化工原理课程设计.doc

第一章 绪论本次化工原理课程设计我们的任务是设计筛板塔分离苯和甲苯的混合物。分离苯和甲苯对现实有着很重要的意义。 苯是染料、塑料、合成橡胶、合成树脂、合成纤维、合成药物和农药等的重要原料，也是涂料、橡胶、胶水等的溶剂，也可以作为燃料。苯的沸点为80.1，熔点为5.5，在常温下是一种无色、味甜、有芳香气味的透明液体，易挥发。苯比水密度低，密度为0.88g/ml，但其分子质量比水重。苯难溶于水，1升水中最多溶解1.7g苯；但苯是一种良好的有机溶剂，溶解有机分子和一些非极性的无机分子的能力很强。 甲苯大量用作溶剂和高辛烷值汽油添加剂，也是有机化工的重要原料，但与同时从煤和石油得到的苯和二甲苯相比，目前的产量相对过剩，因此相当数量的甲苯用于脱烷基制苯或岐化制二甲苯。甲苯衍生的一系列中间体，广泛用于染料、医药、农药、火炸药、助剂、香料等精细化学品的生产，也用于合成材料工业。甲苯进行侧链氯化得到的一氯苄、二氯苄和三氯苄，包括它们的衍生物苯甲醇、苯甲醛和苯甲酰氯（一般也从苯甲酸光气化得到），在医药、农药、染料，特别是香料合成中应用广泛。甲苯的环氯化产物是农药、医药、染料的中间体。甲苯氧化得到苯甲酸，是重要的食品防腐剂（主要使用其钠盐），也用作有机合成的中间体。甲苯及苯衍生物经磺化制得的中间体，包括对甲苯磺酸及其钠盐、clt酸、甲苯-2,4-二磺酸、苯甲醛-2,4-二磺酸、甲苯磺酰氯等，用于洗涤剂添加剂，化肥防结块添加剂、有机颜料、医药、染料的生产。甲苯硝化制得大量的中间体。可衍生得到很多最终产品，其中在聚氨酯制品、染料和有机颜料、橡胶助剂、医药、炸药等方面最为重要。 甲苯是最简单，最重要的芳烃化合物之一。在空气中，甲苯只能不完全燃烧，火焰呈黄色。甲苯的熔点为-95 ，沸点为111 。甲苯带有一种特殊的芳香味（与苯的气味类似），在常温常压下是一种无色透明，清澈如水的液体，密度为0866克厘米3，对光有很强的折射作用（折射率：1,4961）。甲苯几乎不溶于水(0,52 g/l)，但可以和二硫化碳，酒精，乙醚以任意比例混溶，在氯仿，丙酮和大多数其他常用有机溶剂中也有很好的溶解性。甲苯的粘性为0,6 mpa s，也就是说它的粘稠性弱于水。甲苯的热值为40.940 kj/kg，闪点为4 ，燃点为535 。 本次分离设计，我采用的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。 筛板塔也有它的缺点，比如： () 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。虽然筛板塔也有它的缺点，但是设计良好的筛板塔仍具有足够的操作弹性，对易引起堵塞的物系可采用大孔径筛板，故近年我国对筛板的应用日益增多，所以在本设计中设计该种塔型。第二章 设计方案的确定及工艺流程的说明1 . 生产工艺流程示意图原料原料罐原料预热器精馏塔冷凝器冷却器再沸器苯冷却器甲苯储罐甲苯苯的储罐图1-1 生产工艺流程示意图 2. 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，将原原料液通过预热器加热至泡点后送入精馏塔内。塔顶上升采用全凝器，冷凝液在泡点下一部分回流至塔内，其余问部分经产品冷却器冷却后送至储罐。该物系属于分离物系，最小回流比较小，故操作回流比取最小回流比的2倍。塔釜采用间接蒸气加热，塔底产品经冷却后送至储罐。第三章 全塔物料衡算1. 原料液与塔顶、塔底产品的平均摩尔质量（1）原料液及塔顶、塔底产品的摩尔分数 苯的摩尔质量 =78.11kg/mol 甲苯的摩尔质量 =92.13kg/mol =0.440=0.983=0.012（2）原料液及塔顶、塔底产品的平均摩尔质量=0.44078.11+(1-0.440)92.13=85.96kg/mol =0.98378.11+(1-0.983)92.13=78.35kg/mol =0.01278.11+(1-0.012)92.13=91.96kg/mo 2. 物料衡算 物料衡算原料处理量 =56.55kmol/h总物料衡算 56.55=d+w 苯物料衡算 56.550.440=0.983d+0.012w 联立解得 d=24. 93kg/mol，w=31.62kg/mol第四章 塔板数的确定 1. 