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辽宁石油化工大学职业技术学院毕业设计(论文)化工原理课程设计任务书专业 班级 设计人 一、设计题目苯-甲苯连续精馏塔设计、二、设计任务及条件（1）、进料含苯A，其余为甲苯（均为质量分率，下同）（2）、塔顶产品苯含量不低于B（3）、釜残液中苯含量不高于C（4）、生产能力D t/a苯产品，年开工300天，每天24小时（5）、操作条件：塔底间接蒸汽加热。操作压力、进料热状况、回流比：自选三、设备类型：填料塔其中填料为散装填料三、设计内容（一）编制一份设计说明书，主要内容包括：1、前言；2、流程的确定和说明（附流程简图）；3、生产条件的确定和说明；4、精馏（吸收）塔的设计计算；5、附属设备的选型和计算；6、设计结果列表；7、设计结果的讨论与说明；8、注明参考和使用的设计资料；9、结束语。（二）绘制一个带控制点的工艺流程图（2#图）（三）绘制精馏（吸收）塔的工艺条件图（坐标纸）四、设计日期： 年 月 日至 年 月 日目 录前 言1第一章 流程的确定与说明21.1装置流程的确定21.2操作压力的选择21.3进料热况的选择21.4加热方式的选择21.5 回流比的选择2第二章 精馏塔的设计计算22.1精馏塔的物料衡算22.2热量衡算22.3 理论塔板数计算2第三章 精馏塔主要尺寸的设计计算2 3.1 精馏塔设计的主要依据和条件3.2体积流量23.3塔径设计计算 3.4 填料层高度设计计算第4章 附属设备及主要附件的选型计算 4.1冷凝器4.2再沸器 4.3接管、液体分布器、支撑板、裙座、人孔和封头4.4精馏塔的高度2结 论2致 谢2参 考 文 献2附 录2前 言在化学工业和石油工业中广泛应用的诸如吸收、解吸、精馏、萃取等单元操作中，气液传质设备必不可少。塔设备就是使气液成两相通过精密接触达到相际传质和传热目的的气液传质设备之一。塔设备一般分为级间接触式和连续接触式两大类。前者的代表是板式塔，后者的代表则为填料塔，在各种塔型中，当前应用最广泛的是筛板塔与浮阀塔。填料塔是以塔内的填料作为气液两相间接触构件的传质设备。填料塔的塔身是一直立式圆筒，底部装有填料支承板，填料以乱堆或整砌的方式放置在支承板上。填料的上方安装填料压板，以防被上升气流吹动。液体从塔顶经液体分布器喷淋到填料上，并沿填料表面流下。气体从塔底送入，经气体分布装置（小直径塔一般不设气体分布装置）分布后，与液体呈逆流连续通过填料层的空隙，在填料表面上，气液两相密切接触进行传质。填料塔属于连续接触式气液传质设备，两相组成沿塔高连续变化，在正常操作状态下，气相为连续相，液相为分散相。 当液体沿填料层向下流动时，有逐渐向塔壁集中的趋势，使得塔壁附近的液流量逐渐增大，这种现象称为壁流。壁流效应造成气液两相在填料层中分布不均，从而使传质效率下降。因此，当填料层较高时，需要进行分段，中间设置再分布装置。液体再分布装置包括液体收集器和液体再分布器两部分，上层填料流下的液体经液体收集器收集后，送到液体再分布器，经重新分布后喷淋到下层填料上。 填料塔具有生产能力大，分离效率高，压降小，持液量小，操作弹性大等优点。填料塔也有一些不足之处，如填料造价高；当液体负荷较小时不能有效地润湿填料表面，使传质效率降低；不能直接用于有悬浮物或容易聚合的物料；对侧线进料和出料等复杂精馏不太适合等。本设计主要以分离苯-甲苯二元系混合液的填料精馏塔，对年处理量为4.0万吨的分离填料精馏塔。进料中苯含量为30%质量分数，的常温液体。要求塔顶镏出液为0.96，塔底釜液为0.01. 进行工艺计算 由于此次设计时间紧张，本人水平有限，难免有遗漏谬误之处，恳请老师指出以便修正。第一章 流程的确定及说明一 装置流程的确定冷却器设备。蒸馏过程按操作方式的不同，分为连续蒸馏和间歇蒸馏两种流程。连续蒸馏具有生产能力大，产品质量稳定等优点，适合小规模，多品种或多组分物系的初步分离。蒸馏装置包括精馏塔, 原料预热塔, 蒸馏釜,冷凝器,釜液器,釜液冷却器和产品蒸馏是通过物料在塔内的多次部分汽化和多次部分冷凝实现分离的，热量自塔釜输入，由冷凝器冷却器中的冷却介质将余人热带走。在此过程中，热能利用很低，为此，在确定装置流程时应考虑余热的利用。譬如，用原料做为塔顶产品冷却器的冷却介质，即可将原料预热，有可节余冷却介质。