化工原理课程设计任务书及模板.doc

大连民族学院化工原理课程设计 题目：苯甲苯精馏分离板式塔设计学 院： 生命科学学院 系 别： 化学工程系 班 级： 应化08 学生姓名： 学 号： 指导教师： 设计时间： 2011年月20日至26 日 大连民族学院化工原理课程设计：苯甲苯精馏分离板式塔设计化工原理课程设计任务书专业班级：应化08一、设计题目： 苯甲苯精馏分离板式塔设计二、设计任务及操作条件1、设计任务：生产能力：（进料量） 90,000 吨年【本次设计的生产能力为180,000】操作周期： 7200 小时年进料组成：苯含量为：1班（25+学号后两位）/100%（质量分数） 2班（35+学号后两位）/100%（质量分数）塔顶产品组成： 98%（质量分数）塔底产品组成： 2% （质量分数）2、操作条件操作压力 常压进料热状态 泡点进料 单板压降： 0.7 kPa3、设备型式 板式精馏塔：筛板4、厂址 大连市 三、设计内容：1、设计方案的选择及流程说明2、工艺计算3、主要设备工艺尺寸设计 （1）塔径及提馏段塔板结构尺寸的确定 （2）总塔高、总压降及接管尺寸的确定4、设计结果汇总5、工艺流程图及精馏塔工艺条件图6、设计评述及感想四、参考资料1.陈敏恒，丛德兹等.化工原理(上、下册)(第二版).北京：化学工业出版社，20002.柴诚敬，刘国维，李阿娜.化工原理课程设计.天津：天津科学技术出版社，1995五、格式基本要求(1) 纸型：A4纸，单面打印或双面打印皆可；(2) 页边距：上3.5cm，下2.5cm，左2.5cm、右2.5cm；(3) 页眉：2.5cm，页脚：2cm，左侧装订；(4) 字体：正文全部宋体、小四；(5) 行距：多倍行距：1.25，段前、段后均为0，取消网格对齐选项。(6) 包括封面、任务书、目录等，内容大概1520页六、主要基础数据1、苯和甲苯的物理性质项目分子式分子量沸点，临界温度，临界压强，kPa苯C6H678.1180.1288.56833.4甲苯C6H5-CH392.13110.6318.574107.72、常压下苯甲苯的气液平衡数据温度，8018590951001051106苯PA，kPa10133116913551557179220422400甲苯PB，kPa40046054063374386010133以上为实验数据，也可用Antoine公式计算：组分ABC苯6.0231206.35220.24甲苯6.0781343.94219.583、液相密度，kg/m3温度，8090100110120苯815803.9792.5780.3768.9甲苯810800.2790.3780.3770.04、液体的表面张力，10-3N/m温度，8090100110120苯21.2720.0618.8517.6616.49甲苯21.6920.5919.9418.4117.315、液体粘度，10-3Pas温度，8090100110120苯0.3080.2790.2550.2330.215甲苯0.3110.2860.2640.2540.2286、液体汽化热温度，8090100110120苯394.1386.9379.3371.5363.2甲苯379.9378.8367.6361.2354.6IV大连民族学院化工原理课程设计：苯甲苯精馏分离板式塔设计目 录化工原理课程设计任务书I第一章 设计方案的选择及流程说明1概述1设计方案确定2第二章 工艺计算4一、精馏塔物料衡算4二、理论塔板数的确定4三、精馏塔的工艺条件及有关物性数据的计算8第三章 主要设备工艺尺寸设计103.1精馏塔的塔体工艺尺寸及计算113.2塔板的流体力学验算133.3塔板的负荷性能图143.4总塔高、总压降及接管尺寸的确定17第四章 辅助设备选型与计算19一、塔体总结构19二、冷凝器19三、再沸器20第五章 设计结果汇总20第六章 工艺流程图及精馏塔工艺条件图22第七章 设计评述及感想24一、对本设计的评价24二、设计感想24参考文献24第一章 设计方案的选择及流程说明概述精馏的概念精馏是分离液体混合物（含可液化的气体混合物）最常用的一种单元操作，在化工、炼油、石油化工等工业中得到广泛应用。