理论塔板数的求取 苯-甲苯属理论物系，可采用图解法求理论板层数。 (1)由手册查得苯-甲苯物系的气液平衡数据，绘出x-y图,见图1-2表1-1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y110.560.000.00109.911.002.50107.615.0011.2100.7520.037.298.8425.044.295.5835.056.692.6945.066.790.1155.071.387.6365.082.585.4475.088.583.3385.093.680.6697.098.880.01100.0100.0（2）回流比的计算 采用作图法求最小回流比。在图中对角线上，自点e（0.44，,0.44）做垂线，ef 即为进料线（q）线，该线与平衡线的交点坐标为： =0.650 =0.450 故最小回流比为：= 取操作回流比为：（3）精馏塔的气、液相负荷 kmol/h kmol/h kmol/h kmol/h（4）求操作线方程精馏段操作线方程 提馏段操作线方程 （5）图解法求理论板层数 采用图解法求理论板层数，求解结果为： 总理论板层数，进料板位置 2. 实际塔板数的确定精馏段实际板层数： 提馏段实际板层数：第五章 精馏塔的工艺条件及有关物性数据的计1.操作压力计算塔顶操作压力 kpa每层塔板压降 kpa进料板压力 kpa精馏段平均压力 kpa塔底操作压力 kpa提镏段平均压力 kpa2.操作温度的计算依据操作压力，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，安托尼方程： 注：po是物质的饱和蒸气压，kpa。 a、b、c是安托尼常数。t是物质的温度，。表1-2 苯与甲苯的安托尼常数组分abc苯603112112208甲苯60813452195计算结果如下：塔顶温度: td=81.6 进料板温度: tf=97.8精馏段平均温度：tm塔底温度：117提馏段平均温度：t3.平均摩尔质量的计算（1）塔顶摩尔质量计算：由 （2）进料板平均摩尔质量计算 由图解理论板，得 查平衡曲线，得 （3）精馏段平均摩尔质量 （4）塔底摩尔质量计算由 （5）提馏段平均摩尔质量 4.平均密度的计算（1）气相平均密度计算 由理想气体状态方程计算，即 （2）液相平均密度计算 液相平均密度依下式计算： 塔顶液相平均密度计算： 由，查手册得 进料板液相平均密度计算 由，查手册得 进料板液相的质量分数计算 精馏段液相平均密度为 （3）提馏段气相平均密度计算 （4）提馏段液相平均密度计算由，查手册得 提馏段液相平均密度为 5.液体平均表面张力计算液相平均表面张力依下式计算，即 （1）塔顶液相平均表面张力计算 由，查手册得 （2）进料板液相平均表面张力计算 由，查手册得 精馏段液相平均表面张力为： （3）塔底液相平均表面张力计算由，查手册得 提馏段液相平均表面张力为： 6.液体平均粘度计算液相平均粘度依下式计算： （1）顶液相平均粘度计算 由，查手册得 解得 （2）进料板液相平均粘度计算由，查手册得 解得 精馏段液相平均粘度为 （3）塔底液相平均粘度的计算由，查手册得 解得 提馏段液相平均粘度为 第六章 精馏塔的塔体工艺尺寸计算 1.塔径的计算 精馏段的气、液相体积流率为： 由，式中由式（5-5）计算，其中的由图5-1查取，图的横坐标为： 取板间距，则 查图5-1得=0.073 取安全系数为0.7，则 按标准塔径圆整后为 塔截面积为 实际空塔气速为 提馏段的气、液相体积流率为： 由，式中由式（5-5）计算，其中的由图5-1查取，图的横坐标为： 查图5-1得=0.068 按标准塔径圆整后为 塔截面积为 2.精馏塔的有效高度的计算 精馏段有效高度为 提馏段有效高度为 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 第七章 塔板主要工艺尺寸的计算1.溢流装置计算筛板式塔的溢流装置包括溢流堰，降液管和受液盘等几部分。其尺寸和结构对塔的性能有着重要影响。根据经验并结合其他影响因素，当因d=1.0m,可选用单溢流弓形降液管，不设进口堰，采用凹形受液盘。各项计算如下：（1）堰长 取（2）溢流堰高度 对精馏段：由，选用平直堰，堰上液层高度近似取e=1，则取板上清液层高度 对提馏段：由，选用平直堰，堰上液层高度近似取e=1，则取板上清液层高度 （3）弓形降液管宽度和截面积 由 故 依式（5-9）验算液体在降液管中停留时间，即 故降液管设计合理。