另外，为保持塔的稳定性，流程中初用泵送入塔原料外也可采用高位槽入料，以免受泵操作波动的影响。塔顶冷凝装置可采用全凝器，分冷器全冷器两种不同的设置。工业上以采用全凝器为主，以便于准却的控制回流比。塔顶分凝器对上升蒸气有一定的增浓作用，若后继装置使用气态物料，则应用分凝器。总之，确定流程时要教全面合理的兼顾设备、操作费用、操作控制及安全等因素。二 操作压力的选择 塔内操作压力的选择不仅牵涉到分离问题，而且与塔顶和塔底温度的选取有关。根据所处理的物料性质，兼顾技术上的可行性和经济上的合理性来综合考虑，一般有下列原则：一、 压力增加可提高塔的处理能力，但会增加塔身的壁厚，导致设备费用增加；压力增加，组分间的相对挥发度降低，回流比或塔高增加，导致操作费用或设备费用增加。因此如果在常压下操作时，塔顶蒸气可以用普通冷却水进行冷却，一般不采用加压操作。操作压力大于1.6MPa才能使普通冷却水冷却塔顶蒸气时，应对低压、冷冻剂冷却和高压、冷却水冷却的方案进行比较后，确定适宜的操作方式。二、 考虑利用较高温度的蒸气冷凝热，或可利用较低品位的冷源使蒸气冷凝，且压力提高后不致引起操作上的其他问题和设备费用的增加，可以使用加压操作。三、 真空操作不仅需要增加真空设备的投资和操作费用，而且由于真空下气体体积增大，需要的塔径增加，因此塔设备费用增加。三 进料热况的选择进料状态有5种，可用进料状态参数q值来表示。进料为过冷液体：q1；饱和液体（泡点）：q1；气、液混合物：0q1；饱和蒸气（露点）：q0；过热蒸气：q0。q值增加，冷凝器负荷降低而再沸器负荷增加，由此而导致的操作费用的变化与塔顶出料量D和进料量F的比值D/F有关；对于低温精馏，不论D/F值如何，采用较高的q值为经济；对于高温精馏，当D/F值大时宜采用较小的q值，当D/F值小时宜采用q值较大的气液混合物。如果实际操作条件与上述要求不符，是否应对进料进行加热或冷却可依据下列原则定性判断：1、 进料预热的热源温度低于再沸器的热源温度，可节省高温热源时，对进料预热有利，但会增加提馏段的塔板数；2、 当塔顶冷凝器采用冷冻剂进行冷却，又有比较低的冷量可利用时，对进料预冷有利。泡点进料时的操作比较容易控制，且不受季节气温的影响；此外，泡点进料时精馏段和提馏段的塔径相同，设计和制造时比较方便。进料热况的选择四 加热方式的选择蒸馏大多采用间接蒸汽加热，设置再沸器。有时也可采用直接蒸汽加热，例如蒸馏釜残液中的主要组分是水，且在低浓度下轻组分的相对挥发度较大时，宜用直接蒸汽加热，其优点是可以利用压力较低的加热蒸汽以节省操作费用，并省掉见解加热设备。但由于直接蒸汽的加入，对釜内液体起一定稀释作用，在进料条件和产品纯度，轻组分收率一定的前提下，釜液浓度相应降低，故需要在提留段增加塔板以达到生产要求。五 回流比的选择影响精馏操作费用的主要因素是塔内蒸气量V。对于一定的生产能力，即馏出量D一定时，V的大小取决于回流比。实际回流比总是介于最小回流比和全回流两种极限之间。由于回流比的大小不仅影响到所需理论板数，还影响到加热蒸汽和冷却水的消耗量，以及塔板、塔径、蒸馏釜和冷凝器的结构尺寸的选择，因此，适宜回流比的选择是一个很重要的问题。适宜回流比应通过经济核算决定，即操作费用和设备折旧费之和为最低时的回流比为适宜回流比。但作为课程设计，要进行这种核算是困难的，通常根据下面3种方法之一来确定回流比。1、 根据本设计的具体情况，参考生产上较可靠的回流比的经验数据选定； 2、 先求出最小回流比Rmin，根据经验取操作回流比为最小回流比的1.12倍，即R（1.12）Rmin；3、 在一定的范围内，选5种以上不同的回流比，计算出对应的理论塔板数，作出回流比与理论塔板数的曲线，如图所示。当R= Rmin时，塔板数为；RRmin后，塔板数从无限多减至有限数；R继续增大，塔板数虽然可以减少，但减少速率变得缓慢。因此可在斜线部分区域选择一适宜回流比。上述考虑的是一般原则，实际回流比还应视具体情况选定。第二章 精馏塔的设计计算2.1精馏塔的物料衡算1 原料液及塔顶、塔底产品的摩尔分率已知：F=4.0万吨300天=40000100030024=5556h苯的摩尔质量 =78.11kgkmol甲苯的摩尔质量 苯的摩尔分率 甲苯摩尔分率 2=1-0.54=0.46进料液 F=5556/84.5665.7kg/kmol 根据物料衡算方程 F =0.54 解得 D=32.71kmol/h W=32.99kmol/h由于泡点进料q=1，故由气液平衡数据，用内插法求得进料液温度 ，得tF=97.81在此溫度下，苯的和饱蒸汽压PA0=159.99kPa.