精馏过程在能量剂驱动下（有时加质量剂），使气、液两相多次直接接触和分离，利用液相混合物中各组分挥发度的不同，使易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，实现原料混合液中各组分的分离。精馏的原理精馏利用从塔底部上升的含轻组分较少的蒸气，与从塔顶部回流的含重组分较少的液体逆流接触，同时进行多次部分汽化和部分冷凝，使原料得到分离。在精馏塔中可以同时进行多次部分汽化和部分冷凝。塔板上有一层液体，气流经塔板被分散于其中成为气泡。气、液两相在塔板上接触，液相吸收了气相带入的热量，使液相中的易挥发组分汽化，由液相转移到气相；同时，气相放出了热量，使气相中的难挥发组分冷凝，由气相转移到液相。部分汽化和部分冷凝的同时进行是汽化、冷凝潜热相互补偿。精馏就是多次而且同时进行部分汽化和部分冷凝，使混合液得到分离的过程。精馏塔设备的选择精馏塔是精馏装置的主题核心设备，气、液两相在塔内多级逆向接触进行传质、传热、实现混合物的分离。为保证精馏过程能稳定、高效地操作，适宜的塔型及合理的设计是十分关键的。根据塔内气液接触部件的结构型式，可分为板式塔和填料塔两大类。下面对板式塔和填料塔的性能做简要比较。项目塔型板式塔填料塔压力降压力降一般比填料塔大压力降小，较适于要压力降小的场合空塔气速（生产能力）空塔气速小空塔气速大塔效率效率稳定，大塔效率比小塔有所提高塔颈在1400mm以下效率较高，塔径增大，效率常会下降液气比适应范围较大对液体喷淋量有一定要求持液量较大较小材质要求一般用金属材料制作可用非金属耐腐蚀材料安装维修较容易较困难造价直径大时一般比填料塔造价低直径小于800mm，一般比板式塔便宜，直径增大，造价显著增加重量较轻重不同类型的板式塔，例如泡罩塔、筛板塔、浮阀塔、喷射型塔、多降液管塔、无溢流塔等，均有自身的特点，有其优点，也有其不足，各有使用的场合。一般来说，对于物系无特殊工艺特性要求，且生产能力不是过小的精馏操作，宜采用板式塔。本次课程设计使用的是板式塔。为使精馏塔具有优良的性能以满足生产的需要，通常考虑以下几方面因素：（1）生产能力大；（2）效率高；（3）流动阻力小：（4）有一定操作弹性；（5）结构简单，造价低，安装检修方便；（6）能满足物系某些工艺特性，如腐蚀性、热敏性、起泡性等特殊要求。实际上，任何塔设备都难以满足上述所有要求，因此，设计者应根据塔型特点、物系性质、生产工艺条件、操作方式、设备投资、操作与维修费用等技术经济评价以及设计经验等因素,依矛盾的主次，综合考虑，选择适宜的塔型。设计方案确定1 精馏流程的确定精馏装置包括精馏塔、原料预热塔、蒸馏釜（再沸器）、冷凝器、釜液冷却器和产品冷却器等设备。热量自塔釜输入，物料在塔内经多次部分气化与部分冷凝进行精馏分离，由冷凝器和冷却器中的冷却介质将余热带走。在此过程中，热能利用率很低，为此，在确定装置流程时应考虑余热的利用，注意节能。另外，为保持塔的操作稳定性，流程中除用泵直接将物料送入塔内外，也可采用高位槽送料以免受泵操作波动的影响。塔顶冷凝装置根据生产情况以决定采用分凝器或全凝器。一般，塔顶分凝器对上升蒸气虽有一定增浓作用，但在石油等工业中获取液相产品时往往采用全凝器，以便于准确地控制回流比。若后继装置使用气态物料，则宜用分凝器。总之，确定流程时要较全面、合理地兼顾设备、操作费用，操作控制及安全等诸多因素。2 操作压强的选择精馏操作可在常压、减压和加压下进行。操作压强常取决于冷凝温度。