《化工原理设计》doc版.doc

化工原理课程设计姓名：何叶霞班级：07化升本函专业：化学工程与工艺学号：2001C8140104课程设计内容如下：（一）：设计题目：苯甲苯精馏塔的设计（二）：设计任务及操作条件1）：进精馏塔的料液苯含量25%（质量百分比，下同），其余为甲苯。2）塔底釜液中甲苯含量不得低于99%。3）塔顶流出液中的甲苯含量不得高于0.2%。4）生产能力为年处理苯甲苯混合液5万吨（年开工330天/年）5）建厂地区：唐山（三）：设备形式：筛板塔精馏塔（四）：需计算具体内容1）设计方案的确定及流程说明2）塔的工艺设计3）塔板流体力学计算4）塔附件设计5）塔总体高度设计6）辅助设备选型与计算7）塔的机械强度校核8）设计结果列表或设计一览表9）精馏塔的装配图10）对设计结果的自我评价总结与说明（五）设计条件1)塔顶压强 4KPa(表压)2)进料热状况 自选3)回流比 自选4)低压蒸汽加热5)单板压降 不大于0.7kPa6)全塔效率 Er=52%(一) 设计方案的确定 本设计任务为分离苯-甲苯混合物。对于二元混全物的分离，应采用连续精馏流程。采用筛板塔精馏塔。设计中采用泡点进料（饱和液体），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到储罐。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。塔釜采用间接蒸汽加热，塔底产品经冷却后送至储罐。 （二）精馏塔的物料衡算 1、原料液及塔顶、塔底产品的摩尔分数 苯的摩尔质量 MA=78.11kg/kmol 甲苯的摩尔质量 MB=92.13kg/kmol XF= 25/78.11 =0.28225/78.11+75/92.13XD= 99.8/78.11 =0.99899.8/78.11+0.2/92.13XW= 1/78.11 =0.0121/78.11+99/92.13 2、原料液及塔顶、塔底产品的平均摩尔质量MF=0.28278.11+(1-0.282) 92.13=88.18 kg/kmolMD=0.99878.11+(1-0.998) 92.13=78.13 kg/kmolMW=0.01278.11+(1-0.012) 92.13=91.96kg/kmol3、物料衡算 原料液每小时处理量 50000000 = 6313kg/h 33024原料液处理量 F=6313/88.18=71.59kmol/h总物料衡算 71.59=D+W苯物料衡算 71.590.282=0.998D+0.012W联立解得 D=19.6 kmol/h W=51.99 kmol/h(三)塔板数的确定1、理论板层数NT的求取采用逐板法求最小回流比由苯和甲苯的饱和蒸气数据得此物系的平均相对挥发度为：=2.46Rmin=(xD-yq)/(yq-xq)因是饱和液体进料则有xq=xF=0.282yq=yF=(xF)/1+(-1)xF=(2.460.282)/1+1.460.282=0.49Yq=0.49 Xq=0.282故最小回流比为Rmim= XD-Yq =0.998-0.49 =2.44Yq- Xq 0.49-0.282取操作回流比为：R=1.3Rmim=3.17 （2）求精馏塔的气、液相负荷L=RD=3.1719.6=62.132kmol/hV=(R+1)D=(3.17+1) 19.6=81.732 kmol/hL=L+F=62.132+71.59=133.722 kmol/hV=V=81.732 kmol/h（3）求操作线方程精馏段操作线方程为y= L x + D XD=0.760x+0.239V V提馏段段操作线方程为 L Wy= x- XW=1.635x0.0076V V（4）用逐板法求理论板数由相衡方程xn=yn/(2.46-1.46yn) 由精馏段操作线方程及提馏段操作线方程求解结果参下表为:序号yx备注1099809952099520988230990009758409806095365096370915260934608531708874076218081820646690730405241100637304167110555703371120495202851130455102539xqxq=0.282140407502185150349601793160285601398170221001034180161500726190111100484200071500304210042100176220021200087xWxW=0.012计算结果为：总理论板层数 NT=22(包括再沸器)进料板位置 NF=132、实际板层数的求取 精馏段实际板层 N精=12/0.52=23.0824提馏段实际板层 N提=10/0.52=19.2320(四)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 PB=101.3+4=105.3kPa每层板压 P=0.7kPa进料板压力 PF=105.3+240.7=122.1kPa 精馏段平均压力 PM=(105.3+122.1)/2=113.7kPa2、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、甲苯的饱和蒸汽压由安托尼方程计算。得塔顶温度 tD= 82.1进料板温度 tF= 99.5精馏段平均温度 tm=(82.1+99.5)/2=90.83、平均摩尔质量计算塔顶平均摩尔质量计算由XD=y1=0.998，计算得x1=0.995MVDm=0.99878.11+(1-0.998)92.13=78.14kg/kmolMLDm=0.99578.11+(1-0.995)92.13=78.18kg/kmol进料板平均摩尔质量计算由计算得出yF=0.456xF=0.254MVFm=0.45678.11+(1-0.456)92.13=85.74kg/kmolMLFm=0.25478.11+(1-0.254)92.13=88.57kg/kmol精馏段平均摩尔质量MVm=(78.14+85.74)/2=81.94kg/kmolMLm=(78.18+88.57)/2=83.38kg/kmol4、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，即Vm= PmMVm = 113.781.94 = 3.08kg/m3 RTm 8.314(90.8+273.15)（2）液相平均密度计算液相平均密度依下式计算，即1/Lm=ai/i塔顶液相平均密度的计算由tD= 82.1 ，查手册得A= 812.7 kg/m3 B= 807.9 kg/m3LDm= 1 = 812.65kg/m3 0.99/812.7+0.01/807.9进料板液相平均密度的计算由tF= 99.5 ，查手册得A= 793.1 kg/m3 B= 790.8 kg/m3进料板液相的质量分率aA= 0.25478.11 =0.22 0.25478.11+0.74692.13LFm= 1 =791.3 kg/m3 0.22/793.1+0.78/790.8 精馏段液相平均密度为Lm= (812.65+791.3)/2= 801.9 kg/m35、液体平均表面张力计算液相平均表面张力依下式计算，即Lm=xii塔顶液相平均表面张力的计算由tD= 82.1 ，查手册得A= 21.24 mN/m B= 21.42 mN/mLDm= 0.998 21.24+0.00221.42=21.24 mN/m进料板液相平均表面张力的计算由tF= 99.5 ，查手册得A= 18.90 mN/m B= 20.0mN/mLFm= 0.25418.9+0.74620= 19.72 mN/m精馏段液相平均表面张力为Lm=(21.24+19.72) /2=20.48 mN/m6、液体平均粘度计算液相平均料度依下式计算，即lgLm=xilgi由tD=82.1 ，查手册得A=0.302 mPa.s B= 0.306mPa.s lgLDm= 0.998lg(0.302) +0.002lg(0.306) 解出LDm= 0.301mPa.s进料板液相平均粘度的计算由tF= 99.5 ，查手册得A= 0.256 mPa.s B= 0.265 mPa.s lgLFm= 0.254lg(0.256) +0.746lg(0.265) 解出LFm= 0.263mPa.s 精馏段液相平均表面张力为Lm= (0.301+0.263)/2=0.282 mPa.s（五）精馏塔的塔体工艺尺寸计算1、计算精馏段的气、液相体积流率为Vs= VMVM = 81.73281.94 =0.6040 m3/s 3600Vm 36003.08Ls= LMLM = 62.13283.38 = 0.0018 m3/s 3600 Lm 3600801.9由umax= = 0.00183600 801.9 = 0.0481 0.6043600 3.08取板间距HT= 0.60m，板上液层高度hL= 0.06 m,则HT - hL= 0.54 m查图得 C20=0.125C= =0.125 20.48 = 0.1256 20umax= 0.1256 801.9-3.08 = 2.0227 m/s 3.08取安全系数为0.7 ，则空塔气速为u= 0.7umax=0.72.0227= 1.4159 m/sD= =43.727 =0.736m 3.140.740按标准塔径圆整后为 D= 0.8 m塔截面积为AT= = 0.503m2实际空塔气速为u=0.604/0.503=1.2m/s2、精馏塔有新效高度的计算精馏段有效高度为Z精=(N精-1)HT=(24-1)0.6=13.8m提馏段有效高度为Z提=(N提-1)HL=(20-1)0.6=11.4m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=13.8+11.4+0.8=26m（六）塔板主要工艺尺寸的计算1、溢流装置的计算此塔可选用单溢流弓形降液管，采用凹形液盘。各项计算如下：（1）堰长取lW=0.66D=0.660.8=0.528m（2）溢流堰高度hW由hW=hL-hOW选用平直堰,堰上液层高度hOWhOW= = 2.8410.00753600 =0.013m 1000 1.056取板上清液层高度 hL= 60 mm故 hW=0.06-0.013=0.047m(3)弓形降液管宽度 Wd和截面积 Af由lW =0.66 D得Af=0.0722 Wd =0.124AT D 故Af=0.0722 AT=0.07220.503 = 0.0363 m2 Wd=0.124D= 0.1240.8=0.0992m验算液体在降液中停留的时间,即 = 36000.03630.60 = 12.1s5s0.00183600故降液管设计合理(4)降液管底隙高度h0h0= Lh 3600lWu0取u0=0.1m/sho= 0.00183600 =0.0341m 36000.660.80.1hW-h0=0.047-0.0341=0.01290.006故降液管底隙隙高度设计合理2、塔板布置（1）塔板的分块 因D800mm,故塔板采用分块式。（2）边缘区宽度确定取Ws=0.065m Wc=0.035m(3)开孔区面积计算开孔区面积AaAa=x= =(0.8/2) (0.0992+0.065)=0.2358m r= =(0.8/2)-0.035=0.365mAa= =0.224m2(4)筛孔计算及其排列本例所处理的物系无腐蚀性，可选有=3mm碳钢板，取筛孔直径d0=5mm筛孔按正三角形排列，取孔中心距t为t=3d0=15mm=0.015m筛孔数目n为n=(1.155Aa)/t2（1.1550.224）/0.0152=1149个开孔率为=0.907(d0/t)2=0.907(0.005/0.015)2=10.1%气体通过阀孔的气速为u0=Vs/A0=9.9m/s （七）筛板的流体力学验算1、塔板压降（1）干板阻力hc计算hc=由d0/=5/3=1.67得C00.772故hc =0.0322m液柱(2)气体通过液层的阻力h1ua= 1.29m/sF0= =2.26kg1/2/(s.m1/2)查图得 =0.51故h1= =0.51(0.047+0.013)=0.0306m液柱(3)液体表面张力的阻力h的计算h= = =0.0021液柱气体通过每层塔板的液柱高度hp可按下式计算hp=hc+h1+h=0.0322+0.0306+0.0021=0.0649液柱气体通过每层塔板的压降为Pp=hpLg=0.0649802.19.81=511Pa0.7kPa(设计允许值)2、液面落差对