化工原理课程设计160吨天芳烃分离精馏塔设计

1、 化工原理课程设计说明书题 目：160吨/天芳烃分离精馏塔设计学生姓名： 学 号： 专业班级：化学工程与工艺 指导教师： 2013年8月19日2013年9月6日 化工原理课程设计任务书专业 化学工程与工艺 班级： 学生： 一 、题 目设计一连续操作精馏装置，用以分离 芳烃 混合物。二、原 始 数 据1、原 料处理量 160 吨/天组成（质量分率） 苯，0.08；甲苯，0.35；乙苯0.48；邻二甲苯0.09； 进料状态（气化分率） 0 2、 产品要求塔顶产品 甲苯收率98.5% 塔底产品 乙苯收率98% 三、 设计要求 1. 用Mathcad 、Excel或手算完成塔的简捷计算及塔板设计、换热

2、器等的选用2. 若在设计前已完成Aspen plus或Pro软件的学习，采用软件完成塔的严格设计3. 用Autocad绘制流程简图、浮阀排列图、塔体总图及塔盘装配图4. 说明书（电子版）5. 提交电子版文档及纸板：设计说明书、计算源程序、图纸 发出日期 2013 年8月19 日 交入日期 2013 年 9 月 6 日 指导教师 摘要:芳烃混合物苯、甲苯、乙苯、邻二甲苯采用精馏原理，利用一连续操作精馏塔，将其分离，并达到塔顶产品甲苯收率98.5%，塔底产品乙苯收率98%的产品分离要求。化工原理课程设计内容包括设计方案的确定、精馏塔的化工工艺计算、结构计算、附属设备的选型与校核、工艺流程图的绘制、

3、主体设备的图的绘制及设计说明书的编写等。而且要求对所设计的过程方案进行模拟、优化。本次设计运用到Aspen Plus、MathCAD、AutoCAD、EDR 等软件，综合运用所学的化工方面的知识，提高学生学以致用的能力。关键词：芳烃分离、工艺计算、设备计算目录第一章 前言 . 7第二章 流程简图 . 7第三章 物料衡算 . 83.1 全塔物料衡算 .83.2 塔的适宜工作条件 .11 操作压力的确定 .11 操作温度的确定 . 123.3 验证清晰分割 . 123.4 最小回流比的计算 . 153.5 最小理论板数的计算 . 163.6 实际回流比、塔板数、进料位置的计算 . 15第四章 热量

4、衡算 . 194.1 冷凝器、冷却器热负荷 . 194.2 塔顶产品带出的热量 . 204.3 进料带入的热量 . 204.4 塔底产品带出的热量 . 204.5 塔底再沸器的热负荷 . 214.6 散失于周围的热量 . 214.7 确定冷却水及加热蒸汽的用量 . 21第五章 板式精馏塔塔板设计 . 225.1 塔径的计算 . 22 计算精馏段塔径 . 22 计算提馏段塔径 . 275.2 塔板设计 . 31 溢流装置的设计 . 31 溢流堰的尺寸设计 . 32 受液盘的设计 . 32 降液管的设计 . 33 进口堰的设计 . 335.3 塔板布置 . 34 浮阀的阀型 . 34 浮阀的排列

5、. 34 开孔率 . 34 塔板布置 . 35 标准化塔板布置 . 365.4 塔板的水力学校核 . 37 塔板压降 . 37 雾沫夹带量 . 38 降液管内液面高度 . 40 漏液 . 42 液体在降液管内的停留时间及流速 . 42 塔板水力学校核及塔板的负荷性能图 . 43第六章 塔体的初步计算 . 446.1 塔体设计 . 44 筒体 . 44 封头 . 45 人孔和手孔的设计 . 45 塔高 . 45 裙座 . 466.2 接管的设计 . 46 塔顶蒸汽出口管径 . 46 回流管管径 . 46 进料管管径 . 47 塔底出料管管径 . 47 塔顶至再沸器的接管管径 . 48 重沸器返塔