一般，除热敏性物料外，凡能通过常压蒸馏不难实现分离要求，并能用江河水或循环水将馏出物冷凝下来的系统，都采用常压蒸馏；对热敏性物料或混合液沸点过高的系统则宜采用减压蒸馏；对常压下馏出物的冷凝温度过低的系统，需提高塔压或采用深井水、冷冻盐水作为冷却剂；而常压下呈气态的物料必须采用减压蒸馏。我们要分离的物系苯-甲苯采用常压蒸馏即可。进料热状态的选择 进料热状态进料热状态参数q表达，即： q= 进料状态与塔板数、塔径、回流比及塔的热负荷都有关。进料状态有五种，即q1.0时，为低于泡点温度的冷液进料；q=1.0为泡点下的饱和液体；q=0为露点下的饱和蒸气；1q0为介于泡点与露点间的气液混合物；q 5s故降液管设计合理（4）降液管底隙高度ho ho = LS/(3600lwuo， )取 uo，=0.14m/s则 ho = 0.00553600/(36001.190.14 )=0.03301 mhw - ho = 0.0415 0.03301=0.00 850.006m故降液管底隙高度设计合理。选用凹形受液盘，深度hW ，= 0.05m。塔板布置（1） 塔板的分块因 D1.8m，故塔板采用分块式。查表可知，塔板分为5块。（2） 边缘区宽度确定取 Ws = Ws，= 0.065m，Wc = 0.035m（3） 开孔区面积计算开孔面积Aa按下式计算Aa = 2（x（r2-x2）1/2 +r2sin-1（x/r）/180其中 x =D/2 -（Wd+Ws）= 1.8/2 ( 0.248 + 0.065) = 0.587 m r = D/2 Wc = 1.8/2 0.035 = 0.865m故 Aa=20.587(0.8652-05872)1/2+0.8652 sin-1（0.587/0.865）/180= 0.7874 m2（4） 筛孔计算及其排列本例所处理的物系无腐蚀性，可选用= 0.003m碳钢板，取筛孔直径do=0.005m筛孔按正三角形排列，取孔中心距t为 t = 3d=0.015m筛孔数目n为 n =1.155Aa/t2 =1.155 0.7874/0.0152 =4042开孔率为 = 0.907（do/t）2 =0.907(0.005/0.015)2 = 10.1%每层塔板上的开孔面积Ao 为 Ao =Aa =10.1% 0.7874 = 0.0795m2气体通过阀孔的气速为 uo = Vs/Ao =1.972/0.0795= 24.80 m/s 3.2塔板的流体力学验算一、气体通过筛板压降相当的液柱高度hp1、塔板压降（1） 干板阻力hc计算干板阻力由下式计算hc = 0.051（uo/co）2（V/L）由 do/=5/3 = 1.67 查图可知co = 0.772故 hc = 0.051（24.80/0.772）2(2.94/803.0)=0.193 m（2） 气体通过液层的阻力hl计算可由下式计算hl = ohLua = Vs/（AT-Af）=1.972/(2.543-0.1907)=0.838 m/sF0 =ua（V）1/2=0.8382.941/2= 1.44 kg1/2/(sm1/2)查图可知 o =0.61hl =0.610.06=0.0366 m（3） 液体表面张力的阻力h计算h= 4/(Lgdo )=421.3210-3/(803.09.810.005)=0.0022 m故 hp = 0.0193+0.0366+0.0022 = 0.0581 m单板压降 Pp = hpLg =0.0581803.09.81=457.68 Pa 0.7kPa，设计允许值。二、雾沫夹带依式 ev =（5.710-6/）(ua /(HT-hf)3.2 hf = 2.5hL = 2.50.06=0.15 mev =（5.710-6/21.3210-3）(0.838/(0.4-0.15)3.2 =0.013 kg液/kg气1.5故在设计负荷下不会产生过量漏液。