷为水蒸汽的用量4） 换热器的面积及设备选型 查表可知，选择。所以选择浮头式换热器，其规格如下： 公称直径（mm） 公称面积（m2） 管长（m） 管程数 管数 500 42.8 4.5 2 124 2. 原料预热器的选型1） 确定流体通入的空间利用水蒸汽作为热源，根据换热器流体流经管程或壳程的选择原则，水蒸汽走壳程，便于排出，物料走管程。2） 确定流体的定性温度及平均温度差热源采用低压饱和水蒸汽，表压为101.3 kPa，在绝压P=202.6kPa下，水蒸汽的温度为t=122.53。 物料进口温度为t=20，出口温度达到泡点温度，即tF=98.85。 ， 3） 热负荷及加热剂用量水蒸汽的汽化热为g=2204kJ/kg水蒸汽的用量为4） 换热器的面积及设备选型 查表知，在这里，选择。所以选择固定管板式换热器，其规格如下：公称直径（mm） 公称面积（m2） 管长（m） 管程数 管数 1592.53111 （五） 设计评述心得 经过两周的学习、设计和计算，我完成了这次的课程设计任务。从中我学到了很多，收获很多。 本次课程设计要求设计苯-甲苯分离塔设计，我通过查阅资料，学习课程设计范本，独立完成了本次设计任务。经过热力学验算，其各项操作性能指标均能符合工艺生产技术要求，达到预期的目的。 设计过程包括物料衡算，计算理论塔板数，计算物料不同温度、不同操作段的物性参数，由此进一步设计塔的参数，确定塔径、塔高，以及塔板各项参数。最后进行筛板流体力学验算、塔板负荷性能图计算等设计工作，对塔的附属设备（再沸器和预热器）进行设计，从而完成了整个设计任务。 这次历时近两周的的课程设计使我将平时所学的理论知识运用到实践中，使我对书本上所学理论知识有了进一步的理解，也使我自主学习了新的知识并在设计中加以应用。此次课程设计也促使我独立地去通过书籍、网络等各种途径查阅资料、查找数据和标准，确定设计方案。较为突出的是我运用EXCEL处理数据能力有所提高，如运用EXCEL计算理论塔板数、温度计算等，都锻炼了我的数据处理能力。通过这次课程设计提高了我的认识问题、分析问题、解决问题的能力。总之，这次课程设计不仅锻炼了我应用所学知识来分析解决问题的能力，也提高了自学、检索资料的技能。（六） 参考书目及附表1. 姚玉英等.化工原理（下册），天津：天津大学出版社，19992. 侯丽新. 板式精馏塔，北京：化学工业出版社，20003. 柴诚敬，刘国维，李阿娜. 化工原理课程设计，天津：天津科学技术出版社，19984. 化学工程编写组. 化学工程手册. 北京：化学工业出版社5. 国家医药管理局上海医药设计院. 化工工艺设计手册，北京：化学工业出版社附表表1 苯和甲苯的物理性质项目分子式分子量M沸点（）临界温度tC（）临界压强PC（kPa）苯A甲苯BC6H6C6H5CH378.1192.1380.1110.6288.5318.576833.44107.7表2 苯和甲苯的饱和蒸汽压温度80.1859095100105110.6,kPa，kPa101.3340.0116.946.0135.554.0155.763.3179.274.3204.286.0240.0表3 常温下苯甲苯气液平衡数据（2：例11附表2）温度80.1859095100105110.6液相中苯的摩尔分率汽相中苯的摩尔分率1.0001.0000.7800.9000.5810.7770.4120.6300.2580.4560.1300.26200表4 纯组分的表面张力(1：附录图7)温度8090100110120苯，mN/m甲苯，Mn/m21.221.72020.618.819.517.518.416.217.3表5 组分的液相密度(1：附录图8)温度()8090100110120苯,kg/甲苯,kg/814809805801791791778780763768表6 液体粘度（1：）温度()8090100110120苯（mP.s）甲苯（mP.s）0.3080.3110.2790.2860.2550.2640.2330.2540.2150.228表7常压下苯甲苯的气液平衡数据温度t液相中苯的摩尔分率x气相中苯的摩尔分率y110.560.000.00109.911.002.50108.793.007.11107.615.0011.2105.0510.020.8102.7915.029.4100.7520.037.298.8425.044.297.1330.050.795.5835.056.694.0940.061.992.6945.066.791.4050.071.390.1155.075.580.8060.079.187.6365.082.586.5270.085.785.4475.088.584.4080.091.283.3385.093.682.2590.095.981.1195.098.080.6697.098.880.2199.099.6180.01100.0100.028