6、联接管管径 . 49第七章 塔的辅助设备选用 . 507.1 塔顶冷凝器选用 . 507.2 冷却器选用 . 597.3 再沸器选用 . 597.4 泵的选用 . 59第八章 设计结果汇总表.59参考文献 . 62第一章 前言化工原理课程设计是化工原理教学的一个重要组成部分，是培养学生综合运用本门课程和有关必修课程的基本知识，联系石油化工生产实际，完成以某一具体的单元操作为主的一次设计实践。化工原理课程设计的目的和要求是：提高综合运用所学知识进行化工工艺设计的能力；提高分析问题和独立工作的能力；培养实事求是的科学态度和认真严谨的工作作风；提高工程绘图的能力。第二章 流程简图图21 精馏塔流程简

7、图第三章 精馏塔工艺计算3.1 全塔物料衡算表3-1 进料数据表组分分子式分子量质量分率进料量苯C6H678110.08160 吨/天甲苯C7H892140.35乙苯C8H101061670.48邻二甲苯C8H10106,。160.09由设计任务知，甲苯为轻关键组分，乙苯为重关键组分清晰分割下作物料衡算：将进料质量分率改为摩尔分率进料平均相对分子质量已知进料质量流率为160ton/day采用清晰分割已知同样的方法可以求得塔顶和塔底的质量流率，以及各组分所占的质量分数。列出物料衡算表3-2 表3-2 清晰分割物料衡算表进料塔顶塔底组分质量分率质量流率kg/hr摩尔分率摩尔流率mol/h

8、r质量分率质量流率kg/hr摩尔分率摩尔流率mol/hr质量分率质量流率kg/hr摩尔分率摩尔流率mol/hr苯0.08483.8320.100496194.0520.18418483.8230.21096194.1110000甲苯0.352116.7650.3727122973.2850.793712085.0010.774822755.7990.0092831.7470.01068344.63乙苯0.482902.9920.4436127343.4550.0221058.05460.01862546.8680.831612844.9380.8304326796.814邻二甲苯0.09544

9、.3110.083185127.09000000.15911543.9390.158895127.16合计16047.9161638.512626.90129369.913420.99132268.63.2 塔的适宜工作条件 操作压力的计算1. 塔顶压力的计算设回流罐的温度t=45根据安托因方程求各组分在t下的饱和蒸汽压所以回流罐的压力由于压力小于1atm，减压操作，为方便起见，我们采用常压冷回流故塔顶凝液罐压力为1atm常压精馏，蒸汽通过塔顶馏出线及冷凝器的阻力为P := 0.15atm所以塔顶压力为PD := 1.15atm = 116.52375 kPa2. 塔底压力的计算设定实际塔板数

10、为30块，单板压降取5mmHgNP := 30P0 := 0.0065789atmPW := PD + NP× P0 = 1.34737 atm所以塔底压力为PW = 136.52196 kPa 操作温度的确定常压操作，可近似认为是理想体系1塔顶温度的计算由露点方程得tD := 111.0965 °C2.塔底温度的计算由泡点方程得tW := 148.46994 °C3.进料温度的估计设第15块板进料PF := PD + 15P0 = 126.52286 kPa因为是泡点进料所以由泡点方程可以求得进料温度为tF := 126.00551 °C3.3.验证清

11、晰分割相对挥发度塔顶温度下的各组分的饱和蒸气压：以重组分乙苯为基准的各组分的相对挥发度塔底温度下：以重组分乙苯为基准的相对挥发度平均相对挥发度 根据亨斯特别克公式已知可以视为清晰分割即 xDD := 0 xAW := 03.4 最小回流比的计算由恩德伍德公式取在1和2.06438之间满足要求取初值b := 1.53.5 最小理论板数的计算由芬克斯公式求最小理论塔板数3.6 实际回流比、塔板数、进料位置的计算吉利兰关联式表3-3 回流比、进料位置、塔板数计算统计表由上表做出（R+1）N与R/Rmin关系图如下图3-1 （R+1）N与R/Rmin关系图最低点为（1.46 ， 64.7）所以实际回流

