化工原理课程设计设计说明书

1 化工原理课程设计设计说明书 计方案的选定及基础数据的搜集 计方案的选定 本设计任务为分离苯一甲苯混合物。由于 塔内压力接近常压（实际上略高于常压），因操作压力偏离常压很小， 可以近似看做在常压下操作。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入精馏塔内。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，故可由操作总费用等核算出最佳操作回流比。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，但塔釜液温度较高，故可直接用其预热进料液至泡点温度，充分利用了能量。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。 择塔型 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 8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 10 15。 ( ) 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 2 3)。 ( ) 小孔筛板容易堵塞。 下图是板式塔的简略图： 2 础数据的搜集 表 苯和甲苯的物理性质 项目 分子式 分子量 M 沸点（） 临界温度 ） 临界压强 苯 A 苯 B 苯和甲苯的饱和蒸汽压 温度 5 90 95 100 105 常压下苯 甲苯气液平衡数据 温度 5 90 95 100 105 液相中苯的摩尔分率 相中苯的摩尔分率 3 表 纯组分的表面张力 温度 80 90 100 110 120 苯， mN/m 甲苯， Mn/m 0 组分的液相密度 温度 ( ) 80 90 100 110 120 苯 ,3m 814 805 791 778 763 甲苯 ,3m 809 801 791 780 768 表 液体粘度 温度 ( ) 80 90 100 110 120 苯（ s） 苯（ s） 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 y 4 表 数值 组分 A B C 苯 苯 馏塔的物料衡算 料液及塔顶、塔底产品的摩尔分率 物料衡算式 : 苯的摩尔质量 甲苯的摩尔质量 k mo / 料液及塔顶、塔底产品的平均摩尔质量 m k/ m k/ m o k/ 料衡算 原料处理量 km 0 总物料衡算 苯物料衡算 1 联立解得 hk m m 式中 5 板数的确定 论板数 求取 （ 1）求最小回流比 由 表 1 苯和甲苯的物理性质 查得 ，苯和甲苯的沸点分别为 在 ，由安托因方程 t c)及表 得 相对挥发度 1= 理，在 ，相对挥发度 2=于（ 1） 1 100 30 则 = 1 2 x 相平衡方程 1 ( 1)xy x 联立，得 y=(x/1+(x 又由x= 可解得535 xy = 2） 最佳回流比的确定 R=（ ） 取不同的 R 值，可以求出相应的理论板数，作 N*（ R+1） R 图，找出 N*（ R+1）最小时对应的 R 值，运用 件作图如下 6 图 *(R+1)与 R 的关系 通过程序求得 R=R R 当 R=馏段操作线方程2 5 6 2 8 0 8 6 nn x，提馏段操作线方程 0 0 2 1 5 2 0 1 nn x。逐板法求解 No x y 1 0 进料板 1 2 3 4 5 6 7 8 板法求解表 7 图 论板数图解法 即取 R=18，第 10 块为进料板 效率的计算 查表 D= t 塔釜温度 W t 由表 查得（ A 表示苯， B 表示甲苯） 在 ，s，s 在 ，s，s 在 ，s，s 由平均黏度公式 l g l g (1 ) l gi i i A i i （其中 i 为 D,F,W） ,可得 D=s，F=s，W=s 故精馏段提馏段平均黏度分 别为（ 1 表示精馏段， 2 表示提馏段） 8 1 2 =2 2 =法，从大量烃类及非烃类工业装置的精馏塔实际数据归纳而成， E 。精馏段提馏段的塔板效率分别为 116 216 实际板数 精馏段实际板层数1N=9/ 取 19层 ,进料板在第 20块板 提馏段实际板层数2N=9/ 取 18 层 精馏塔的实际板数为 37 块板 馏塔的工艺条件及有关物性数据的计算 作压力的计算 塔顶操作压力 P =105.3 层塔板压降 P 0.7 料板压力 19=底操作压力 37=馏段平均压力 1（ 2 119.5 馏段平均压力 2（ 进料板温度 t 塔 底温度 t 9 精馏段平均温度 FD 提馏段平均温度 (2 WF 均摩尔质量的计算 塔顶平均摩尔质量计算 由 xD=入相平衡方程得 k m o L / k m o V / 进料板平均摩尔质量计算 由上面理论板的算 法，得 k m o V / k m o L / 塔底平均摩尔质量计算 由 =相平衡方程，得 (k m o V )/(k m o l 精馏段平均摩 尔质量 )/(k m o )/(k m 10 提馏段平均摩尔质量 )/(k m )/(k m 均密度的计算 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 )/(2 3 9 3mV m 提馏段的平均气相密度 )/(, MV m 液相平均密度计算 液相平均密度依下式计算，即 1 由温度可以查有机液体相对密度共线图可以得到对应的液体密度 11 图 机液体相对密度共线图 由 查手册得 3/ 3/ 3 4 . 