化工原理课程设计说明书筛板式连续精馏塔及其主要附属设备设计.doc

前 言化工生产中所处理的原料，中间产物，粗产品几乎都是由若干组分组成的混合物，而且其中大部分都是均相物质。生产中为了满足储存，运输，加工和使用的需求，时常需要将这些混合物分离为较纯净或几乎纯态的物质。 精馏是分离液体混合物最常用的一种单元操作，在化工，炼油，石油化工等工业得到广泛应用。精馏过程在能量计的驱动下，使气，液两相多次直接接触和分离，利用液相混合物中各相分挥发度的不同，使挥发组分由液相向气相转移，难挥发组分由气相向液相转移。实现原料混合物中各组成分离该过程是同时进行传质传热的过程。本次设计任务为设计一定处理量的分离四氯化碳和二硫化碳混合物精馏塔。板式精馏塔也是很早出现的一种板式塔，20世纪50年代起对板式精馏塔进行了大量工业规模的研究，逐步掌握了筛板塔的性能，并形成了较完善的设计方法。与泡罩塔相比，板式精馏塔具有下列优点：生产能力（20%40%）塔板效率（10%50%）而且结构简单，塔盘造价减少40%左右，安装，维修都较容易。化工原理课程设计是培养学生化工设计能力的重要教学环节，通过课程设计使我们初步掌握化工设计的基础知识、设计原则及方法；学会各种手册的使用方法及物理性质、化学性质的查找方法和技巧；掌握各种结果的校核，能画出工艺流程、塔板结构等图形。在设计过程中不仅要考虑理论上的可行性，还要考虑生产上的安全性、经济合理性。在设计过程中应考虑到设计的业精馏塔具有较大的生产能力满足工艺要求，另外还要有一定的潜力。节省能源，综合利用余热。经济合理，冷却水进出口温度的高低，一方面影响到冷却水用量。另一方面影响到所需传热面积的大小。即对操作费用和设备费用均有影响，因此设计是否合理的利用热能R等直接关系到生产过程的经济问题。本课程设计的主要内容是过程的物料衡算，工艺计算，结构设计和校核。目 录第一部分 概述1. 设计题目.12. 工艺条件.13. 设计内容.14. 工艺流程图.1第二部分 工艺设计计算1. 设计方案的确定.22. 精馏塔的物料衡算.22.1 原料液及塔顶、塔底产品的摩尔分数.22.2原料液及塔顶、塔底产品的平均摩尔质.22.3 物料衡算原料处理量.23. 塔板数的确定.33.1 理论板层数的NT求取.33.2 实际板数及其层数求取.44. 精馏塔的工艺条件及有关物性数据的计算.5 4.1 操作温度的确定.5 4.2 平均摩尔质量计算.5 4.3 操作压力的计算.6 4.4 平均密度计算.6 4.5 液体平均表面张力计算.8 4.6 液体平均粘度计算.85. 精馏塔塔体工艺尺寸计算.9 5.1 精提馏段塔径的计算.9 5.2 全塔气速计算.9 5.3 精馏塔塔径的确定.11 5.4 实际空塔气速的计算.11 5.5 精馏塔有效高度的计算.116. 塔板主要工艺尺寸的设计.12 6.1 溢流装置计算.12 6.2 塔板布置.137. 筛板的流体力学验算.14 7.1 塔板压降.14 7.2 液面落差.15 7.3 液沫夹带.15 7.4 漏液.15 7.5 液泛.158塔板负荷性能图.16 8.1 漏液线.16 8.2 液沫夹带线.17 8.3 液相负荷下限线.17 8.4 液相负荷上限线.17 8.5 液泛线.189. 全凝器的热量衡算.1910进料泵的选型.2011. 设计一览表.21 第三部分 参考文献及总结1. 参考文献.232总结.23第一部分 概述1设计题目筛板式连续精馏塔及其主要附属设备设计2工艺条件生产能力：80000吨/年（料液）年工作日：300天原料组成：50%苯，50%甲苯（摩尔分率，下同）产品组成：馏出液95%苯，釜液 3%苯操作压力：塔顶压强为常压进料温度：泡点进料状况：泡点加热方式：间接蒸汽加热回流比：自选3设计内容3.1确定精馏装置流程，绘出流程示意图。3.2工艺参数的确定基础数据的查取及估算，工艺过程的物料衡算及热量衡算，理论塔板数，塔板效率，实际塔板数等。3.3主要设备的工艺尺寸计算板间距，塔径，塔高，溢流装置，塔盘布置等。3.4流体力学计算流体力学验算，操作负荷性能图及操作弹性。3.5主要附属设备设计计算及选型塔顶全凝器设计计算：热负荷，载热体用量，选型及流体力学计算。料液泵设计计算：流程计算及选型。4工艺流程图原料液由高位槽经过预热器预热后进入精馏塔内。操作时连续的从再沸器中取出部分液体作为塔底产品（釜残液）再沸器中原料液部分汽化，产生上升蒸汽，依次通过各层塔板。塔顶蒸汽进入冷凝器中全部冷凝或部分冷凝，然后进入贮槽再经过冷却器冷却。并将冷凝液借助重力作用送回塔顶作为回流液体，其余部分经过冷凝器后被送出作为塔顶产品。为了使精馏塔连续的稳定的进行，流程中还要考虑设置原料槽。产品槽和相应的泵,有时还要设置高位槽。且在适当位置设置必要的仪表（流量计、温度计和压力表）。