（4）降液管底隙高度 对精馏段： 取 故降液管底隙高度设计合理。 选用凹形受液盘，深度 对提馏段： 取 故降液管底隙高度设计合理。2.塔板的布置（1）塔板的分块 因，故塔板采用分块式。查表5-3得，板块分为3快。（2）边缘区快读确定 取（3）开孔区面积计算 开孔区面积按式（5-12）计算，即 其中 以上三个方面精馏段和提馏段一样。（4）筛孔计算及其排列 本例所处理的物系无腐蚀性，可选用碳钢板，取筛孔直径 筛孔按正三角形排列，取孔中心距 筛孔数目 开孔率为 气体通过筛孔的气速为对精馏段 对提馏段 第八章 筛板的流体力学验算1.塔板压降（1）干板阻力 干板阻力 由对精馏段 对提馏段 (2)气体通过液层的阻力计算 对精馏段气体通过液层的阻力由式（5-20）计算： 查图5-11，得。故 对提馏段气体通过液层的阻力由式（5-20）计算： 查图5-11，得。故 (3)液体表面张力的阻力计算 液体表面张力所产生的阻力由式（5-23）计算： 对精馏段：气体通过每层塔板的液柱高度可按下式计算： 气体通过每层塔板的压降为： 对提馏段：气体通过每层塔板的液柱高度可按下式计算： 气体通过每层塔板的压降为： 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 对精馏段： 液模夹带量由式（5-24）计算： 故 在本设计中液沫夹带量在允许范围内。对提馏段：液模夹带量由式（5-24）计算： 故 在本设计中液沫夹带量在允许范围内。4.漏液对精馏段： 对筛板塔，漏液点气速可由式（5-25）计算： 实际孔速 稳定系数为 故在本设计中无明显漏液。 对提馏段： 实际孔速 稳定系数为 故在本设计中无明显漏液。5.液泛 为防止塔内发生液泛，降液管内液层高 苯-甲苯物系属一般物系，取对精馏段： 板上不设进口堰，可由式（5-30）计算，即 故在本设计中不会发生液泛现象。对提馏段：板上不设进口堰，可由式（5-30）计算，即 故在本设计中不会发生液泛现象。第九章 塔板负荷性能图1. 漏液线对精馏段：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,计算结果列于下表表1-3 精馏段漏液线数据表0.00060.4390.00150.4490.00300.4620.00450.472据此表数据可作出漏液线1。对提馏段：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,计算结果列于下表表1-4 提馏段漏液线数据表0.00060.3970.00150.4060.00300.4180.00450.428据此表数据可作出漏液线1。2.液末夹带线对精馏段：当气相负荷超过此线时，液沫夹带量过大，使塔板效率大为降低。对于精馏，一般控制ev0.1kg液/kg气。以ev=0.1kg液/kg为限,求vs-ls关系如下: 由 整理得 在操作范围内，任取几个值，依上式计算出值，计算结果列于下表。表1-5 精馏段液末夹带线数据表0.00061.6210.00151.5550.00301.4690.00451.397 由此表数据即可作出液沫夹带线2。对提馏段：当气相负荷超过此线时，液沫夹带量过大，使塔板效率大为降低。对于精馏，一般控制ev0.1kg液/kg气。以ev=0.1kg液/kg为限,求vs-ls关系如下: 由 整理得 在操作范围内，任取几个值，依上式计算出值，计算结果列于下表。表1-6 提馏段液末夹带线数据表0.00061.4930.00151.4280.00301.3440.00451.274 由此表数据即可作出液沫夹带线2。3.液相负荷下限线液相负荷低于此线，就不能保证塔板上液流的均匀分布，将导致塔板效率下降。 对于平直堰，取堰上液层高度作为最小液体负荷标准。由式（5-7）得 取e=1，则 据此可作出与气体流量无关的垂直液相负荷下限线3。 精馏段和提馏段该项数据相同。4.液相负荷上限线该线又称降液管超负荷线。液体流量超过此线，表明液体流量过大，液体在降液管内停留时间过短，进入降液管的气泡来不及与液相分离而被带入下层塔板，造成气相返混，降低塔板效率。