化工原理课程设计-副本(1).doc

本科生（化工原理）课程设计题 目 年产10万吨甲苯精馏塔的设计 学生姓名 张淑云 黄桂林 王泽尉 指导老师 徐琼 学 院 树达学院 专业班级 化学工程与工艺 完成时间 2014年12月 目录.设计任务书5.设计说明书第一章 工艺流程的确定和说明6第二章 精馏塔的工艺计算2.1 操作条件的相关计算7一、操作压力、塔顶温度、塔底温度的确定7二、相对挥发度的计算和最小回流比、操作回流比的确定102.2全塔物料衡算和热量衡算10一、物料衡算10二、热量衡算112.3理论塔板数和实际塔板数的计算16一、理论塔板数的计算16二、全塔效率的估算17三、实际塔板数17第三章 精馏塔主要尺寸设计计算3.1基础物性数据计算17一、液相平均密度及液相体积流量的计算17二、气相平均密度及气相体积流量的计算18三、液相平均表面张力的计算183.2塔径的计算193.3塔高的计算20一、塔板间距的估算20二、溢流装置20三、塔的有效高度和总高度20第四章 塔盘的设计和计算4.1塔板布置224.2筛孔计算和排列22第五章 塔板流体力学性能5.1塔板流体力学性能的参数及校核235.2塔板性能负荷图255.3筛板设计计算的主要结果27第六章 塔附属设备的选型及计算28一、换热器的选型及计算28二、原料预热器30三、塔底再沸器316.1相关管路管径的确定336.2泵的选型与计算346.3储罐的选型与计算35参考著作和文献37结束语38.附录1、 说符号明2、 图纸.设计任务书化工原理课程设计任务书（2012级雷霆队）一、 设计题目生产过程中欲分离甲苯与对二甲苯的混合物，其组成为对二甲苯85%、甲苯15%（摩尔分率），拟建立一座板式精馏塔，以对其进行精馏分离，塔顶产品含甲苯99%（摩尔分率），塔底釜液中含甲苯1%（摩尔分率）。设计要求料液的处理量为100000吨/年，每年实际生产天数：300天。二、操作条件1、常压操作；2、塔顶全凝。3、间接蒸汽加热；4、泡点进料；5、设备热损失为加热蒸汽供热量的5；6、其他条件自选。三、设计内容（1）单元操作流程设计单元操作方案选择及论证。根据指定的设计任务，查阅相关的资料，对可用的生产工艺进行比较，筛选出技术先进、经济合理、安全可靠的操作流程。绘制出工艺流程简图，并对之进行详细说明。物料及热量衡算计算。要求对过程中涉及到的物料平衡和能量平衡全部采用手工计算，不得使用各种模拟软件（如Aspen等）；编制物料及热量平衡计算书；绘制物料流程图（PFD）。（2）设备的工艺设计计算过程中所出现的各种设备（包括管线）均采用手工进行工艺设计计算，不得使用各种模拟软件（如Aspen等）获得结果，并编制详细的计算说明书；过程中的机、泵可作为标准设备出现，但要根据计算结果，进行选型说明；编制设备一览表。（3）绘制工程图样工艺流程简图一张；物料流程图（PFD）一张，要求对管道进行标注；主体设备装配图一张，其他附属设备使用条件图，不绘制3D效果图。设计说明书要求用MS-Word编辑，保存为DOC格式；所有的图纸均用AutoCAD绘制（A4）。.设计说明书第一章、 工艺流程的确定和说明 混合物的分离是化工生产过程中的重要过程。混合物分为均相和非均相物系，非均相物系的分离主要依靠质点运动与流体流动原理实现分离，而化学工业中通常遇到的是均相分离，通常有精馏，吸收，萃取和干燥等单元的操作。 精馏是分离液体混合物（含可液化的气体混合物）最常用的一种典型单元操作，在化工、炼油、石油化工等工业中得到广泛应用，按蒸馏方式分为简单蒸馏，平横蒸馏，精馏和特殊精馏等。当混合物各组分挥发度差别很小或形成共沸是，采用精馏。精馏是多级分离过程，即同时进行多次部分汽化和部分冷凝的过程，因此可使混合液得到几乎完全分离。