以测量物流的各项参数。第二部分 工艺设计计算1设计方案的确定本设计任务书为分离苯-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，将原料液通过预热器加热至泡点后送入精馏塔内，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。2精馏塔的物料衡算2.1 原料液及塔顶、塔底产品的摩尔分数 2.2 原料液及塔顶、塔底产品的平均摩尔质量苯的摩尔质量 甲苯的摩尔质量 2.3 物料衡算原料处理量总物料衡算 130.527=D+W 苯物料衡算 联立解得 D=66.68kmol/h W=63.85 kmol/h3塔板数的确定3.1 理论板层数的求取苯-甲苯属理论物系，可采用图解法求理论板层数。3.1.1 求最小回流比及操作回流比由手册查得苯-甲苯物系的气液平衡数据x00.0580.1550.2560.3760.5080.6590.831y00.1280.3040.4530.5960.720.830.9431采用作图法求最小回流比。在图中对角线上，自点e（0.50，0.50）做垂线，ef即为进料线（q线），该线与平衡线的交点坐标为： 故最小回流比为 取操作回流比为 3.1.2 求精馏的气、液相负荷 3.1.3 求操作线方程精馏段操作线方程 提馏段操作线方程3.1.4 求平衡方程3.1.4.1 泡点温度计算安托尼公式经试差解得泡点温度 3.1.4.2 写出操作线方程3.1.5 理论板数计算由逐板法计算得 改用提留段方程计算 5 s故降液管设计合理。若不能满足，则需通过加大板间距及塔径的方法来解决。6.1.4 降液管底隙高度 = 取 = 0.10 m/s则 = = 0.037 m = 0.044-0.037 =0.007 m 0.006 m故降液管底隙高度设计合理。选用凹形受溢盘，深度= 50 mm。6.2 塔板布置6.2.1 塔板的分块因 1400 mmD2000 mm，故塔板采用分块式。查表得，塔板分为4块。6.2.2 边缘区宽度确定取= = 0.065 m， = 0.035 m。6.2.3 开孔区面积计算开孔区面积按下式计算，即 其中 故 = 2(0.5742 6.2.4 筛孔计算及其排列苯甲苯物系无腐蚀性，可选用 =3 mm碳钢板，取筛孔直径= 5 mm。筛孔按正三角形排列，取孔中心距 t为 筛孔数目 n为 n = = = 8737 个开孔率为 = 0.907= 0.907= 10.1气体通过阀孔的气速为 = = = 9.703 m/s7 筛板的流体力学验算7.1 塔板压降7.1.1 干板阻力计算干板阻力由下式计算，即 = 0.051由 = 4/5 = 0.8,查手册得，=0.772故 = 0.051 = 0.029 m 液柱7.1.2 气体通过液层的阻力计算气体通过液层的阻力由下式计算，即 = = = 0.792 m/s F0 = 0.792= 1.339/(s)查手册，得= 0.63 故 = = 0.63(0.0440.016)= 0.0378 m 液柱7.1.3 液体表面张力的阻力计算液体表面张力所产生的阻力按下式计算，即 = = = 0.0021 m 液柱 气体通过每层塔板的液柱高度 hp 可按下式计算，即 = 0.0290.03780.0021= 0.0689 m 液柱气体通过每层塔板的压降为(设计允许值)7.2 液面落差对于筛板塔，液面落差很小，且本里的塔径和液流量均不大，故可忽略液的落差的影响。7.3 液沫夹带液沫夹带量由下式计算，即 2.5 = 2.50.06 = 0.15 m故 = 0.012液/气 0.1液/气故在本设计中液沫夹带量在允许范围内。7.4 漏液对筛板塔，漏液点气速可由下式计算，即 = 4.4C0 = 4.40.772 = 6.051 m/s实际孔速 = 9.703 m/s 稳定系数为K = = = 1.603 1.5故在本设计中无明显漏液。7.5 液泛为防止塔内发生液泛，降液管内液层高应服从下述关系，即 苯甲苯物系属一般物系，取= 0.5，则0.5(0.40 0.044)0.222 m 而 板上不设进口堰，可由下式计算，即 液柱 液柱故 所以在本设计中不会发生液泛现象。8 塔板负荷性能图为保证设计出的筛板塔具有可操作性，这就要求要有一定的可调节范围。即在保证不发生异常现象的前提下，要允许流量在一定的范围内波动。将允许的最高气量与最低气量的比值称操作弹性。显然，操作弹性越大，则塔的可调节范围越宽，可操作性越强。工程上规定，一设计合理的筛板塔，其操作弹性应介于34之间。8.1 漏液线由 = 4.4C0 = = E = 4.4= 4.40.7720.1010.702 整理得 = 4.053 在操作范围内，任取几个值，依上式计算出值，计算结果列于表81。