化学工程与工艺课程设计.doc

目录一工艺流程图与基础数据的搜集3二 精馏塔的物料衡算 5 1.原料液及塔顶、塔底产品的摩尔分数.5 2.原料液及塔顶、塔底产品的平均摩尔质量.5 3.物料衡算原料处理量.5三 塔板数的确定 6 1.理论板层数的求取.6 2.实际板层数的求取.8四 精馏塔的工艺条件及有关物性数据的计算 81.操作压力计算.8 2.平均密度计算.9 3.体积流量.10 4.液相平均表面张力计算.11五 精馏塔的塔体工艺尺寸计算 121. 精馏段塔径的计算.12 2. 提馏段塔径的计算.13 3. 精馏塔有效高度计算.13六 塔板主要工艺尺寸的计算 14精馏段 提馏段1.溢流装置计算.14 2.塔板布置.15七 筛板的流体力学验算 16精馏段1.塔板压降.16 2.停留时间.17 3.液沫夹带.17 4.漏液.17 5.液泛.17提馏段1.塔板压降.18 2.停留时间.19 3.液沫夹带.19 4.漏液.19 5.液泛.19八 塔板负荷性能图 19精馏段1.漏液线.20 2.液沫夹带线.20 3.液相负荷下限线.21 4.液相负荷上限线. 21 5.液泛线.21提馏段1.漏液线.23 2.液沫夹带线.23 3.液相负荷下限线.24 4.液相负荷上限线.24 5.液泛线.24九 热量衡算换热器及管道选取26 1.塔顶冷凝器.26 2塔釜再沸器.283进料预热器.294换热器的校核.305离心泵的选择.31十 设计一览表31十一 参考文献33十二 设计感想34 一工艺流程图与基础数据的搜集下图是板式塔的简略图表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，kPa101.3340.0116.946.0155.763.3155.763.3179.274.3204.286.0240.0表3 常温下苯甲苯气液平衡数据 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 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 温度()8090100110120苯,kg/甲苯,kg/814809805801791791778780763768表6 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y110.560.000.00109.911.002.50108.793.007.11107.615.0011.2105.0510.020.8102.7915.029.4100.7520.037.298.8425.044.297.1330.050.795.5835.056.694.0940.061.992.6945.066.791.4050.071.390.1155.075.587.6365.082.586.5270.085.785.4475.088.584.4080.091.283.3385.093.682.2590.095.981.1195.098.080.6697.098.880.2199.099.6180.01100.0100.0图1常压下苯甲苯的气液平衡数据图二 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 =78.11Kg/kmol 甲苯的摩尔质量 =92.14Kg/kmol苯： =0.4402=0.9573=0.03522.原料液及塔顶、塔底产品的平均摩尔质量=0.440278.11+(1-0.4402)92.14=85.964Kg/kmol =0.957378.11+(1-0.9573)92.14=78.7091Kg/kmol =0.035278.11+(1-0.0352)92.14=91.646Kg/kmol3.物料衡算产品产量 D=61.7605Kmol/h总物料衡算 F=D+W 苯物料衡算 F0.4402=0.9573D+0.0352W 联立解得 F=140.6156Kmol/h，W=78.8551Kmol/h三 塔板数的确定 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。 由手册查得苯-甲苯物系的气液平衡数据，绘出x-y图x00.0580.1550.2560.3760.5080.6590.831y00.1280.3040.4530.5960.720.830.94311.进料液温度的确定由于气液共存的进料，可有气液平衡数据，用内插法分别求得泡点.露点，在两者之间取一温度值即可选定进料温度。泡点：=93.744露点： =100.256在93.744100.256之间选一个温度为进料温度，=95.2根据汽液平衡数据 差得此温度下的气液相苯平衡组成分别为： q值.q线的确定求最小回流比及操作回流比 采用作图法求最小回流比。在图中对角线上，自点e（0.4402，0.4402）做垂线，ef即为 进料线（q线）:y该线与平衡线的交点坐标为： =0.619 =0.398 故最小回流比为：= 取操作回流比为：求操作线方程3精馏段： 提馏段： 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.塔板效率的计算查图得：塔顶 T=81.05 塔釜 T=108.8I.相对挥发度的的求取 因为苯-甲苯为理想物系，则为常数，时，由Antoine方程，代入t=93.744 得 则 II.黏度的计算 精馏段平均温度 提留段平均温度下，查得 下，查得精馏段：提馏段：III.塔板效率精馏段：提馏段：3.实际板数的求取 精馏段实际板层数： 提馏段实际板层数： 4.求精馏塔的气、液相负荷 kmol/h kmol/h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 kPa每层塔板压降 kPa进料板压力 kPa 塔釜压力 kPa 精馏段平均压力 kPa精馏段平均压力 kPa 2.平均密度计算液相平均密度计算 液相平均密度依下式计算： 塔顶液相平均密度和流量的计算： 由，查手册得 进料板液相平均密度和流量的计算 由，查手册得 精馏段： 提馏段：塔釜液相平均密度和流量的计算： 由，查手册得 精馏段平均密度和流量为： 提馏段平均密度和流量为： 3. 体积流量： 塔顶： 进料： 塔底： 精馏段： 提馏段： 4.液相平均表面张力计算 液相平均表面张力依下式计算，即 塔顶液相平均表面张力计算 由，查手册得 进料板液相平均表面张力计算 由，查手册得 塔釜段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： 提馏段液相平均表面张力为： 五 精馏塔的塔体工艺尺寸计算 1.精馏段塔径的计算 （1） 精馏段的气、液相体积流率为： 由，其中的由图查取，图的横坐标为： 取板间距，则 查图得=0.0725 取安全系数0.78，u=0.78 =0.9319m/s=按标准塔径圆整后为 塔截面积为 实际空塔气速为 2.提馏段塔径的计算提馏段的气、液相体积流率为： 由，其中的由图查取，图的横坐标为： 取板间距，则 查图得=0.079 取安全系数0.78，u=0.7 8=0.946m/s=按标准塔径圆整后为 塔截面积为 实际空塔气速为 3.精馏塔的高度的计算 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，塔釜与裙坐为2.0m，塔顶封头为0.44m.