工业上以精馏应用最为广泛，精馏过程在能量剂的驱动下（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。该过程是同时进行传质、传热的过程。精馏塔是大型的设备组装件，分为板式塔和填料塔两大类。一般处理物料量较大时多采用板式塔。板式塔又有筛板塔、泡罩塔。浮阀塔等。本次设计任务为设计一定产品纯度的精馏塔，实现甲苯对二甲苯的分离。鉴于甲苯对二甲苯体系比较易于分离，待处理料液清洁的特点，同时对筛板塔的结构，性能做了较充分的研究，认识到只要设计合理，操作正确，就可以获得较满意的塔板效率和一定的操作弹性。设计决定选用筛板塔。本设计的具体流程：原料液（甲苯和对二甲苯，且泡点进料）经预热器加热到指定温度后，送入塔的进料板上与自塔上部下降的回流液体汇合后，逐板下降，最后流入塔的再沸器中。在每层塔板上，回流液体与上升蒸汽互相接触，进行传质、传热。操作时，连续地从塔底再沸器取出部分液体作为塔底产品（或为塔釜残液排出），部分液体气化，产生的蒸气依次上升通过各层塔板。塔顶蒸气进入冷凝器中被部分（选择适当的回流比）冷凝，并将部分冷凝液用泵或靠位差送回塔顶作为回流液体，其余部分经冷却器后被送出作为塔顶产品。本课程设计的主要内容是过程的物料衡算、热量衡算，工艺计算，结构设计和校核。第二章、精馏塔的工艺计算2.1 操作条件的相关计算一、操作压力、塔顶温度、塔底温度的确定：（1） 确定操作压力：塔顶压力：塔底压力：（2） 计算塔顶温度：根据塔顶压力及塔顶汽相组成用试差法计算塔顶温度。其中甲苯、二甲苯发热饱和蒸汽压有安托因方程计算。设由 得由 得设由由设由 得由 得 假设正确，为所求塔顶温度。（3） 计算塔底温度根据塔底压力及塔底残液组成用试差法计算塔底温度。其中甲苯、二甲苯的饱和蒸汽压由安托因方程计算。设由由 设由由设由由 假设正确，为所求塔底温度。饱和蒸汽压数据：式中t：温度， ：饱和蒸汽压，毫米工作汞柱 ：同组分种类有关的常数表21甲苯和对二甲苯饱和蒸汽压数据：组分名称AiBiCi甲苯6.9531344219.4对二甲苯7.0001463214.7二、 相对挥发度的计算和最小回流比和操作回流比的确定：（1） 相对挥发度的计算：根据安托因方程可得 （2） 最小回流比及操作回流比的确定：由于要求泡点进料，所以 且一般操作回流比取最小回流比的1.12倍，本设计取1.5倍即2.2全塔物料衡算和热量衡算一、 物料衡算1. 摩尔衡算甲苯的摩尔质量：对二甲苯的摩尔质量：原料液摩尔分率：塔顶产品摩尔分率：塔底产品摩尔分率：年处理量为100000吨/年，按300天生产时间计算，则：原料液的平均摩尔质量：同理可求得： 物料衡算原料处理量：总物料衡算：解得： 2. 质量衡算由 解得： 物料衡算表 基准 1h进料出料项目kmolkg项目kmolkg进料133.4613888.89馏出液19.061984.13釜残液114.4011904.76总计133.4613888.89133.4613888.89二、 热量衡算1. 塔顶冷凝器的热量衡算 目的：对塔顶冷凝器进行热量衡算以确定冷却水的用量。以便于塔顶冷凝器的相关设计。（1） 热量衡算式如图所示，根据热量衡算式，有： QVQWQLQD式中 塔顶蒸气带入系统的热量； 回流液带出系统的热量； 馏出液带出系统的热量； 冷凝水带出系统的热量。（2） 各股物流的温度与压力 由塔顶蒸汽组成 ，通过气液平衡数据表，经插值可知塔顶蒸汽温度为111.12，由于蒸汽中甲苯的浓度很大，因此，该温度也近似为回流液和馏出液的温度。由给定条件知：塔顶的操作压强为 P101.3kPa（3） 基准态的选择以101.3kPa、111.12的甲苯和对二甲苯为热量衡算的基准态，则：（4） 各股物流热量的计算查的甲苯与对二甲苯在正常沸点下的汽化焓分别为：正常沸点分别为：使用Watson公式计算甲苯和对二甲苯在111.12的汽化焓： 式中 对比温度； TC临界温度。