9 3 8 k g /8 1 1 . 3 4 10 . 9 8 7 4 . 9 8 60 . 9 8 7 1 L D 由 查手册得 3/ 3/ 12 3 5 . 1 5 4 k g /7 9 4 . 6 7 30 . 2 7 917 9 6 . 40 . 2 7 9 1 L F 由 查手册得 3/ 3/ 3 0 . 9 6 9 k g /7 8 0 . 9 6 80 . 9 97 8 1 . 0 3 10 . 0 1 1 L W 3/ 提馏段液相平均密度为 3/ 体平均表面张力的计算 由公式： 及查有机液体的表面张力共线图得液体张力可以计算液体表面张力 13 图 机液体的表面张力共线图 由 查共线图得 )/( )/( )/( 由 查共线图得 )/( )/( )/( 由 查共线图得 )/( )/( 14 )/(4 2 1 精馏段液相平均表面张力为 )/( 提馏段液相平均表面张力为 )/( 体平均黏度的计算 由公式：x 及查液体黏度共线图得液体黏度可以计算液体黏度 图 体黏度共线图 15 (1)塔顶液相平均粘度计算 由 查手册得 ， 0 . 3 0 6 )0 . 0 1 70 . 3 0 2 ) D m 解得 m 进料板液相平均粘度计算 由 查手册得 8 9 ， )2 6 8 2.0( 8 5 9 7.0( 1 L F m解得 m （ 3）塔底液相平均粘度计算 由 C ，查手册得 0 8 ， )2 6 0 8.0( 9 4 8 0.0( 0 L W m解得 m 精馏段液相平均黏度为 )( 提馏段液相平均黏度为 )( 液负荷计算 精馏段： hk m o 1( 3 8 0 0 9 0 0 3 hk m o 16 0 0 1 1 0 0 9 0 0 3 0 00 0 1 1 0 0 3 提馏段： hk m o 1()1( 3 8 0 0 9 0 0 3 hk m o 0 0 2 7 0 0 9 0 0 3 0 0 0 00 0 2 7 0 0 3 馏塔的塔体工艺尺寸计算 径的计算 塔板间距 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 间距与塔径关系 塔径 m 间距 00 300 250 350 300 450 350 600 400 600 对精馏段： 初选板间距 ，取板上液层高度 ， 故 T ； 查史密斯关联图 得 依式 0 17 图 密斯关联图 校正物系表面张力为 时 20 a x 可取安全系数为 （安全系数 故 4 a x 按标准 ,塔径圆整为 核 ,塔径 D=s /7 2 4 7 a x u u，可行 塔截面积为 2 实际空塔气速由式 ,可得 对提馏段： 初选板间距 ，取板上液层高度 ， 故 T ； 18 查史密斯关联图 得 式 0 校正物系表面张力为 时 20 a x 可取安全系数为 （安全系数 故 6 2 0 a x 0 按标准 ,塔径圆整 核 ,塔径 D=s /7 2 a x u u，可行 实际空塔气速由式 ,可得 效塔高的计算 精馏段有效塔高 ）（ 提馏段有效塔高 22 ） 在进料板上方开一人孔，其高度为 精馏塔的有效高度为 Z=2+板主要工艺尺寸的计算 流装置计算 19 精馏段 因塔径 D 选用单溢流弓形降液管，采用平行受液盘。对精馏段各项计算如下： a)溢流堰长 单溢流区 D，取堰长 b)出口堰高 4 查液流收缩系数计算图可以得到液流收缩系数 E。 图 液流收缩系数计算图 查得 E= 3/2 故 5 0 3 9 6 c)降液管的宽度 降液管的面积 由 20 图 形降液管的宽度与面积 DW d ， A 故 ， 222 f 利用 计算液体在降液管中停留时间以检验降液管面积， 即 （大于 5s，符合要求） d)降液管底隙高度 取液体通过降液管底隙的流速 （ s） 依式 7 3 0 3 满足条件，故降液管底隙高度设计合理 e)受液盘 采用平行形受液盘，不设进堰口，深度为 6021 提馏段 因塔径 D 选用单溢流弓形降液管，采用平行受液盘。对提馏段各项计算如下： a)溢流堰长 单溢流区 D，取堰长 b)出口堰高 查液流收缩系数计算图可以得到液流收缩系数 E。 查得 E= 3/2 故 4 2 7 c)降液管的宽度 降液管的面积 由 DW d ， A 故 ， 222 f 利用 计算液体在降液管中停留时间以检验降液管面积， 即 （大于 5s，符合要求） d)降液管底隙高度 取液体通过降液管底隙的流速 （ s） 依式 ow so 3 9 2 满足条件，故降液管底隙高度设计合理 e)受液盘 采用平行形受液盘，不设进堰口，深度为 6022 板布置 塔板的分块 因 D 800塔板采用分块式。