化工原理过程设计

1、学 院： 化工学院 专业班级： 应用化学 二班 设 计 者：指导老师： 泰山医学院首届大学生化工过程设计竞赛泰山医学院首届大学生化工过程设计竞赛-筛板式精馏塔的设计筛板式精馏塔的设计第一章第一章 概述概述 本设计通过已知数据，理论计算了馏出液及釜残液的流量和组成，从而求出了q线，平衡线，精馏段和提馏段操作线方程，进而通过这四个方程采用图解法求出理论塔板数，并确定了进料位置;通过苯和甲苯的物性数据分别求出精馏段、进料板、提馏段的气液相平均摩尔质量、平均密度、平均表面张力等工艺条件，进而确定适合的塔径、塔高以及实际板数和进料位置，从而设计出最合理的工艺流程。再通过反复验证，设计合理，便于实际开展。

2、第二章第二章 设计任务及要求方案设计任务及要求方案（一）设计任务 某工厂采用石脑油为原料生产对二苯（px）时产生了一股物流，含有苯40%（质量分数，下同)、甲苯60%.设计一座常压精馏塔对上述混合物进行分离，要求塔顶流出液中苯的回收率为95%，釜残液中甲苯的回收率为97%，该工艺物流的处理量为1.5万吨/年。产品均需要冷却到40，塔釜采用外置再沸器，热公用工程为饱和水蒸汽，蒸汽压力0.4Mpa（表压），冷公用工程为循环水（20-30 ），环境温度为20 。 （二）操作条件1.操作压力：常压。2.进料热状况：冷夜进料，进料温度为60 。3.回流比：根据要求最小回流比自己选定。（三）塔板类型筛板（

3、四）工作日每年300天，每天24小时连续运行（五）设计内容1.计算流出液和釜残液的流量和组成。2.采用图解法求理论板数并确定进料位置。3.进行筛板式精馏塔的工艺设计，确定塔高、塔径、进料位置。4.根据题意，设计一合理的工艺流程，并绘制带有主要参数控制点的工艺流程图。5.计算所设计流程的冷热公用工程用量。并对工艺流程中的任一台换热器进行计算，要求采用列管式换热器，计算其主要参数，包括管长、管子规格、壳程直径、管程数、壳程数、管子数目等。画出换热的简图，表明接管尺寸。6.如果采用离心泵输送原料，试确定适用的离心泵型号，并确定离心泵的安装高度。第三章 相关物性数据的计算第四章 设计内容的计算4.1精

4、馏塔的物料衡算（一）原料液及塔顶馏出液，塔底塔釜液的组成44.013.9260.011.7840.011.7840.0Fx由设计任务已知可得：039. 0/7 .1396. 0/54.1024.2467.1044. 024.24/17.13)44. 01 (24.2497. 0)1 (97. 0)1 (97. 0)1 ()1 (/13.1044. 024.2495. 095. 095. 044. 013.92/60. 01178/40. 011.78/40. 0/24.242430096.85100015000/96.8513.9244. 0111.7844. 0)1 (WDFWDFWFWFD

5、FDFBFAFmxhkmolWxhkmolDFWDFxWxDxhkmolxFxWxFxWhkmolFxDxFxDxxhkmolFmolkgMxMxM由题意得。则）（平均摩尔质量为4.2塔板数及进料位置的确定理论塔板数的求取（图解法）q值的计算由表7和t-x-y图得泡点温度为93 冷夜进料，且进料温度为60 则其物性温度为t=(93 60 )/2=76.5 一个标准大气压下：苯 比热容（KJ/kg）：1.90 汽化热：394.66KJ/kg甲苯 比热容（KJ/kg）：1.90 汽化热：360.70KJ/kgCp=1.9078.110.44+1.9092.130.56=163.3KJ/(kg)r=