四、泛液为防止降液管液泛的发生，应使降液管中清夜层高度Hd （HT+hw）苯-甲苯物系属一般物系，取= 0.5，则（HT+hw）= 0.5（0.4+0.0415）= 0.221 m而 Hd = hp +hL +hd板上不设进口堰，hd = 0.153（0）2 = 0.1530.082 = 0.001 m Hd =0.08+0.06 +0.001 =0.141 m故 Hd（HT+hw），在设计负荷下不会发生液泛。根据以上塔板的各项流体力学验算，可以认为提馏段塔径及各工艺尺寸是合适的。 3.3塔板的负荷性能图一、漏液线（气相负荷下限线）由 uo，min = 4.40.772（0.0056+0.13hL-h）L/V）1/2uo，min= Vs,min/A0hL=hw+howhow=2.84/1000E(Lh/lw)2/3得 Vs,min=4.4C0A0(0.0056+0.13(hw+2.84/1000E(Lh/lw)2/3)- h) L/V)1/2 =4.4*0.772*0.0795(0.0056+0.13(0.0415+2.84/10001(3600Ls/1.19)2/3)- 0.0022) 803.0/2.94)1/2=2.7(0.024035+2.1086Ls2/3)1/2此即气相负荷下限关系式，在操作范围内任取几个Ls值，依上式算出相应的Vs值列于附表中Ls0.000060.00150.0030.0045Vs0.5334470.6137110.7035330.770843二、液沫夹带线依式 ev =（5.710-6/L）(ua /(HT-hf)3.2式中 ua = Vs/（AT-Af）= Vs/（2.543-0.1907）=0.43 Vs故 hf = 2.5（hw+how）=2.5hw+0.00284E（3600Ls/lw）2/3 近似取 E=1 hw = 0.0415m lw=1.19m故 hf =2.50.0415+0.00284E（3600Ls/1.19）2/3 =0.104+1.485Ls2/3 HT=0.04取液沫夹带极限值ev 为0.1kg液/kg气，已知=21.3210-3N/m,HT=0.4m整理得 Vs=4.38-21.99Ls2/3在操作范围内任取几个Ls值，依上式算出相应的Vs值列于附表中 Ls0.000060.00150.0030.0045Vs4.2235684.0918493.922593.780623三、液相负荷下限线对于平直堰，取堰上液层高度how =0.006m作为液相负荷下限条件，E=1则 0.006=0.00284E（3600Ls，min/lW）2/3 得 Ls，min=0.00102m3/s据此可作出与气体流量无关的垂直液相负荷下限线四、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线，=AfHT/Ls整理得 Ls,max=（HTAf）/=(0.40.1907)/4=0.01907m3/s据此可作出与气体流量无关的垂直液相负荷上限线五、液泛线令 Hd=（HT+hw）由 Hd = hp +hL +hd，hp=hc+hl+ h,hl=0hL,hL=hw+how联立得 HT+（-0-1）hw=（0+1）how+hc+hd+ h忽略h，将how与Ls,hd与Ls,hc与Vs的关系式代入上式，并整理得 aVs2=b-cLs2-dLs2/3式中 a=(0.051/(A0c0)2) V/L b=HT+（-0-1）hwc=0.153/(lwho)2 d=0.00284E(0+1)(3600/lw)2/3将有关数据带入，得 a=(0.051/(0.1010.78740.774)2)2.94/803.0=0.049 