12、比R=1.46*1.6381=2.39208查吉利兰图得此时Y=0.432取初值所以理论板数为19.4块板。塔板效率的计算平均塔温tm下相对挥发度实际塔板数为与之前假设的30块塔板相差无几，取31块进料位置的确定：已知所以精馏段塔板数14块，提馏段16块，进料位置为15块塔板处。第四章 热量衡算4.1 冷凝器、冷却器热负荷本塔采用冷回流操作冷回流比为全凝器负荷冷凝器负荷冷却器负荷4.2 塔顶产品带出的热量4.3.进料带入的热量4.4.塔底产品带出的热量4.5.塔底再沸器的热负荷4.6 散失于周围的热量4.7 确定冷却水及加热蒸汽的用量冷却水计算汇总如下表表4-1 热量衡算表进料热量cal/hr

13、3.1141*108塔底再沸器的热负荷cal/hr8.33211*108合计cal/hr11.44621*108塔顶全凝器的热负荷cal/hr8.47577*108塔顶产品带出热量cal/hr1.637*108损失的热量cal/hr4.16605*107塔底产品带出的热量cal/hr9.1683*107合计cal/hr11.44621*108第五章.板式精馏塔塔板设计5.1.塔径的设计.计算精馏段塔径Simth法第一组板间距600mm精馏段，以第一块板为例液相密度气相密度液相流率设塔板间距为HT := 600mm = 0.6m板上液层高度为hL := 70mm = 0.07m则 HT - hL

14、 = 0.53m由Smith气相负荷因数关系图可得C20 := 0.117表5-1 各组分的表面张力取第二组板间距450mmHT := 450mm = 0.45m板上液层高度为hL := 70mm = 0.07m则 HT - hL = 0.38m由Smith气相负荷因数关系图可得C20 := 0.08取第三组板间距500mmHT := 500mm = 0.5m板上液层高度为hL := 70mm = 0.07m则 HT - hL = 0.43m由Smith气相负荷因数关系图可得C20 := 0.10表5-2 smith法精馏段塔径计算表三者对比后，H为500mm时，最佳波津法取第一组板间距600

15、mm取第二组板间距450mm取第三组板间距 500mm表 5-3 波津法精馏段塔径计算结果表波津法HTDD圆整HTDDmmmmmmmm1450905.0410004500000002500881.8410005000000003600842.231000600000000三者对比后HT为450mm时最佳。综上两种方法，精馏段取板间距为500mm, 塔径为1000mm时，最佳.计算提馏段塔径Simth法第一组板间距600mm表5-4 各组分密度表Tw=148.5苯甲苯乙苯邻二甲苯kg/cumkg/cumkg/cumkg/cumvapor3.0764593.6698984.2725984.2785

16、27liquid732.8904738.5864747.3798765.6687提馏段，以最低的一块板为例液相密度 气相密度液相流率设塔板间距为HT := 600mm = 0.6m板上液层高度为hL := 70mm = 0.07m则 HT - hL = 0.53m由Smith气相负荷因数关系图可得C20 := 0.117表5-5 塔底温度下各组分的表面张力苯甲苯乙苯邻二甲苯N/mN/mN/mN/m0.0129280.0141580.0153960.0165831取第二组板间距500mmHT := 500mm = 0.5m板上液层高度为hL := 70mm = 0.07m则 HT - hL =

17、0.43m由Smith气相负荷因数关系图可得C20 := 0.094取第三组板间距450mmHT := 450mm = 0.45m板上液层高度为hL := 70mm = 0.07m则由Smith气相负荷因数关系图可得C20 := 0.082 表5-6 smith法算提馏段塔径结果表Smith法HTDD圆整HTDDmmmmmmmm14501017.3512006480000002500950.210005000000003600851.911000600000000三者对比后，HT=500mm时最佳。即smith法算得提馏段塔径为1000mm波津法取第一组板间距600mmHT := 600mm取