6、394.6678.110.44+360.7092.130.56=3217.36KJ/kg冷夜进料q=1+Cp（Tb-Tf）/r=1.16 则经计算的q线方程为y=7.25x-2.75平衡线方程为y=2.45x/（1+1.45X）由 的交点坐标（Xe，Ye）；Xe=0.474 Ye=0.690最小回流比Rmin=（Xd-Ye）/（Ye-Xe）=1.25按照经验值取按照经验值取R=1.6Rmin=1.61.25=2.0精馏段操作线方程为y=0.67x+0.32提馏段操作线方程为y=1.39x-0.015根据各操作线方程做X-Y图图4-1 图解法求理论塔板数示意图理论塔板数的计算理论塔板数的计算由上

7、图可知 总理论塔板数：NT=12块（包括再沸器） 精馏段理论塔板数：Nt精=5块 提馏段理论塔板数：Nt提=7块（包括再沸器）实际塔板数的计算实际塔板数的计算 Np=NT/ET塔板效率 精馏段的塔板效率Et精=0.45(2.46 0.291)-0.245=0.532提馏段的塔板效率Et提=0.45 (2.46 0.266)-0.245=0.544245. 0)(49. 0LTE实际塔板数的计算 精馏段实际塔板数的计算: Np,精=NT精/Et精=5/0.532=10块 提馏段实际塔板数的计算: Np提=Nt提/Et提=7/0.544=13块总实际板数总实际板数:Np=Np精精+Np提提=23块

8、块进料位置的确定通过上图4-1可知:自塔向下数,第六块板为加料板.4.3 精馏塔的工艺条件及有关物性数据的计算 1.操作压力 常压2.操作温度由苯-甲苯混合液的沸点组成图 得：塔顶温度 tD =80.89进料板温度 92.97 塔底温度 =108.2精馏段平均温度=（ 80.89+92.97）/2 = 86.93提馏段平均温度=（92.97+108.2）/2 =100.58全塔的平均温度=93.76 FtwttD3.平均摩尔质量计算 (1)塔顶平均摩尔质量计算由xD=y1=0.96,代入相平衡方程得x1=0.91(2)进料板平均摩尔质量计算 由上面理论板的算法，得 yF 0.635，xF 0.

9、399(3)塔底平均摩尔质量计算kg/kmol67.7814.9296. 0111.7896. 0,mVDMl9.37kg/kmo713.9291. 0111.7891. 0,mLDMkg/kmol23. 3813.92.6350111.78635. 0,mVFMol86.31kg/km13.92415. 0111.78415. 0,mLFM(6）全塔的平均摩尔质量由xw=0.039,由相平衡方程，得yw=0.016（4）精馏段的平均摩尔质量(5)提留段的平均摩尔质量ol91.58kg/km13.92039.0111.78039.0,mLFMol91.58kg/km13.92016.0111.

10、78016.0,mLFMkg/kmol95.802/23.3867.78,FVMkg/kmol84.822/31.6837.79,FLMol89.11kg/km,wLMol89.11kg/km,wVMol84.18kg/km,mVMol85.98kg/km,mLM4. 液体的平均密度 (1)液相平均密度 塔顶 进料板 塔釜BABAL13DL,m.Kg62.8133wL,m.Kg18.7813FL,m.Kg02.799精馏段平均密度提留段平均密度全塔平均密度（2）气相平均密度计算 精馏段 提留段 全塔的 3Lm.Kg32.8063Wm.Kg4 .7903mL,m.798.36Kg3fv,m.2.

11、74Kg3wv,m.2.85Kg3mv,m.2.80KgRTPM5.液体平均表面张力的计算 塔顶LD=21.11mN/m 进料板LF=19.99mN/m 塔釜LW=18.57mN/m 精馏段平均L=20.55mN/m 提留段平均L=19.82mN/m 全塔LM=19.92mN/miniix16.液体平均黏度的计算lgLm=xilgi 塔顶 LD=0.305mPas 进料 LF=0.276mPas 塔釜 Lw=0.255mPas 精馏段L=0.29mPas 提留段L=0.266mPas 全塔 Lm=0.279mPas4.4精馏塔的塔体工艺尺寸计算1.塔径的计算精馏段的气、液相体积流率为提馏段的气