b=0.50.4+（0.5-0.61-1）0.0415=0.154 c=0.153/(1.190.03301)2=99.15 d=0.002841(0.61+1)(3600/1.19)2/3=0.956故 0.049Vs2=0.154-99.15Ls2-1.421Ls2/3即 Vs2= 1.42-918Ls2-8.86 Ls2/3在操作范围内任取几个Ls值，依上式算出相应的Vs值列于附表中Ls0.000060.00150.0030.0045Vs1.1647491.140981.10791.076994 根据以上各线方程，可作出筛板塔负荷性能图：五条线包围区域为精馏塔塔板操作区，P为操作点，OP为操作线。由图可看出，该筛板的操作上限为液沫夹带控制，下限为液泛控制。由图查得Vs,max=3 m3/s Vs,min=1.1 m3/s精馏段的操作弹性为Vs,max/ Vs,min=3/1.1=2.723 3.4总塔高、总压降及接管尺寸的确定塔总高度由下式决定H = HD + (N-2-S)HT + SHT + HF +HB 取 HD = 1.25m HB = 0.8m设有两个人孔 HT = 0.4mHT =0.8m HF = 0.6mH = 1.25 + （26 -2 2）0.4 +20.8 + 0.6 + 0.8= 13.05m塔总压降P= 0.7 24 = 16.8 kPa接管尺寸1、塔顶蒸汽管dp塔顶到冷凝器的蒸气导管，必须具有合适的尺寸，以免压力降过大，管径dp可按下式计算。 dp =Vs/(uv)1/2式中蒸气速度uv在常压操作时取1220m/s, 绝对压为1400pa1800pa时取1030m/s,绝对压为6000pa1400pa时取3050m/s,绝对压小于6000pa时取5070m/s。2、回流管dR通常，重力回流管内流速uR取0.20.5m/s,强制回流uR取1.52.5m/s。回流管直径dR为 dR = 4Lh/(3600uRL)1/23、进料管df和塔釜出料管dw料液由高位槽流入塔内时，进料管内流速uf可取0.40.8m/s；或由泵输送，uf可取1.52.5m/s，塔釜流出液体流速uw一般取0.51.0m/s，计算公式与前面所述回流管径的计算式相同。所有计算所得尺寸均应圆整到相应规格的直径。第四章 辅助设备选型与计算 一、塔体总结构 板式塔内部装有塔板、降液管、各物流的进出口管及人孔、基座、除沫器等附属设备。除一般塔板按设计板间距安装外，其他处根据需要决定其间距。（1）塔顶空间 指塔内最上层塔板与塔顶的间距。为利于出塔气体夹带的液滴沉降，此段远高于塔板间距（甚至高出一倍以上），或根据除沫器要求高度决定。（2）塔底空间 指塔内最下层塔板到塔底间距。其值由如下二因素决定，即：塔底贮液空间依贮存液量停留35 min或更长时间而定；塔底液面至最下层塔板之间要有12m的间距，大塔可大于此值。（3）进料位置 通过工艺计算可以确定最适宜的进料位置，但在结构设计时应考虑具体情况进一步安排不同的进料位置。一般离最适宜进料位置的上下约13块塔板处再设置两个进料口。相邻两个进料位置的距离应由设计者综合多种因素确定。（4）人孔 一般每隔68层塔板设一人孔（安装、检修用），当塔需经常清洗时，则每隔34 层塔板设一人孔。设人孔处的板间距等于或大于600mm，人孔直径一般为450500mm（特殊的也有长方形人孔），其伸出塔体的筒体长为200250mm，人孔中心距操作平台约8001200mm。（5）塔高 前面已计算。二、冷凝器 常用的冷凝器大多为列管式，并使蒸汽在壳程冷凝，冷却水或其它冷却剂在管程流动以提高传热系数和便于排出凝液。在求得所需的传热面积后，应考虑有一定裕度供调节之用，并根据冷凝器的规格来具体选取，特殊情况下亦可另外进行设计。 