甲苯的饱和蒸汽压PB0=73.33kPa =2.18(2)最小回流比的求取由于是饱和液体进料，有q=1，q线为一垂直线，故，根据相平衡方程有最小回流比为 (2-2) R=1.2Rmin=1.21.3=1.56L=RD=1.5632.71=51 Kmol h L=L+qF=51+65.7=116.7 Kmol h物料 流量（Kmol h） 组分 物料 物流（Kmol h）进料F 65.7 苯0.54 甲苯0.46塔顶产品D 32.71 苯0.957 甲苯0.043 塔底残夜W 32.99 苯0.047 甲0.953精馏段上升 83.71蒸汽量V提馏段上升 83.71 蒸汽量V 精馏段下降 51液体量L 提留段下降 116.7液体量LV=V=83.71 Kmol h 表2-1 物料衡算表2.2热量衡算 1.热量衡算的物流示意图（能流图）气液平衡数据，用内差法可求塔顶温度塔底温度泡点温度tD =80.82 =108.20注：下标1为苯，下标2为甲苯。温度下:Cp1=25.75=107.81Cp2=31.00 =129.52129.52108.74温度下：Cp1=27.75=116.19 Cp2 =33.90=141.94 140.48180.29温度下: 388.83塔 顶： （1）塔顶以0为基准，0时塔顶上升气体的焓值 Qv=3293696.9kJh （2）回流液的 Cp1=25.30=105.9 Cp2=31.39 =133.6 0.957105.9+133.6（1-0.957）=107.0951107.0980.82=441405.7kJh（3） 镏出液的焓值因为镏出口于回流组成一样，所以=106.63=Dt=32.71107.0980.82=283105.5 kJh (2-3)（4）冷凝器消耗-=3106068.01-441405.7-283105.5=2381556.81 kJh（5）进料口tF温度下：Cp1=26.48=110.62 Cp2 =32.70=136.91由于=110.620.54+136.91(1-0.54)=122.71所以=F=65.7122.71108.2=872313.49 kJh（6）塔底残液焓=W=32.99122.71108.2=438015.55kJh（7）再沸器（全塔范围列衡算式）设再沸器损失能量=0.1 +=+0.9=+- =2381556.81+438015.55+283105.5-872313.49=2230364.4kJh=2478182.6 kJh表2-2 热量衡算表进料冷凝器塔顶 流出液塔釜 流出液再沸器平均比热122.71108.74180.29热量（kJh）872313.492381556.81 3293696.9438015.552478182.62.3 理论塔板数计算 塔顶温度下： PA0=1.05Kgfc 甲苯的饱和蒸汽压 PB0= 0.48Kgfc D=2.188 (2-4) 塔底温度下： PA0=2.12Kgfc甲苯的饱和蒸汽压 PB0= 1.05Kgfc W=2.121.05=2.019 全塔平均挥发度:=8.23 (2-5) =0.1 解得N=20.2（含釜）(N-n)/n+2=0.54进料的相对挥发度：F=2.18塔顶与精料的相对挥发度：=3.77 (2-6) (N-n)/n+2=0.54 N=10.54取整数，精馏段理论板数17块，加料板位置为从塔顶数第18块层理论板，取整理论板数为25块【9】2.4精馏塔主要尺寸的设计计算1、精馏塔设计的主要依据和条件表2-3 精馏塔设计的主要依据和条件温度 =80.83 =108.21 tF =97.81甲苯密度（） 0.815 0.766 0.763苯密度（） 0.820 0.778 0.765（1）塔顶条件下的流量和物性参数=78.71kgkmol V1=V=78.7183.71=6588.81kghL1=L=78.7151=4014.21kgh1L=1.2198mlg 所以819.8P12.71（2）塔底条件下的流量和物性参数P31L= =1.3045 