12、、液相体积流率为/sm26. 074. 2360095.8062.3136003,mVmVsVMV/sm0006. 032.806360084.8208.2136003,mLmLsLML/sm3.085.236004.875.3536003,mVmVsVMV/sm0016. 032.806360084.8208.2136003,mLmLsLML精馏段塔径的计算由 公式计算，其中C20由化工原理课程设计教材负荷系数图查取，图的横坐标为取板间距HT=0.4m，板上液层高度hL=0.06m，则HT- hL=0.40-0.06=0.34m 查负荷系数图得C20=0.075VVLC/max04. 074

13、. 232.80626. 0360036000006. 02/ 12/ 1VLssVL0.20.22020.550.0750.0752020LCCsm/28.1maxsm/896. 028. 17 . 07 . 0max按标准塔径圆整后为：D=0.7m同法算得提留段塔径 D=0.7m2.塔截面积为： AT=/4D2=0.5m2 3.实际空塔气速为: 4.精馏塔有效高度的计算精馏段有效高度：Z精=（N精-1）HT=100.3=3m提馏段有效高度：Z提=（N提-1）HT=（13-1）0.3=3.6m 全塔有效高度：Z=3.6+3=6.6mmVsD608. 0896. 014. 326. 04/4s

14、m/52.05.026.04.5 塔板工艺结构尺寸的设计与计算1.溢流装置的设置因塔径D=0.7m，可选用单溢流弓形降（1）溢流堰长(2)溢流高度hw选用平直堰一般取E=1取板上清液层高度hL=60mm m462. 07 . 066. 066. 0Dlw3/2/00284. 0whowlLEhowLwhhh0.0093owhmm051. 00093. 006. 0owLwhhh（3）降液管的宽度 和降液管的面积Af由 ，查图得验算液体在降液管中停留时间可以满足要求。（4）降液管的底隙高度液体通过降液管底隙的流速一般为0.070.25m/s，取液体通过降液管底隙的流速， 则有：dW66. 0/D

15、Lw0722. 0/,124. 0/TfdAADWmDWAAdtf087. 07 . 0124. 0124. 0m036. 05 . 00722. 00722. 02s5s 1 .1336000011. 0/40. 0036. 03600/3600hTfLHAohm/s08. 0oum033. 008. 042. 0360036000011. 03600owhoulLh 所以降液管底隙高度设计合理2.塔板布置 （1）边缘区宽度的确定边缘区宽度 ：塔径小于1.5m时，一般取3050mm; 安定区宽度 :规定 m时，一般取6075mm; （2）开孔区面积00.050.0330.0170.006Wh

16、hmm0.065 ,0.035SSCWWm WmcWsW5 . 1DRxRxRxAa1222sin1802aAmWDrc315. 0035. 027 . 02mWWDxsd198. 0065. 0087. 027 . 02（4）筛孔计算及其排列由于处理的物系无腐蚀性，可先用 碳钢板，取筛孔直径 ，筛孔按正三角形排列，取孔中心距t为：每层塔板的开孔数为：每层塔板的开孔率为：212221222m31.0315.0198.0sin315.0180198.0315.0198.02sin1802RxRxRxAamm3mmd50mmdt15533033221158101158100.3115950.015

17、anAt（ 个 ）%1 .10015.0005.0907.0/907.022odt每层塔板的开孔面积：气体通过筛孔的孔速：4.6 筛板的流体力学验算 1.塔板压降 （1）干板阻力hc的计算干板阻力hc由公式计算，即由d。 查图得C0=0.772 故：（2）气体通过液层的阻力h1计算气体通过液层的阻力h1由公式计算，即 2m031. 031. 0101. 0aoAAm/s9 . 8)31. 0101. 0/(28. 0/osoAVuLVoocCuh2051. 067.13/5/m024.036.7988 .2772.09 .8051.0051.022LVoocCuhm/sAATV sua603.