查的苯和甲苯的临界温度分别为：对于甲苯： 对于对二甲苯： 由此可计算进入塔顶冷凝器蒸气的热量为：代入到热量衡算式中，可求得塔顶冷凝器带走的热量为： （5） 冷却水的用量设冷却水的流量为，则：已知：以进出口水温的平均值为定性温度：查得水在37.5时的比热容为： 2. 全塔的热量衡算：目的：确定再沸器的蒸汽用量。如图所示，对精馏塔进行全塔的热量衡算。QFQWQDQLQWQV（1） 热量衡算式根据热量衡算式，可得：由设计条件知：进料带入系统的热量；加热蒸汽带入系统的热量；馏出液带出系统的热量；釜残液带出系统的热量；冷却水带出系统的热量；热损失。（2） 各股物流的温度由各股物流的组成，根据气液平衡数据表，可得各股物流的温度分别为：（3） 基准态的选择以101.3kPa、111.12的甲苯和对二甲苯为热量衡算的基准态，且忽略压力的影响，则：（4） 各股物流热量的计算由于温度变化不大，采用平均温度：的比热容计算各股物流的热量。据：查得：（甲苯）查得：（对二甲苯）故甲苯的比热容为：对二甲苯的比热容为：由此可求得进料与釜残液的热量分别为：将以上结果代入到热量衡算式中：解得：热损失为：（5） 加热蒸汽的用量设加热蒸汽的用量为，则：已知蒸气的压力为（绝压），查得该压力下蒸汽的汽化热由此可求得再沸器的加热蒸汽用量为：热量衡算表基准：1h输 入输 出项目kJ项目kJ进料872322.607馏出液0加热蒸汽36325.69釜残液901179.711冷却水5652.3热损失1816.3总计 908648.297908648.3112.3理论塔板数和实际塔板数的计算一、 理论塔板数的计算已知R=7.8473，q=1则：相平衡关系式：精馏段操作线方程：提馏段操作线方程：根据逐板法计算踏板层数： 精馏段 提馏段 由上可知 二、 全塔效率的估算：表22液体的物理性质同温度的近似关系： 性质组分密度（kg/m3）粘度（CP）表面张力（dyne/cm）甲苯869-0.9780.586-0.003528.53-0.113对二甲苯864-0.8750.687-0.004228.99-0.109全塔的平均温度：根据表2-2算的甲苯的黏度：根据表2-2算的对二甲苯的黏度：因为所以，全塔效率：三、 实际塔板数 第三章、 精馏塔主要尺寸设计计算3.1基础物性数据计算：一、 液相平均密度及液相体积流量的计算：根据表2-2算的甲苯的液相密度： 根据表2-2算的对二甲苯的液相密度：根据相平衡关系式可知甲苯和对二甲苯的摩尔分数：甲苯和对二甲苯的质量分数：即可算出液相平均密度： 液相平均相对分子质量：液相体积流量：二、 气相平均密度及气相体积流量的计算：根据气体方程PV=nRT可得甲苯的气相密度：根据气体方程PV=nRT可得对二甲苯的气相密度：即可算出气相平均密度：气相平均相对分子质量：气相体积流量：三、 液相平均表面张力的计算：根据表2-2算的甲苯的表面张力：根据表2-2算的对二甲苯的表面张力：因为，所以液相平均表面张力：基础物性参数表单位数据92.443192.2704779.96702.92620.225714.228817.73665320.10063.2塔径的计算1.空塔气速：由上表可知气、液相体积流量为： 则取塔板间距，板上液层高，那么分离空间为：查史密斯关联图，查得汽相负荷参数，由于，且已知所以由于适宜的空塔气速(0.6 0.8) ，因此，需先计算出最大允许气速：取安全系数为0.7，则空塔气速为：2.计算塔径： 按标准塔径圆整后取。塔截面积：3.实际空塔气速：3.3 塔高的计算一、塔板间距的估算：塔板间距直接影响塔高。此外，塔板间距与塔的生产能力、操作弹性及塔板效率有关。