多数情况下，冷凝器水平的安装于塔顶，利用重力使部分凝液自动流入塔内作为回流，称为自流式。冷凝器距塔顶回流液入口所需的高度可根据回流量和管路阻力计算，并应有一定裕度。当冷凝器很大时，为便于安装检修和调节，常将冷凝器装于地面附近，回流液用泵输送，称为强制回流式，这时，在冷凝器和泵之间宜加设冷凝储罐来作为缓冲；另外，由于管路散热的影响，返至塔顶的温度相对较低，属于冷回流的情况。 对于直径较小的塔，冷凝器宜较小，可考虑将它直接安装于塔顶和塔连成一体。这种整体结构的优点是占地面积小，不需要冷凝器的支座，缺点是塔顶结构复杂，安装检修不便。三、再沸器 常用的再沸器有立式和卧式两种。在立式再沸器中，由于管内物料被加热而使密度减小，与塔底物料形成的自然循环效果好，有利于提高传热系数，还具有占地面积小，物料在管内流动便于清洗的优点。但它要求有较高的塔的支座，以保证物料循环所需的压头。当再沸器的传热面积较大时，为避免支座过高和管数过多引起的物料循环不均匀，可采用卧式再沸器。但卧式再沸器也有一定缺点，入物料在壳程通过难以清洗，常不得不采用较复杂的浮头或U型管结构，且自然循环的传热效果较差和占地面积较大。综上所述，本设计采用的是列管式塔顶及塔底产品冷凝器和立式再沸器。第五章 设计结果汇总筛板塔设计计算结果项目符号单位数值提馏段精馏段平均压强PmkPa110.2平均温度T90.4平均流量气相Vsm3/s1.972液相Lhm3/s0.0055实际塔板数N块26塔间距HTm0.4塔的有效高度Hm10.4塔径Dm1.8空塔气速um/s0.909塔板液流形式单溢流溢流装置降液管形式弓形受液盘凹形堰长lwm1.19堰高hwm0.0415溢流堰宽度Wdm0.248管底与受液盘距离hom 0.03301板上清液层高度hlm 0.0366堰上清液层高度howm 0.0185筛板厚度mm3筛孔排列方式正三角形孔径domm 5孔间距tmm 15孔数n个4042开孔率%10.1开孔面积Aam20.7874筛孔气速uom/s24.80塔板压降hpm液柱0.0581液体在降液管内停留时间s 4降液管内清液层高度Hdm0.001液沫夹带evkg液/kg气0.1负荷上限液沫夹带控制负荷下限液泛控制气相最大负荷Vs,maxm3/s3气相最小负荷Vs,minm3/s1.1操作弹性2.723符号说明Aa-塔板开孔面积，m2 Af-降液管面积，m2 Ao-筛孔面积，m2At-塔截面积，m2C-负荷系数，量纲为1Co-流量系数，量纲为1D-塔顶流出液流量，Kmol/hD-塔径，mDo-筛孔直径，mmE-液流收缩系数，量纲为1ET-全板效率，量纲为1ev-液沫夹带量，kg（液）/kg（气）F-进料流量，Kmol/hFa-气相动能因数，m/s(kg/m3)1/2g-重力加速度，m/s2H-塔高，mhT-板间距，mhc-与干板压降相当的液柱高度，mhd-与液体流经降液管的压降相当的液柱高度，mht-与气流穿过板上液层的压降相当的液柱高度，mhf-板上鼓泡层高度，mhl-进口堰与降液管间的水平距离，mhL-板上层液高度，mho-降液管底隙高度，mhow-堰上层液高度，mhp-与单板压降相当的液柱高度，mhw-溢流堰高度，m K-筛板的稳定系数，量纲为1h-与克服液体表面张力的压降相当的液柱高度，mL-塔内下降液体的流量，Kmol/hLh-液体流量，m3/hLs-塔内下降液体的流量，m3/hlw-溢流堰长度，mN-塔板数Np-实际塔板数NT-理论塔板数n-筛孔数P-操作压强，KPap-压强降，KPaq-进料热状态参数R-回流比，mr-开孔区半径，mt-筛孔中心距，mu-空塔气速，m/sua-按开孔区流通面积计算的气速，m/su0-筛孔气速，m/su0-降液管底隙处液体流速，m/sV-塔内上升蒸汽量，Kmol/hVs-塔内上升蒸汽流量，m/sW-塔底产品流量，Kmol/hWc-有效