18、0036.05.028.0fhhLl查表得=0.64.(3)液体表面张力的阻力 计算:气体通过每层塔板的液柱高度为:气体通过每层塔板的压降为：满足工艺要求2. 液面落差和液沫夹带对于筛板塔，液面落差很小，且本案例的塔径和液流量均不大，故可忽略液面落差的影响)/(01.18 .2603.02/12/10mskgvaFumhhowhwhLl038.0)01.005.0(64.0)(hm002. 0005. 081. 936.7981092.194gd4h30LL液柱 m064. 00020. 0038. 0024. 0hhhhlcp0.7kPakPa5012. 0Pa2 .501064. 081.

19、 936.798pLpghp液沫夹带量由公式计算，即 =2.50.06=0.15 =0.003kg液/kg气 3.漏液 漏液点的气速u0min ，可由下式计算： 实际孔速 u0min=8.9m/su0,m 筛板的稳定性系数: 即不会产生过量液漏。Lfhh5 . 22.36107.5fTaLVhHue2 . 3362 . 3615. 040. 052. 01092.19107 . 5107 . 5fTaVhHue4.40.00560.13/4.4 0.7720.00560.13 0.060.002 798.36/ 2.86.02m/somoLLVuChh，8 .91 .61 .56 .1 2oo

20、 muKu4. 液泛为防止降液管发生液泛，应使降液管中的清液层高度 般物系取=0.5，易发泡物系=0.30.4不发泡物系=0.60.7板上不设进口堰， 0.225m 成立，故不会产生液泛。4.7塔板负荷性能图就是找出塔内液相流量与气相流量的关系。 1.漏液线漏液点气速wTdhHHm226.0051.040.05.0wThHdLpdhhhHm01. 008. 0153. 0)(153. 02。uhdm134.001.006.0064.0dHwTdhHHVLLoohhCu/13. 00056. 04 . 4min0min=Vs,m/A0在操作范围内，任取几个值，依上式算出对应的值列于下表：做出漏液

21、线（1）2 液沫夹带线 以 气为限，求Ls-Vs关系如下：式中：owwLhhh3/2/00284. 0whowlLEh3/2min,141. 000118. 074. 3SsLV表 漏液线数据Ls，m3/s0.00060.00150.0030.0045Vs，m3/s0.1750.2060.2400.265kgkgev/1 . 0液2 . 36107 . 5fTaLvhHuessfTsaVVAAVu15.2036.05 .0所以将已知数据代入式在操作范围内，任取几个值，依式算出对应的值列于下表：依据表中数据作出雾沫夹带线（2）owwLfhhhh5 . 25 . 23/23/209.1462.03

22、6001100084.2ssOWLLh3/272. 2125. 0SfLh05.0Wh3/23/2725. 2275. 075. 1125. 04 . 0SSfTLLhH1 . 0725. 2275. 015. 21080.21107 . 52 . 33/236ssvLVe3/2092. 88166. 0ssLVLs，3/s0.00060.00060.00150.00150.0030.0030.00450.0045V Vs，3/s0.7590.7110.6480.596表6雾沫夹带线数据3. 液相负荷下限线对于平直堰，取堰上液层高度how=0.006m作为最小液体负荷标准。由公式得，并取E=1

23、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 .液相负荷上限线以=4s作为液相在降液管中停留时间的下限，由公式得所以：据此可作出与气体流量无关的垂直液相负荷上限线（4）006.03600100084.23/2WsOWlLEhsmLS/00048.03min,4STfLHAsmHALTfS/0036.0440.0036.043max,5.液泛线令 由联立得：忽略h，将how与hS，hd与LS，hC与VS的关系代入上式，并整理得WTdhHHdLpdhhhHhhhhCP1Lhh1OWWLhhhhhhhhHdCOWWT113/222SSSLdLcbVaLVCAa200051.0WThHb1

24、20/153. 0hlcW3/23360011084. 2WlEd代入数据最后整理的：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7 液泛线数据由上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，如下图所示L Ls3/s0.0060.0060.00150.00150.0030.0030.00450.0045V Vs3/s1.361.120.750.533/22271.2571.4216204. 2SssLLV在负荷性能图上，作出操作点A（Ls，Vs），连接OA，即作出操作线由图查得：所以操作弹性为：smVs，/64. 03maxsmVs，/198. 0

