化工设计实训模板-乙醇水筛板塔

1、精品 料推荐钦州学院化 工 设 计设计题目：苯甲苯二元筛板精馏塔设计设计者：学号：专业：化学工程与工艺（石油化学工程）班级：指导教师：设计时间：1精品 料推荐目录设计任务书 .1第一章前期工作 .21.1物料理化性质 .31.2物料衡算及能量衡算结果 .51.3精馏塔设计结果 .81.3.1筛板塔设计计算结果汇总 .81.3.2塔总体高度计算 .9第二章附属设备的计算与选型 .112.1换热器设计 .112.2进料泵选型 .152.3储罐的选型 .20设备一览表 .23第三章设备布置图 .24第四章工艺管道布置图 .26总 结 .27参考文献 .282精品 料推荐设计任务书题目：苯甲苯二元筛板

2、精馏塔设计在一常压操作的连续精馏塔内分离苯甲苯混合物。 要求年处理量为 3.6 万吨，组成为苯 0.43（质量分率，下同），馏出液组成为 0.96，塔釜液组成为 0.009。加料热状况 q=1，塔顶全凝器为泡点回流， 回流比r= 1.4。塔釜加热方式： 间接蒸汽加热，采用 120r min水蒸气；塔顶冷凝水采用钦州江河水源，温度t25。条件：常压，泡点进料，塔顶全凝器泡点回流，单板压降不大于 0.7kpa，热源为低压饱和水蒸气（ 120），冷源为当地水（钦州地区） 。操作压力进料热状态回流比单板压降进料热源建厂地址常压q=1r/rmin=1.40.7kpa393.15k钦州地区工作日每年 30

3、0 天，每天 24 小时连续运行设计任务：1. 列出物料理化性质；2. 对分离系统进行物料衡算、热量衡算，绘制工艺物料流程图；3. 选择控制方案，绘制 pid 图；3. 对精馏塔工艺数据进行汇总，填写计算数据汇总表、绘制塔工艺条件图；4. 对附属设备进行设计， 确定设备的工艺设计参数， 确定设备型号， 完成设备一览表；泵：类型，流量，扬程，轴功率，允许吸上高度，备用率；换热器：类型，材质，热负荷，换热面积，冷、热载体的种类，冷（或热）流体的流量、温度和压力；贮罐：类型，材质，容积，基本尺寸。5. 对设备进行布置确定各设备在平面与里面上的准确具体位置， 绘制设备布置图。要求布置紧凑整齐，符合建筑

4、设计防火规范、化工企业安全卫生设计规定等法律法规要求，具体见教材及资料。6. 对工艺管道进行布置选择管道材料，计算管径、选择壁厚，选择阀门管件；对工艺管道进行布置，绘制工艺管道布置图。7. 撰写设计1精品 料推荐第一章前期工作在本次设计中，我们进行的是苯和甲苯二元物系的精馏分离，简单蒸馏和平衡蒸馏只能达到组分的部分增浓，如何利用两组分的挥发度的差异实现高纯度分离，是精馏塔的基本原理。实际上，蒸馏装置包括精馏塔、原料预热器、蒸馏釜、冷凝器、釜液冷却器和产品冷却器等设备。 蒸馏过程按操作方式不同， 分为连续蒸馏和间歇蒸馏，我们这次所用的就是浮阀式连续精馏塔。蒸馏是物料在塔内的多次部分汽化与多次部分

5、冷凝所实现分离的。热量自塔釜输入，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，有时后可以考虑将余热再利用，在此就不叙述。要保持塔的稳定性，流程中除用泵直接送入塔原料外也可以采用高位槽。塔顶冷凝器可采用全凝器、分凝器-全能器连种不同的设置。在这里准备用全凝器，因为可以准确的控制回流比。此次设计是在常压下操作。 因为这次设计采用间接加热，所以需要再沸器。回流比是精馏操作的重要工艺条件。选择的原则是使设备和操作费用之和最低。在设计时要根据实际需要选定回流比。本设计任务为分离苯、甲苯混合物。对于二元混合物的分离，采用连续精馏流程。设计中采用泡点进料，将原料液通过预热器加热至泡点