766.58 V33=91.4783.71=7656.95kgh=7656.95（36002.923）=0.7277m3sL3=ML=91.47116.7=10674.5kg/h（3）进料条件下的流量和物性参数1L=1.309 所以 764.1 v2=V =7656.95 kg/h精馏段： L2=L=84.5651=4312.56kg/h提留段： L2=L“=84.56116.7=9868.15 kg/h（4）精馏段的流量和物性参数=2.74 =791.95V=（V1+V2）/2=7122.4 kg/h L=(L1+L2)/2=4163.39kg/h（5）提馏段的的流量和物性参数=2.8505 =765.34V=（V3+V2）/2=7656.95kg/h L=(L+L)/2=10271.33 kg/h（6）体积流量2.4.2体积流量塔顶：进料：塔底：精馏段：提馏段：2.4.3塔径设计计算1.填料选择填料塔内所用的填料应根据生产工艺技术的要求进行选择，并对填料的品种、材质及尺寸进行综合考虑，应尽量选用技术资料齐全，使用性能成熟的新型塔填料。对性能相近的填料，应根据它们的特点进行技术、经济评价，使所选用的填料既能满足生产要求，又能使设备的投资和操作费用最低或较低。填料是填料塔中汽液接触的基本构件，其性能的优劣是决定填料塔操作性能的主要因素，因此，塔填料的选择是填料塔设计的重要环节。鲍尔环由于环壁开孔，大大提高了环内空间，及环内表面的利用率，气流阻力小液体分布均匀，与拉西环相比，其通量可增加50%以上，传质效率可提高30%左右，鲍尔环是目前应用较广的填料之一。对填料的基本要求有比表面积和孔隙率较大，堆积密度较小，有足够的机械强度，有良好的化学稳定行及液体的湿润性，价格低廉等。综合以上因素及鲍尔环的优点，本设计选用型填料。表2-3-2（1）填料尺寸性能填料名称（）堆积个数n（）堆积密度()比表面a（）空隙率（%）金属鲍尔环130003651290.945注：摘自化学工程手册第三卷 P13-44 表3-3(1)精馏段=0.0344 (2-7)由图查得纵坐标为 Y=0.198已知填料因子精馏段平均温度： =（80.83+97.81）/2=89.37 =791.95, 表2-5 甲苯粘度温度/ =80.82 =108.20 =97.82黏度/cP 0.310 0.234 0.279 所以 =（0.310+0.279）/2=0.294MPas 泛点气速 对于散装填料，其泛点速率经验值，取空塔气速为50%，则u=0.53.11=1.555m/s圆整后：塔径为740mm(2)提馏段：=0.0819由图查得纵坐标为 已知填料因子提馏段平均温度： =103.01=765.34, 0.294mPas泛点气速 对于散装填料，其泛点速率经验值，取空塔气速为50%，则u=0.51.958=0.979m/s圆整后：塔径为950mm(3)全塔塔径圆整后：全塔塔径为950mm3、填料层高度设计计算3.1等板高度设计计算（1）精馏段动能因子 经查每米理论级数（NTSM）所以精馏段填料层高度为 式中 n精馏段理论塔板数。（2）提留段：F=u=1.65 NETP=4.3HETP=1/ NETP=0.23m Z2=0.2310=2.3mZ= Z1+ Z2=4.23+2.3=6.53m 用上述方法计算出填料层高度后，还应留出一定安全系数。根据设计经验，填料层的设计高度一般为，本次取设计时的填料高度，；工艺计算时得到的填料高度，；（2）填料层压降计算（1）精馏段液体负荷 用精馏段动能因子F查出液体负荷为10和20的每米填料层压降分别为0.22和0.25，算出为13.22时的每米填料层压降为0.230kPa/m。则精馏段的压降： （2）提馏段液体负荷 用提馏段动能因子F查出液体负荷为5和10的每米填料层压降分别为0.166和0.179，算出为5.61时的每米填料层压降为0.168kPa/m。则提馏段的压降： 全塔填料层总压降： 2.3.6 附属设备及主要附件的选型计算一、 冷凝器郑州最高月平均气温t1=35冷却剂选用深井水，冷却水出口温度一般不超过40，否则易结垢。取 t2=38 泡点回流温度tD=79.67， 塔顶蒸汽温度tD=80.831. 计算冷却水流量 kg/h2. 