25、3min23. 3198. 064. 0minmaxS，S，VV4.8附属设备的选型及计算1.塔体总高度 ：式中 HD塔顶空间，m；HB塔底空间，m；HT塔板间距，m；HT开有人孔的塔板间距，m； HF进料段高度，m； Np实际塔板数；S人孔数目（不包括塔顶空间和塔底空间的人孔）。其中HT=0，S=0因为塔径较小，所以没开人孔。(2)DpTTFBHHNSHSHHH H=HD+HB+Z Z指全塔有效高度为6.6m(1)塔顶空间，是指塔内最上层塔板与塔顶空间的距离，通常取HD为（1.52.0）HT HD=2x0.4=0.8m(2) 塔底空间指塔内最下层塔板到塔底间距。其因素有：塔底储液量的停留时间

26、 再沸器的安装方式和安装高度 塔底液面至最下层塔板之间要留有12m的间距。第五章 设计流程的冷热公用工程的计算5.1传热面积的计算由于循环冷却水较易结垢，为便于水垢清洗，应使循环税走管程，对于易挥发组分的苯和甲苯混合气走管程。选用 的碳钢管，管内流速取u=0.5m/s19mm2.0mmm1212=/ln50.8920 /ln 50.89/ 2033.08TTTTTrmp12q c10.540.96 78.11 0.04 92.131.90 40.8964419.96kj/hQTT经查表知总传热系数K=430w/m由Q=KA 得MT21.26mMQAK T考虑15%的面积裕度：s=1.261.1

27、5=1.45因此2mmpmq =1541.5kg/hcQT冷却水的用量5.2列管式换热器的主要工艺参数的计算 20p1192.0u=0.5m/s2n=4.865d u4=4.86md nl= m4.86=2l3=52=10VSLN管径和管内流速选用传热管 碳钢 ，取管内流速。管程数和传热管数的计算根按单管程计算，所需的传热管长度：L去传热管长3传热管程数N根 管程传热管总根数根 3a=1.25da=1.25 19=23.7524 mm=a/ n=1.05 241010.7=95.25 mm=mm4%h=110=27.5mm25mm N壳体内径的计算传热管采用正三角形排列 管心距 取管板利用率0

28、.7，则壳体内径为：D 1.05圆整可取D 110折流板数的计算采用弓形折流板，取弓形折流板圆缺高度为壳体内径的25，则切去的圆缺高度为0.25，故可取。取折流板间距3000N =-1=-1=5950B传热管长块折流板间距 折流板圆缺面水平装配。 113lm151u=m sy =0.96x =0.91=0.91 78.11+0.09 92.13=79.37kg/kmol =813.62kg/m410.54 79.37d =2=0.01907m3.14 1.5 3600 813.6219mm2DLMMVU接管内径的计算管程流体进出口接管： 取接管内馏出液流速为1.0 / ，由X，则塔顶：接管内径

29、取标准管径为管程流体进出口接管2m/s4 1541.5d =0.01910m3.14 1.5 3600 996.95 取接管内循环水流速为1.5接管内径为第六章 离心泵的确定33vl3=830.79kg/mu=mpas=25.07kpa6.2p24.24 85.96q =2.51m /s830.79AYm /h m r/min 6.1 =LVLM混合液的密度混合液的黏度0.363混合液的饱和蒸汽压P离心泵型号的确定由流量来确定离心泵的型号：料液的物性数据计算：料液的物性温度T由型离心油泵性能表查得所选60用泵的规格如下型号 流量扬程转速汽蚀余量/m% kw mm 效率/功率/口径/ 轴功率 配带功率 吸入 排出32AY40 3 40 2950 2.5 20 1.63 2.2 32 25型号型号流量流量m3/s杨程杨程m转速转速r/min汽蚀余量汽蚀余量/m效率效率%轴功率轴功率/kw吸入吸入口径口径/mm排除排除孔径孔径/mm32A4034029502.5201.633225 v2e-3q2.5141u=0.87m / s0.0323600280m35mm1.5mm90=0.35du0.0380.87830.79R =75663.740000.363100.35=0.011d32A6.3离心泵安