6、后送入精馏塔内。塔顶上升蒸气采用全凝器冷凝，冷凝液在泡点下一部分回流至塔内，其余部分经产品冷凝器冷却后送至储罐。该物系属易分离物系，最小回流比较小，故操作回流比取最小回流比的1.4 倍。塔釜采用间接蒸汽加热，塔底产品经冷却后送至储罐。工艺流程如下：2精品 料推荐图 1-21.1 物料理化性质（苯 a ；甲苯 b）表 11 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ac6h678.1180.1288.54833.2bc6h5 ch392.13110.6318.574107.7表 12液相密度 kg/m3温度8090100110120a815803.9792.5780.3768.9b8

7、10800.2790.3780.3770.0表 13表面张力 mn/m温度8090100110120a21.2720.0618.8517.6616.49b21.6920.5919.9418.4117.313精品 料推荐表 1 4粘度 lmpa温度8090100110120a0.3080.2790.2550.2330.215b0.3110.2860.2640.2540.228表 15汽化热 kj/kg温度8090100110120a394.1386.9379.3371.5363.2b379.9373.8367.6361.2354.6苯的物理性质苯的沸点为80.1 ，熔点为5.5 ，在常温下是一种

8、无色、有芳香气味的透明液体，易挥发。苯比水密度低，密度为 0.88g/ml ，但其分子质量比水重， 。苯难溶于水， 1 升水中最多溶解 1.7g 苯；但苯是一种良好的有机溶剂，溶解有机分子和一些非极性的无机分子的能力很强。苯的化学性质最简单的芳香烃。分子式 c6h6。为有机化学工业的基本原料之一。无色、易燃、有特殊气味的液体。熔点 5.5 ，沸点 80.1 ，相对密度 0.8765 （ 204）。在水中的溶解度很小，能与乙醇、乙醚、二硫化碳等有机溶剂混溶。甲苯物理性质甲苯 (toluene ）是最简单、最重要的芳烃化合物之一。 在空气中甲苯只能不完全燃烧，火焰呈黄色。甲苯的熔点为 -95 ，沸

9、点为 111 。甲苯带有一种特殊的芳香味，与苯的气味类似，在常温常压下是一种无色透明，清澈如水的液体、密度为0.866 g/cm;对光有很强的折射作用，折射率1.4961 。甲苯几乎不溶于水 (0,52 g/l)但可以和二硫化碳、酒精、乙醚以任意比例混溶在氯仿、丙酮和大多数其他常用有机溶剂中也有很好的溶解性。甲苯的粘性为0.6 mpa s 也就是说它的粘稠性弱于水。甲苯的热值为40.940 kj/kg 、闪点为 4 、燃点为 535 。甲苯的化学性质甲苯是有机化合物属芳香烃结构简式为c6h5ch3。在常温下呈液体状、无色、易燃。它4精品 料推荐的沸点为 110.8 、凝固点为 95、密度为 0

10、.866 g/cm 。甲苯温度计正是利用了它的, 可以测 110.8 以下的温度。因此从测温范围来看它优于水银温度计和酒精温度计。另外甲苯比较便宜 , 故甲苯温度计比水银温度计也便宜。甲苯与苯的性质很相似，是化工工业上应用很广的原料。但其蒸汽有毒，可以通过呼吸道对人体造成危害危害等级为乙类使用和生产时要防止它进入呼吸器官。1.2 物料衡算及能量衡算结果化工原理课程设计任务书中的计算汇总得到精馏塔的物料和能量衡算如下表表 16物料衡算表物料（输入）物料塔顶（输出）物料塔底 (输出 )组分进料质量分数进料进料质量分数质量分数（ kmol/h（kmol/h ）/%）/%（ kmol/h ）/%苯25