18、第二组板间距500mmHT := 500mm取第三组板间距450mmHT := 450mm表5-7 波津法计算提馏段塔径汇总表波津法HTDD圆整HTDDmmmmmmmm14501030.29120064800000025001003.512007200000003600958.791000600000000三者对比后，H为600mm时，最佳综上两种方法，提馏段取板间距为600mm, 塔径为1000mm时，最佳综上精馏段、提馏段比较，两段塔径一样。故取塔径为1000mm, 板间距为600mm，即 D := 1000mm HT := 600mm。5.2.塔板设计.溢流装置设计根据化工原理课程设计表

19、2 - 5，由塔径和液体流率选择单溢流图5 - 1单溢流流型简图.溢流堰的尺寸设计(1)堰长对于常用的弓形降液管，单溢流，堰长lw := 0.7 D = 0.7m(2)堰高该塔为常压塔，根据经验数值取hW := 50mm = 0.05m(3)堰上液层高度液流收缩系数取E := 1精馏段堰上液层高度精馏段堰上液层高度初步校验塔板清液层高度(4)溢流堰的型式堰上液层高度大于6mm采用平口堰.受液盘的设计由于直径较小采用凹型受液盘由于塔径D < 1400mm故在受液盘上开一个10的泪孔.降液管的设计(1)弓形降液管宽度及截面积查弓形函数表 降液管宽度 塔全截面积降液管的面积(2)降液管底隙高度

20、根据经验精馏段降液管底隙高度提馏段降液管底隙高度取降液管底隙高度为40mm.进口堰的设计由于降液管底隙高度小于出口堰高度所以进口堰高度为45mm5.3.塔板布置塔径为1000mm，大于800mm，故采用分块式塔板分块式塔板由两块弓形板、一块通道板和零个矩形板构成.浮阀的阀型采用F1 型重阀阀径为48mm, 阀孔径为39mm8.,5 高mm程, 阀质量33g.浮阀排列采用叉排，按等腰三角形排列，底边75mm, 高65mm.开孔率由阀孔气速计算开孔率取标准化为 11.6%标准化为 11.6%.塔板布置(1)区域划分对于分块式塔板WF := 100mmWC := 85mm(2)浮阀数确定取 F0 :

21、= 12取浮阀数94去浮阀数87图5-2 塔板布置图.标准化塔板布置采用附录10单溢流浮阀塔盘标准系列参数表塔径 D：1000mm塔截面积 AT：7854cm2塔板间距 HT：600mm弓形降液管尺寸堰长L：714mm宽度H：150mm降液管总面积Ad：770cm2Ad/At=9.8%阀孔按三角形75x65mm排列浮阀数：76开孔率：11.6%出口堰高度 50mm一层塔板质量 51kg5.4.塔板的流体力学校核.塔板压降(1)干板压降阀全开后阀全开后(2)液层压力降取 := 0.5hl1 := (hw + h1ow) = 32.155hl2 := (hw + h2ow) = 33.02(3)克

22、服表面压力降浮阀的最大开度为 H := 8.5mm(4)塔板压降经检验，满足工艺要求，与假设初值相差不大.雾沫夹带量(1)用阿列克山德罗夫经验式计算雾沫夹带量因为表面张力小于35N/M := 0.7A := 0.159n := 0.95 := 0.7该法不合适，舍去。(2)核算泛点率该塔塔径为1000mm，泛点率应F < 8082%经检验液泛率满足所以雾沫夹带量e<0.1.降液管内液面高度溢流堰出口处液面高度h1L := (hw + h1ow)mm = 64.31 mmh2L := (hw + h2ow)mm = 66.04 mm板上液面落差塔板压力降液体流过降液管的阻力损失相对泡