在一定得生产任务下，采用较大的板间距，能允许较高的空塔气速，因而塔径可以小些，但塔高要增加。反之，采用较小的板间距，只能允许较小的空塔气速，塔径就要增加，但塔高可以小些。对于板数较多的精馏塔，往往采用较小的板间距。适当加大塔径以降低塔高。本设计采用板间距为0.45m。二、溢流装置：溢流装置计算设计选用单溢流弓形降液管，并不设进口堰：1.堰长：取。2.溢流堰高度：由选用平直堰：堰上液层高度则3.弓形降液管宽度和面积由，查弓形降液管的参数图得 降液管宽度：降液管面积：三、塔的有效高度和总高度：1.有效高度：根据给定的分离任务，求出理论板数后，可按下式计算塔有效段高度。 2.塔体总高度：板式塔塔体的总高度由下式决定。塔顶空间，m塔底空间，m封头高度，m裙座高度，m塔板间距，m开有人孔的塔板间距，m 实际塔板数人孔数目（不包括塔顶空间和塔底空间的人孔）1）塔顶空间 ：塔顶空间指塔内最上层塔顶空间的距离，为了利于出塔气体夹带的液滴沉降，其高度应大于板间距。通常取为（1.52.0）。若回塔示意图需要安装除沫器时，需要根据除沫器的安装需求确定塔顶空间。2）塔底空间 ：塔底空间指塔内最下层塔板到塔底间距要求：.当进料有15分钟缓冲时间的容量时，塔底产品的停留时间可取35分钟 .再沸器的安装方式及安装高度 .塔底液面与最下层塔板之间要留有12m的距离 t取4min 3）人孔：人孔是安装或检修人员进出塔的唯一通道，一般每隔68快塔板设1个人孔本次设计的精馏塔共设33块，需要4个人孔。直径为600mm，人孔处板间距取800mm，人孔伸入塔内部应与塔内壁修平。4）筒体：壁厚选8mm5）封头高度：本设计采用椭圆形封头，由于公称直径1.2m，查得曲面高度300mm，厚度10mm，直边高度40mm，内表面积1.17，容积0.272m。选用封头Dg120010JB 1154-736）裙座的相关尺寸计算：塔底常用裙座支撑，裙座的结构性能好，连续处产生的局部阻力小，所以它是主要的支撑形式。为了制作方便，一般采用圆筒形，由于裙座内径大于800mm，故裙座壁取16mm。基础环内径：基础环外径：圆整后 故腐蚀余量取18mm，再沸器裙座高度取，地角螺栓直径取M30。7）塔体总高度：第四章 塔盘的设计和计算4.1塔板分布：1.塔板布置：因为D800mm，故塔板采用分块式，查表得塔板分4块。2.边缘区宽度的确定：取，3.开孔区面积计算：故4.2筛孔计算和排列：甲苯对二甲苯物系无腐蚀性，故选取筛孔直径，筛孔按正三角形排列，孔中心距/孔径，孔中心距选塔板厚度（碳钢板）。开孔率：气体通过筛孔的流速：孔个数个第五章 塔板流体力学性能5.1塔板流体力学性能的参数及校核1. 液沫夹带分率的检验： 故在本设计液沫夹带在允许范围内2. 塔板压降：1） 干板压降：由故，查干筛孔的流量系数表得孔流系数2） 液层静压降： 对单溢流板： 通过有效传质区的气速： 气相动能因子： 查充气系数关联图，得充气系数。 3） 液层表面张力压降： 4） 单板总压降：3. 液面落差的校验： 对于筛板塔，液面落差很小，本设计塔径和液流量均不大，可忽略液面落差的影响。4. 塔板漏液的干板压降：1） 产生漏液的干板压降： 2） 工作状态下：稳定系数故不会产生严重漏液。5. 降液管液泛情况的校验：（1） 选取降液管下缘至下层塔板的距离；则降液管下缘缝隙通道的截面积（2） 液体流出降液管的阻力损失： （3） 计算降液管内的清液层高度及泡沫层高度： 甲苯对二甲苯物系属一般物系，取， 则（4） 校核： 故在本设计中不会发生液泛现象。6. 液体在降液管内停留时间的校验： 在35s范围内故降液管设计合理。5.2塔板性能负荷图（一） 负荷性能图：1. 过量液沫夹带线：2. 最大气相负荷线：以作为液体在降液管中停留时间的下限，3. 