塔极分为 3块。 a)取边缘区宽度 由于小塔边缘区宽度取 030 所以这里取安定区宽度 由于 0070取 8.0b)开孔区面积 用 a 1222 s 算开孔区面积 c ， 解得， 2222 cs i mA a c)筛孔数 n 与开孔率 ： 本例所处理的物系无腐蚀性，可选用 碳钢板，取筛板直径 0 ，筛孔按正三角形排列，取 t/d=故孔中心距 t为 筛孔数 个1 4 2 开孔率 %4/220 每层板上的开孔面积 0A 为 20 0 3 a 气体通过筛孔的气速为 精馏段： 23 )/(88.0 提馏段： )/( 8 7.0 图 板布置图 板的流体力学验算 塔板的流体力学计算，目的在于验算预选的塔板参数是否能维持塔的正常操作，以便决定对有关塔板参数进行必要的调整，最后还要作出塔板负荷性能图。 板阻力 20 5 式中： 液柱；干板阻力， 24 液柱气体通过液层的阻力， mmh(1)精馏段 20 5 干板孔的流量系数图得 C 图 板孔的流量系数图 液柱 A )/(121 图 气系数 0与 得 ，所以 液柱 3 5 25 0 2 0 59 8 1 0 1 0 4 所以 液柱 5 9 2 0 5 8 0 50 8 5 9 (2)提馏段 8 干板孔的流量系数图得 C 液柱 A 8 6 2 )/(121 得 ，所以 液柱 3 4 0 1 9 89 8 1 0 1 0 4 所以 液柱 9 8 1 9 4 3 0 80 8 9 8 液点 当孔速低于漏液点气速时，大量液体从筛孔漏液，这将严重影响塔板效率，因此，漏液点气速为下限气速，筛孔的漏液点气速按下式计算： ) 5 其中oL 98104 26 （ 1） 精馏段 4 5)0 0 2 0 5 稳定系数 在设计负荷下不会产生过量 漏液。 （ 2） 提馏段 0 1 9 5 稳定系数 在设计负荷下不会产生过量漏液。 沫夹带 5 中A ， 根据设计经验Lf 馏段 气气 /故在设计负荷下不会发生过量的雾沫夹带 提馏段 气气 /故在设计负荷下不会发生过量的雾沫夹带 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。 泛的校核 为了避免液泛，降液管中液面高（ 不得超过 )(倍的即 其中液体在降液管出口阻力： oW sd h 27 精馏段 4 6 7 5 9 取 则 0 3 WT 2 2 6 7 故在设计负荷下不会发生液泛 提馏段 32 6 0 9 8 取 则 2 2 1 2 WT 2 2 1 6 0 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。 板负荷性能图 1、精馏段 (1) 雾沫夹带线 雾沫夹带量 5 中A 28 0 00 2 2 8 2 取气前面求得 精， 代入 整理得： 3/V (2) 液泛线 令 )(T 由 ; 11 联立得 11忽略h，将S，S，整理得 3/222 式中 200 )( 05 WT 1( 0 20 )/(3/2033 6 0 0)1( 将有关数据代入，得 21 a 0 3 1 b 2)0 2 1 5 21 c 29 3/231 22 5 9 21 7 整理，得 2 (3) 液相负荷上限线 以 4 0 0 3 m a x, 从而做 出液相负荷上限线 3 (4) 漏液线 由 3/28 6 2 和， 代入 ) 5 i n, 得： 3/2m i n, V 整理得： 3/2m i n, 112 V (5) 液相负荷下限线 对于平直堰，取堰上液层高度 为最小液体负荷标准。 E=,3/2m i n, 30 s /0 0 0 5 3 34m i n, 据此可作出与气体流量无关的垂直液相负荷下限线 5。 （ 6） 操作线 坐标为： ， 根据以上各线方程，可作出筛板塔的负荷性能图，如图所示。 图 12 精馏段筛板负荷性能图 由塔板负荷性能图可以看出： 任务规定的气、液负荷下的操作点 P（操作点），处在适宜操作区内的适中位置。 塔板的气相负荷上限由雾沫夹带控制，操作下限 有漏液控制。 s ,与漏夜线的交点对应气相负荷为 Vs,知： 按照固定的气液比，由图 14查出塔板的气相负荷上限 4 3 2 m a x ，气相 31 负荷下限 m ，所以 精馏段的操作弹性 = 2 3 2 in,m a x, (1) 雾 沫夹带线 雾沫夹带量 5 中A 0 00 3 2 8 2 取气前面求得 精， 代入 整理得： 3/V (2) 液泛线 )(T 由 ; 11 联立得 11忽略h，将S，S，整理得 3/222 32 式中 200 )( 05 WT 1( 0 20 )/(3/2033 6 0 0)1( 将有关数据代入，得 3 5 8 5 1 0 5 21 a 2 1 b 5 7)0 1 9 1 5 21 c 3/231 22 5 整理，得 2 (3) 液相负荷上限线 以 4 0 0 3 m a x, 从而做出液相负荷上限线 3