23、沫密度经检验均满足要求.漏液可认为不发生漏液.液体在降液管内的停留时间及流速(1)停留时间(2)降液管内的流速经比较，取所以符合要求 塔板水力学校核及塔板的负荷性能图5-3 精馏段气液相负荷图精馏段操作弹性Vm=3510 Vn=880.1754K=3.987842图5-4 提馏段气液相负荷图Vm=3100Vn=791.0167K=3.919007表5-8 塔板设计结果汇总表项目塔径D/mm板间距HT/mm全塔截面积AT/cm2堰长lw/mm降液管截面积Ad/cm2阀孔数n/个精馏段1000600785471477076提馏段1000600785471477076项目开孔率/%塔板压降P/mmH

24、g出口堰高度/mm阀孔动能因数Fo降液管宽度Wd/mm液体在降液管中停留时间/s精馏段11.64.7455011.13815018.812提馏段11.64.7225010.54215015.002第六章.塔体的初步设计6.1.塔体设计.筒体查表3-1材料选择Q235钢筒体壁厚5mm.封头采用标准椭圆形封头参考标准椭圆形封头的基本尺寸选择公称直径 Dg := 1000mm曲面高度 h1 := 250mm直边高度 h2 := 40mm封头厚度 S := 6mm.人孔和手孔的设计人孔规格Dg=450mm塔顶、塔底、进料处均设人孔第8块塔板和第9块塔板间设一人孔第23和第24块塔板间设一人孔.塔高(1

25、)塔顶空间高度为了安装人孔及破沫网，减少塔顶出口气体中液体的携带量HD := 1.4m(2)塔底空间高度塔底产品的停留时间(3)进料空间高度液相进料，取HF := 0.8m(4)塔的总高实际塔板数为31块，板间距均取 HT := 0.6m.裙座采用圆柱形裙座6.2.接管的设计 塔顶蒸汽出口管径查表3-5蒸汽导管中的常用蒸汽流速查接管标准系列, 标准化为dv := 250mm.回流管管径若冷凝器装在塔顶平台，回流液靠重力自流入塔查接管标准系列, 标准化为dR := 100mm.进料管管径液相进料，采用高位槽送料入塔，料液速度取查接管标准系列, 标准化为dF := 80mm.塔底出料管管径出料管速

26、度取查接管标准系列, 标准化为dw := 50mm.塔底至再沸器的接管管径塔底采用循环式热虹吸重沸器循环比取c := 5连接管内速度取塔底采用釜式再沸器查接管标准系列, 标准化为dL := 65mm.重沸器返塔联接管管径查接管标准系列, 标准化为db := 250mm 表6-1 塔体初步设计表塔直径D/mm壁厚/mm封头公称直径Dg/mm封头曲面高度h1/mm封头直边高度h2/mm10005100025040封头厚度S/mm人孔规格Dg/mm塔顶空间高度HD/mm塔底空间高度HB/mm进料空间高度HF/mm645014004028.39800筒体的总高度H/mm塔顶蒸汽出口管的直径dv回流管管

27、径dR/mm进料管管径dF/mm塔底出料管径dw/mm24228.392501008050塔底至再沸器的接管管径dL/mm再沸器返塔连接管管径db/mm裙座形式65250圆筒形 表6-2 各接管汇总表接管公称直径接管外径接管厚度接管伸出长度补强圈外径补强圈内径Dg/mm/mm/mmH/mmD/mmd/mm塔顶蒸汽出口管2502738200480277回流管40453.5进料管8089615018093塔底出料管50573.5塔底至再沸器的接管6573615016080再沸器返塔连接管2502738200480277第七章.塔的辅助设备选用7.1.塔顶冷凝器选用(1)冷凝器热负荷(2)冷却水量(3)计算平均温差热物流进口温度为111.1由露点方程求得热物流出口温度为105.93621冷物流进口温度26，出口温度35采用逆流方式进料 t1 := (111.1 - 35)