最小液相负荷线：4. 最小气相负荷线:5. 降液管液泛线：根据以上各线方程，可作出筛板的负荷性能图。（图）(二) 操作性能的评定：1）本设计的操作条件为， 在负荷性能图上作出操作点P（）,连接OP，即作出操作线。2）根据操作线同负荷性能图的交点及设计工作点的坐标，计算下列参数： 根据操作线同负荷性能图的交点，可以看出从图上读出： A. 操作弹性系数（极限负荷比）： 按汽相负荷计算： 按液相负荷计算：B. 设计工作点的安定系数（设计负荷对极限之比）： 对汽相负荷上限： 对汽相负荷下限： 对液相负荷上限： 对液相负荷下限： 5.3筛板设计计算的主要结果筛板塔设计计算结果项目符号单位数据平均流量气相5320.1006液相17.7366实际塔板数块33板间距0.45塔径1.6空塔气速0.8059塔板液流型式单溢流溢流装置降液管型式弓形堰长1.12堰高0.05降液管宽度0.224堰上方液层高度0.0177板上液层高度0.0677降液管内清液层高度0.1359孔径5开孔面积0.147孔中心距0.015开孔率10.1筛板气速10.02单板压降0.0667液体在降液管内停留时间4.88液沫夹带分率0.0115操作弹性系数2.29液泛分率63.02稳定系数1.68气相负荷上限29.07气相负荷下限12.70第六章 塔附属设备的选型及计算一、换热器的选型及计算1. 热流量：2. 平均传热温差：冷却水 3045 馏出液 110111.12管程流体定性温度 温差3. 计算传热面积A：取 4. 换热器衡算：热量核算： 由正三角形排列得当量直径，取管心距壳程流体截面面积：壳程流体流速：普兰特效：管程对流传热系数：壳体内径：采用弓形折流挡板，取弓形折流挡板圆缺高度为壳体内径的35%则切去的圆缺高度为取折流挡板间距B=0.6D，则管程流通截面积：管程流体流速：壳程液流量普兰特准数粘度校正：污垢热阻管壁的导热系数 换热器的主要结构尺寸和计算结果：换热器的主要结构尺寸和计算结果换热器形式：固定管板式名称管程壳程定压比热容kJ/（kg）4.1782.02345操作温度37.5111.12流体密度kg/m3993.18778.561流速m/s0.03121.1221总传热系数w/m2k534.16程数61管子规格管间距32壳体内径2500管数430管长4500排列方式正三角形传热面积147.6748管程流通截面积0.01289 根据以上规格，按照标准选取换热器的型号为BESX(Y)900-1.0-145-4.5/25-6REB(b)二、原料预热器1. 原料预热器温度30146.77（泡点温度）采用150过热饱和蒸汽加热平均温度平均温度下 取总传热系数由 得 2. 换热面积换热面积预值为10%15%的换热面积，故预值为：根据计算可得饱和蒸汽用量：三、塔底再沸器1.再沸器该设备是用于加热塔底料液合之部分汽化提供蒸馏过程所需热量的热交换设备常见的有：内置式再沸器 釜式再沸器 强制再沸器 虹式再沸器。综合其传热生产条件考虑选取虹式再沸器。2.再沸器的负荷：精馏塔塔釜再沸器的设计，该精馏塔为筛板板式塔，塔釜出料为对二甲苯和水的混合物。本设计采用立式虹吸式再沸器。水的饱和蒸汽温度为120 密度温度比热容热导率黏度水壳程943.11204.2500.686有机物管程766.6146.772.1320.102取因有机物管程，水蒸气壳程 换热长度为102m 管程流通面积 中心排管数33 管子根数n=931 管程数N=1 公称压力 0.6 公称直径ON/mm 12003.确定总传热系数K 釜液循环质量流量 管内流通截面积 管内总质量流速 管内流体流速 4.壳程对流传热系数： 查得金属管的导热系数 对二甲苯液体的污垢阻力 水蒸气的污垢阻力6.2 相关管路管径的确定1. 