塔底部空间高度2.67m塔顶部空间高度1.2m故精馏塔的高度为 六 塔板主要工艺尺寸的计算（一）精馏段: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=1.6m,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：堰长精馏段：取提馏段：取溢流堰高度 由，选用平直堰，堰上液层高度 近似取E=1精馏段：则取板上清液层高度 ,提馏段：则取板上清液层高度，弓形降液管宽度和截面积精馏段： 由 故 液体在降液管中停留时间 故降液管设计合理。提馏段： 由，查图，得故 停留时间故降液管设计合理。降液管底隙高度 精馏段：取 提馏段：取 则 故降液管底隙高度设计合理。 选用凹形受液盘，深度2.塔板布置塔板的分块 因，故塔板采用分块式。查得，板块分为4块。 边缘区快读确定 取 开孔区面积计算开孔区面积 其中 故 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 精馏段：提馏段：七 筛板的流体力学验算（一）精馏段1.塔板压降 干板阻力 干板阻力 由因为，需再乘以校正系数1.15.得： 故 气体通过液层的阻力计算 气体通过液层的阻力由式 查图，得。故 . 液体表面张力的阻力计算液体表面张力所产生的阻力 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液沫夹带液模夹带量由式 故 在本设计中液沫夹带量在允许范围内。4.漏液 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。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，则板上不设进口堰 故在本设计中不会发生液泛现象。（二）提馏段1.塔板压降 干板阻力 干板阻力 由 故 气体通过液层的阻力计算气体通过液层的阻力由式 查图，得。故 液体表面张力的阻力计算液体表面张力所产生的阻力 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液沫夹带液模夹带量由式 故 在本设计中液沫夹带量在允许范围内。4.漏液 对筛板塔，漏液点气速 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，则板上不设进口堰 故在本设计中不会发生液泛现象。八 塔板负荷性能图（一）精馏段1漏液线漏液线，又称气相负荷下限线。气相负荷低于此线将发生严重的漏液现象，气、液不能充分接触，使塔板效率下降。 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。0.00150.85640.0030.88030.00450.89990.0050.9059 由此表数据即可作出漏液线1。 2.液沫夹带线 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。0.0052.7070.00452.7570.0032.9210.00153.116 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。 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。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 据此可作出与气体流量无关的垂直液相负荷上限线4。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 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：0.0052.8480.00452.8780.0032.9660.00153.060 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，该筛板上限为液泛控制，下限为漏液控制。由图查得 故操作弹性为 （二）提馏段1漏液线漏液线，又称气相负荷下限线。气相负荷低于此线将发生严重的漏液现象，气、液不能充分接触，使塔板效率下降。 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。0.0050.86350.00450.85840.0030.84160.00150.8211 由此表数据即可作出漏液线1。 2.液沫夹带线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。0.0053.2010.00453.2330.0033.3360.00153.458 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。 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。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 据此可作出与气体流量无关的垂直液相负荷上限线4。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 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：0.0052.9510.00452.9720.0033.0380.00153.110 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，该筛板上限为液泛控制，下限为漏液控制。由图查得 故操作弹性为 九 热量衡算换热器及管道选取1 塔顶冷凝器（1）换热器面积 2315292.9kj/hK=800W/（2）冷凝器型式及材质根据S=52.79 查手册可知：公称直径：520mm公称面积：57.8管长：4500mm管子总数：220管程数：2壳程数：1管子尺寸：碳钢2.52.5排列方法：等边三角形（3）冷却水消耗量t=35 t=45 （4）管道选取塔顶蒸汽出口管管径取塔顶采出管体积流速为30ms，由公式根据管子规格，取得管径为回流管管径计算取回流体积流速为2.0ms，由公式根据管子规格，取得管径为塔釜产品采出管管径取产品采出体积流速为2.0ms，由公式根据管子规格，取得管径为2 塔釜再沸器（1）换热器面积 3209857kj/hK=800（2）再沸器型式及材质根据S=80 查手册可知：公称直径：500mm公称面积：80.6管长：6000mm管子总数：174管程数：1壳程数：1管子尺寸：碳钢2.52.5排列方法：等边三角形（3）塔釜再沸器加热蒸汽量140 3进料预热器（1）换热器面积 T=20.0时T=95.20时假设K=900w/()（2）预热器型式及材质根据S=8.0 查手册可知：公称直径：273mm公称面积：7.4管长：2000mm管子总数：65管程数：1壳程数：1管子尺寸：碳钢2.52.5排列方法：等边三角形（4）管道选取原料管管径的计算取原料进料体积流速为1.0ms，由公式根据管子规格，取得管径为4. 换热器的校核（1）传热面积的校核管程传热膜系数管程流体流通截面积管程流体的流速和雷诺数分别为普朗特数 壳程传热膜系数管子按正三角形排列，传热当量直径为壳程流体流速壳程流体的雷诺数壳程传热膜系数污垢热阻和管壁热阻查附录知，管外.内侧污垢热阻 已知管壁厚度碳钢在该条件下的热导率为总传热系数 传热面积校核 实际换热器的面积裕度为传热面积裕度合适，该换热器能完成任务。5.离心泵的选择回流泵的选择及技术参数进料流量为18.16，可