以作为液体在浆液管中停留时间的下限，由式（5-9）得 据此可作出与气体流量无关的垂直液相负荷上限线4。精馏段和提馏段该项数据相同。5.液泛线若操作的气液负荷超过此线时，塔内将发生液泛现象，使塔不能正常操作。液泛可分为降液管液泛和液沫夹带液泛两种情况，在浮阀塔板的流体力学验算中通常对降液管液泛进行验算。为使液体能由上层塔板顺利地流入下层塔板，降液管内须维持一定的液层高度hd令联立得 式中对精馏段： 将有关数据带入，得： 在操作范围内，任取几个值，依上式计算出值，计算结果列于下表：表1-7 精馏段液泛线数据表0.00061.4190.00151.3770.00301.3130.00451.248 由此表数据即可作出液泛线5 对提馏段：将有关数据带入，得： 在操作范围内，任取几个值，依上式计算出值，计算结果列于下表：表1-8 提馏段液泛线数据表0.00061.3540.00151.3180.00301.2680.00451.222 由此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。对精馏段：由图可知，操作受液泛线和漏液控制。工艺操作条件下气体流量，操作点如图中a点所示。操作线对应的最小操作负荷，最大负荷，得：精馏段塔板操作弹性=对提馏段：由图可知，操作受液泛线和漏液控制。工艺操作条件下气体流量，操作点如图中b点所示。操作线对应的最小操作负荷，最大负荷，得：提馏段塔板操作弹性=第十章 总塔高及接管尺寸的确定1总塔高（1）塔顶空间 （2）塔釜空间取 （3）裙座由于裙座内径大于800mm，故裙座壁厚取16mm，基础环厚度，考虑到腐蚀余量取18mm 考虑到再沸器，故裙座高度取：h2=1.5m。（4）封头高度取： （5）人孔开两个人孔，并且每个人孔大小为：。（6）进料板高度取：，且进料板数。（7）总塔高：2.接管尺寸的确定（1) 进料管 采用直管进料管，安托尼方程算得原料泡点为tf=97.8，查表得 f=793.54kg/m3, vf=f/f =（85.9656.55）/（793.543600）=0.00172m3/s，取管内流速u=2m/s. 则管径 取进料管规格453, 则管内径d=39mm进料管实际流速（2) 回流管采用直管回流管，回流管的回流量，塔顶液相平均摩尔质量,平均密度则液体流量取管内流速则回流管直径可取回流管规格325 则管内直径d=22mm回流管内实际流速 （3） 塔顶蒸汽接管 塔顶蒸汽密度，塔顶汽相平均摩尔质量则蒸汽体积流量：取管内蒸汽流速则可取回流管规格21912，则实际管径d=195mm塔顶蒸汽接管实际流速 （4）塔釜排出管 塔底w=31.62kmol/h 平均密度平均摩尔质量体积流量：取管内流速则可取回流管规格322.5，则实际管径d=27mm塔顶蒸汽接管实际流速 （5）塔釜进气管 v=107.95，塔釜蒸汽密度塔釜汽相平均摩尔质量则塔釜蒸汽体积流量：取管内蒸汽流速则可取回流管规格21915 则实际管径d=189mm塔顶蒸汽接管实际流速(6) 法兰 由于常压操作，所有法兰均采用标准管法兰，平焊法兰，由不同的公称直径，选用相应法兰。进料管接管法兰：pn6dn70 hg 5010回流管接管法兰：pn6dn50 hg 5010塔釜出料管接法兰：pn6dn80 hg 5010塔顶蒸汽管法兰：pn6dn500 hg 5010塔釜蒸汽进气管法兰：pn6dn500 hg 5010第十一章 换热器的计算塔顶温度td=81.6，冷凝水t1=20,t2=30则， 由td=81.6,查的苯汽化热苯=392.5kj/kg 又气体流量vs=0.827m3/h塔顶被冷凝量 冷凝的热量取传热系数k=600w/m2k，则传热面积冷凝水流量第十二章 相关符号说明39英文字母aa 塔板开孔区面积,m2；af 降液管截面积,m2；a0 筛孔总面积,m2；at 塔截面积,m2；c0 流量系数,无因次；c 计算umax时的负荷系数,m/s；cs 气相负荷因子,m/s；d 填料直径,m；d0筛孔直径,m；d 塔径,m；ev 液体夹带量,kg（液）/kg（气）；e 液流收缩系数,无因次；et 总板效率,无因次；f 气相动能因子,kg1/2/(sm1/2）；f0 筛孔气相动能因子，kg1/2/(sm1/2) ；g重力加速度,9.81m/ s2；h填料层分段高度,m；h1 进口堰与降液管间的水平距离,m；hc 