进料管管径料液由高位槽进塔时料液流速取0.40.8m/s,输送时流速取1.52.5m/s采用直管出料管。取 则 则查标准系列进料管取，管内径，进料管实际流速2. 回流管管径 冷凝器安装在塔顶时，冷凝液靠重力回流，一般流速为0.20.5m/s，速度太大则冷凝器高度也相应增加，用泵回流时，速度可取1.52.5m/s故取 则 则查标准系列回流管取，管内直径，回流管实际管速3. 塔顶出料管管径取查表取塔顶出料管径。管内直径为d=22mm塔顶出料管实际流速4. 塔顶蒸气管管径蒸气出口管中的允许气速应不产生过大的压降。其值可参照表：操作压力（常压） 常压 140600Pa 6000Pa 蒸气速度m/s 1220 3050 5070因6KPa。故取出口气速 查表塔顶蒸气接管取 管内直径塔顶出料实际流速5. 塔底出料管管径取查表取塔底出料管径。管内直径为d=50mm塔底出料管实际流速6.3泵的选型与计算 工艺流程有三个主要的泵装置，一个进料泵，负责把液体打进板式塔;一个出料泵，负责把液体抽出输送到储罐；另一个为回流泵，负责把回流液打回塔内重新进行精馏。由于设计的泵用于输送化工液体，与一般泵不同，它要求泵操作方便、运行可靠，性能良好和维修方便。泵的选型首先要根据被输送的物料的基本性质，包括相态、温度、黏度、密度，挥发度和毒性等，还要考虑生产的工艺过程、动力、环境和安全要求等条件。在流量小而压头高，液体又无悬浮物且黏度不高的情况下，选用旋涡泵较为适宜。1. 进料泵：进料泵扬程计算 提馏段高度 塔支座高度取塔板高0.5m 考虑到再沸器，裙座高度取3m，则 原料进料密度为，安全系数取1.3则流量计算为此条件下采用巧型单改单口吸离心泵IS5032250A流量 3.5 转速 1450扬程m 18 效率% 22汽蚀余量m 2.0 电动机率kw 0.93 2. 回流泵：回流泵扬程计算 精馏段高度 塔支座高度取塔板高0.5m 塔支座高度取3m，则由前面计算可知，回流液密度为， 安全系数取1.3则流量计算为此条件下采用巧型单改单口吸离心泵IS6550160A流量 23.4 转速 2900扬程m 28 效率% 64汽蚀余量m 2.0 电动机率kw 43. 出料泵:出料泵扬程计算 h塔支座高度取塔板高0.5m 塔支座高度取3m,则:原料出料密度为，安全系数取1.3则流量计算为：此条件下采用巧型单改口吸离心泵IS（IR）5032125J流量 3.75 转速 1450扬程m 24 效率% 26汽蚀余量m 2.0 电动机率kw 0.986.4储罐的选型与计算1. 原料储罐的选择设计：在30下，甲苯的密度为，对二甲苯的密度为原料的密度则若原料储罐的储存量可以使用25天，则所需的储罐体积为：由标准申请一台HG21502.292127型钢制立式圆桶型内浮顶储罐公称容积 10000 罐壁高度mm 16500计算容积 10700 拱顶高度mm 3260储罐内径m 30000 总高度mm 19760则原料储罐的装料因数 符合要求2. 塔顶回流罐的选择设计：在111.12下甲苯的密度为，对二甲苯的密度为则若回流罐的液体持有量为6分钟，则所需回流罐的体积为： 由标准申请一台HG515808572型卧式椭圆封斗储罐公称容积 2 公称直径mm 900全容积 2 筒体长度mm 2800则回流罐的实料因数 符合要求3. 塔顶产品储罐的选择设计：在45下，甲苯的密度为，对二甲苯的密度为则若塔顶产品储罐的储存量可以使用12天，则所需的储罐体积为：由标准申请一台HG21502.292111型钢制立式圆桶型内浮顶储罐公称容积 600 罐壁高度mm 11000计算容积 635 拱顶高度mm 969储罐内径m 9000 总高度mm 11969则原料储罐的装料因数 符合要求4. 塔底产品储罐的选择设计：设出口温度为130，甲苯