表81LS, m3/s0.00060.00150.00300.0045VS, m3/s0.9680.9921.0211.045由上表数据即可作出漏液线1。8.2 液沫夹带线以0.1液/气为限，求VSLS关系如下： 由 = = = 0.475 故=0.12 + 1.95 = 0.28 - 1.95整理得 = 3.848 20.501 在操作范围内，任取几个值，依上式计算出值，计算结果列于表82。表82LS, m3/s0.00060.00150.00300.0045VS, m3/s3.7023.5293.4223.289由上表数据即可作出液沫夹带线2 。8.3 液相负荷下限线对平直堰，取堰上液层高度 = 0.006 m 作为最小液体负荷标准。由下式得 取 E = 1 ，则 = 0.000513 m3/s 据此可作出与气体流量无关的垂直液相负荷下限线3 。8.4 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，由下式得故 = = 0.0164 m3/s据此可作出与气体流量无关的垂直液相负荷上限线4 。8.5 液泛线令 由 联立解得忽略将 与 与 与的关系式代入上式并整理得 = 式中 = = () = = 2.84E(1)将有关的数据代入，得 = = 0.010 = 0.50.40(0.50.631)0.044 = 0.15028 = = 88.78= 2.841(10.63)= 1.007故=15.028-8878-100.7 在操作范围内，任取几个LS值，依上式计算出VS值，计算结果列于表83。LS, m3/s0.00060.00150.00300.0045VS, m3/s3.7833.7003.5853.479根据以上各线方程，可作出筛板塔的负荷性能图，如图84 所示。图84在负荷性能图上，作出操作点A ，连接OA，即作出操作线。由图可看出，该筛板塔的操作上限位液沫夹带，下限为漏液控制。查该图得 = 2.124m3/h =1.051 m3/h故操作弹性为 = = 2.0389 全凝器的热量衡算在110下苯的汽化潜热r=361.6 kJ/kg, r=360.7 kJ/kg故可得到平均汽化潜热r= rx+ rx=360.60.95+0.05360.7=361.56 kJ/kg故 Q=V.r=66.879.46361.56=1.9210 kJ/h 假设冷却水由20吸热到50则水的定性温度t=35可查得水在35下的比热 C=4.714 kJ/(kg.k)故冷却水用量可由 Q=m C(50-20) 求得所以 m=1.5310 kg/h10 进料泵的选型进料F的计算m=(78.11+92.14)=1.11110 kg/hv=13.92 m/h根据离心泵的选型表，假设离心泵的扬程为30m，则可以选用离心泵的型号为IS50-32-160，转速为2900r/min。11 设计一览表 所设计筛板塔的主要结果汇总于下表所示项 目数 值1平均温度t，94.232平均压力P，kPa101.33气相流量V，(m3/s)1.6354液相流量L，(m/s)0.00635实际塔板数216有效段高度 Z，m8.27塔径，m1.78板间距，m0.49溢流形式单溢流10降液管形式弓形11堰长，m1.12212堰高，m0.04413板上液层高度，m0.0614堰上液层高度，m0.01615降液管底隙高度，m0.03716安定区宽度，m0.06517边缘区宽度，m0.03518开孔区面积，m1.70219筛孔直径，m0.00520筛孔数目873721孔中心距，m0.01522开孔率，10.123空塔气速，m/s0.769524筛孔气速，m/s9.70325稳定系数1.60326每层塔板压降，Pa542.4227负荷上限液沫夹带28负荷下限漏液控制29液沫夹带e,( 液/气)0.01130气相负荷上限，m3/s2.14231气相负荷下限，m3/s1.05232操作弹性2.03833全凝器的热负荷,kJ/h1.921034全凝器冷却水用量，kg/h1.531035离心泵的扬程，m3036离心泵的型号IS50-32-160第三部分 参考文献及总结1. 参考文献 1 陈敏恒,丛德滋,方图南,齐鸣斋主编.化工原理.上册.北京：化学工业出版社,2006 2 唐伦成主编.化工原理课程设计简明教程.黑龙江：哈尔滨工程大学出版社 3 时钧，汪家鼎，余国琮，陈敏恒主编.化学工程手册.第二版.上卷.北京：化学工业出版社,19962. 总结化工原理课程设计是培养学生化工设计能力的重要教学环节，通过课程设计使我们初步掌握化工设计的基础知识、设计原则及方法；学会各种手册的使用方法及物理性质、化学性质的查找方法和技巧；掌握各种结果的校核，能画出工艺流程、塔板结构等