与干板压降相当的液柱高度,m液柱；hd 与液体流过降液管的压降相当的液柱hf 塔板上鼓泡层高度,m；h1 与板上液层阻力相当的液柱高度,m；hl 板上清液层高度,m；h0 降液管的底隙高度,m；how堰上液层高度,m；hw 出口堰高度,m；h,w进口堰高度,m；h与阻力表面张力的压降相当的液柱高度,m液柱；h板式塔高度,m；hd降液管内清液层高度,m；hd塔顶空间高度,m；hf进料板处塔板间距,m；hp人孔处塔板间距,m；ht塔板间距,m；k 稳定系数,无因次；lw堰长,m；lh 液体体积流量,m3/h；ls 液体体积流量,m3/s；lw 润湿速率,m3/(ms)；m 相平衡系数,无因次；n 筛孔数目；nt理论板层数；p 操作压力,pa；p压力降,pa；pp气体通过每层筛板的降压,pa；t筛孔的中心距,m；u空塔气速,m/s；uf 泛点气速,m/s；u0气体通过筛孔的速度,m/s；u0, min漏液点气速,m/s；u0液体通过降液管底隙的速度,m/s；vh气体体积流量,m3/h；vs气体体积流量,m3/s；wl液体质量流量,kg/s；wv气体质量流量,kg/s；wc边缘无效区宽度,m；wd弓形降液管宽度,m；ws泡沫区宽度,m；x 液相摩尔分数；x液相摩尔比；y气相摩尔分数；y气相摩尔分比；z板式塔的有效高度,m；填料层高度,m。下标max最大的；min最小的；l 液相的；v 气相的液体在降液管内停留时间,s； 粘度,mpas；开孔率或孔流系数，无因次；表面张力,n/m；密度,kg/m3；希腊字母筛板厚度,m。第十三章 筛板塔工艺设计计算结果总表第十四章 设计基础数据表1-10 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1-11 苯和甲苯的饱和蒸汽压温度80.18590,kpa，kpa1013340.0116.946.0135.554.095100105110.6155.763.3179.274.3204.286.0240.0表1-12 纯组分的表面张力 温度8090100110120苯，mn/m甲苯，mn/m21.2721.6920.0620.5918.8519.9417.6618.4116.4917.31表1-13 组分的液相密度 温度()8090100110120苯,kg/甲苯,kg/815810803.9800.2792.5790.3780.3780.3768.9770.9表1-14 液体粘度 温度()8090100110120苯（mp.s）甲苯（mp.s）0.3080.3110.2790.2860.2550.2640.2330.2540.2150.228第十五章 对本设计的评述及有关问题的分析讨论这几天的课程设计下来我收获了很多，包括专业知识上的巩固和发现，还有处理问题能力的提高以及自身性格上细心程度的培养。首先在设计中有几个设计点引起我的重视。1.回流比的选择回流是保证精馏塔连续稳定操作的必要条件之一，且回流比是影响精馏操作费用和投资费用的重要因素。总费用中最低所对应的回流比即为适宜回流比。在精馏设计中，一般并不进行详细的经济衡算，而是根据经验选取。通常，操作回流比可取最小回流比的1.12倍。我计算的回流比为1.665，我取的回流比r=2rmin=3.33。2.塔高和塔径影响塔板效率的因素有很多，概括起来有物性性质塔板结构及操作条件三个方面。物性性质主要是指黏度密度表面张力扩散系数及相对挥发度等。塔板的结构主要包括塔板类型板间距堰高及开孔率等。操作条件是指温度压强气体上升速度及气液流量比等。影响塔板效率的因素多而复杂，很难找到各因素之间的定量关系。设计中所用的板效率数据，一般是从相近的生产装置或中式装置中取得经验数据。因此，我通过经验数据和查表在综合算得塔径为1.20m，塔高为15.2m。3.进料状况的影响由于不同进料状况的影响，使从进料板上升蒸汽量及下降液体量发生变化，也即上升到精馏段的蒸汽量及下降到提留段的液体量发生了变化。我们选择泡点进料，由于原料液的温度与板上液体的温度相近，因此，原料液全部进入提留段，作为提留段的回流液，两端上升的蒸汽流相等，即l,=l+f, v,=v。4.热量衡算和节能对连续精馏装置的热量衡算，可以求得冷凝器和再沸器的热负荷以及冷却介质和加热介质的消耗量，并为设计这些换热设备提供基本数据。从传质角度而言，宜将热量加入塔底，即选择冷