冷凝器的计算与选型因为冷凝器选择列管式，逆流方式 tm=43.64因 K=400 Qc=2381556.81 kJh 且 Qc=KAt A=Qc/（Ktm）=136.43m操作弹性为1.2， A=1.2A=163.72m 表27 冷凝器规格公称直径Dg 管程数N 管规定/mm 排数 管程流道面积 计算传热面积m /m （管长6000mm） 500mm1 252.5 355 0.1115 165.1二、再沸器选择150的饱和水蒸气加热，温度为150的饱和水蒸气冷凝潜热506.0kcal/kg。1. 间接加热蒸汽量 GB=1169.78 kg/h=2478182.6/2. 再沸器加热面积tw1=108.2为再沸器液体入口温度tw2=108.2为回流汽化为上升蒸汽时的温度t1=150为加热蒸汽温度t2=150为加热蒸汽冷凝为液体的温度用潜热加热可节省蒸汽量从而减少热量损失 t1=t1-tw1=150-108.20=41.80 t2=t2-tw2=150-108.20=41.80 tm=41.80 取K=800kJ/(m2h)QB=KAtm, A=75.57m2 =2478182.6/=74.11三、接管，液体分布器，支撑板，裙座，入孔和封头1.接管的计算 （1）塔顶蒸汽管：从塔顶至冷凝器的蒸汽导管，必须适合尺寸，以免产生过大压力降，特别在减压过程中，过大压降会影响塔的真空度。从塔顶只冷凝器的蒸汽导管，尺寸必须适合，以免产生过大压降，特别在减压过程中，过大压降会影响塔德真空度。操作压力为常压，蒸汽速度 圆整后 表3-3-1（1） 塔顶蒸汽管参数表内径外径R内管重/(kg/m)2251201577.10注：摘自浮阀塔P197表5-3。2.回流管冷凝器安装在塔顶时，回流液在管道中的流速一般不能过高，否则冷凝器高度也要相应提高，对于重力回流，一般取速度为0.20.5m，本次设计取。 圆整后 表3-3-1（2） 回流管参数表内径外径R内管重/(kg/m)501201501.11注：摘自浮阀塔P197表5-3。（1）回流口处液体分布装置的选择选择筛孔盘式分布器表210 液体分布器规格塔径/mm分布器直径/mm圆环高度/mm液体负荷范围6005001750.70 35.0孔数的计算当D=400mm时，每30cm2设一个喷淋点 S=3.140.42=1256cm2 孔数 n=42个孔径的计算取h=120mm,c0=0.6Ls=d20nc0 (2-11) Ls=1.5310-3m3/sd0=7.1mm圆整 d0=8mm液体喷淋密度S=0.362=0。102m2 L= 0.015m/s(3)塔釜出料管：已知：uw =0.75m/s dw=10674.5/766.58=0.071m S=3.140.8162=39.57cm2表211 塔釜出料口规格公称直径Dg/mm外径/mm壁厚/mm内孔截面积/cm2 65 76 4 36.32(4)进料口液体分布装置的选择型号与孔数同前孔径的计算LS=7656.95/764.1=2.7810-3m3/sdo=5.110-3m=9.57mm (2-12)圆整：d0=10mm液体喷淋密度 3.支撑板 D=2404.封头、群座等其他部件尺寸型号见流程图（图略）2.3.7精馏塔的高度1、 塔釜计算L=10674.5kg/h， =766.58Ls=10674.5/(766.583600)=0.00391. 塔釜内液体体积取液体在釜内停留15min2. 塔釜体积取装料系数为0.5， 3. 塔釜直径与高度取 所以圆整D=1700mm 故mm2、 塔高计算表212 各部件规格部件尺寸/mm部件尺寸/mm塔顶接管封头266提馏段填料层2300回流分液器部分1200鞍式支座200精馏段填料层4230塔釜高度850进料液部分1000塔高=266+1200+4230+1000+6530+200+850=10046mm所以，实际塔高取10.1m 第三章 结 论塔设备是是化工、石油化工和炼油等生产中最重要的设备之一。它可使气液或液液两相间进行紧密接触，达到相际传质及传热的目的。可在塔设备中完成常见的单元操作有：精馏、吸收、解吸和萃取等。此外，工业气体的冷却与回收、气体的湿法净制和干燥以及兼有气液两相传质和传热的增湿、减湿等。本次化工原理设计以精馏塔（填料塔）设计为主，附以换热器、离心泵及管道设计和选型。主要介绍填料塔精馏塔的设计计算，并