11、.134327.04960.270.9甲苯33.32571.13430.0199.1合计58.4510028.1710030.28100压力 /kpa109101.3111.8温度 /92.1780.75109.81体积流量 /?3 /?6.252.723.57表 17能量衡算表输入输出项目进料 ?塔顶馏出液塔底残液再沸器冷凝器?热量 q/(kj/h)1139421.513998612.97402289.39782789.63 3954464.46合计 /(kj/h)5139543.485139859.485精品 料推荐工艺物料流程图由物料和能量衡算，绘制出工艺物料流程图水 水回 上却 却冷

12、冷201e101t罐苯粗至 2101v1罐b料/进a自10来1p回苯甲 罐至 收3b/a201p101e汽管蒸水级凝初冷b/a101p101v201e101t101eb/a101p称甲张置一-名苯装共称吨离张万分一6工.苯第3料图程2物流3212 2 222 2 2本期. . . .22 2 2泵日11 1 1工流回化字兴兴兴兴罐签罗罗罗罗储责计图核核凝职设制校审冷器凝冷塔馏精器沸再泵料进h9181/3309.8m091.5. .19001071.34h635/23360.7m91 .7.0000.1890.2h7/137931m450 .7. .120095.6苯苯ac量号p甲k流流/力度积

13、物组 分压温体图 1-36精品 料推荐管道仪表流程图根据选择的控制方案，绘制出水水上回却却冷冷1c 0t 1p 0201e2i0t 10t 10p 10i 2f 0p 1i300ft 10101t1i 0p101t 0f 10c 1i 0f 10水水上回却却冷冷pid 图称甲张置一-名苯装共吨称离张万分一6管工.苯 第水3凝表冷仪图程道2流1管0322 2 211v2 2 2 2本期. . . .b22 2 2日1 1 1 1g 01工041p 01p化字l 1兴兴兴兴1签0t 0罗罗罗罗a责1计图核核30职l 01设制校审a 1g 0pc 0p 1i 10b/泵a2流01回p1罐0储1凝v冷

14、2器01凝e冷1a 2t 01c 0t1i 10g 0t 0a1l 10c 0i1t0i201塔t 0f 011馏pgt精0105i 111器f 010t 00沸11ee再bp12200g01pb/泵a管汽1料水01a蒸1进g 0pp012凝级0自冷1初p来图 1-47精品 料推荐1.3 精馏塔设计结果1.3.1筛板塔设计计算结果汇总筛板塔设计计算结果汇总见下表：表 1-8筛板塔设计计算结果汇总表序号项目计算数据备注精馏段提馏段1塔径 /m1.51.52板间距 /m0.40.43塔板类型单溢流弓形降液管整块式塔板4空塔气速 /(m/s)0.8410.5955堰长 /m0.90.96堰高 /m0

15、.0430.0437板上层高度 /m0.060.068降液管底隙高度 /m0.0260.0389筛板数 /个7176正三角形叉排10筛孔气速 /(m/s)4.654.6511筛板动能因子11.5610.7812临界筛板气速 /(m/s)5.995.8713孔心距 /m0.0750.075同一横排孔心距14排间距 /m0.0710.066相邻横排中心距离15单板压降 /kpa0.5230.50816降液管内清液层高度 /m0.18570.127117泛点率 /%47.0649.0018汽相负荷上限 (m3/s)1.071.09雾沫夹带控制19汽相负荷下限 (m3/s)0.250.27漏液控制20

16、操作弹性4.284.048精品 料推荐1.3.2塔总体高度计算塔总体高度利用下式计算：hn nf np 1 h t nf h fnp h p h dh bh 1h 2（式 1）塔顶封头封头分为椭圆形、蝶形封头等几种。本设计采用椭圆形封头， 由公称直径 dn=1000mm，查书附录 2 得曲面高度 h1250mm,直 边 高 度 h240mm , 内 表 面 积 a1.2096m2 , 容 积 v0.1623m3 。 则 封 头 高 度h1h1h225040290mm。塔顶空间设计中塔顶间距 h a2ht2 0.450.9m,考虑到需要安装除沫器， 所以选取塔顶空间1.2m。塔底空间塔底空间高度

17、 hb 是指从塔底最下一层塔板到塔底封头的底边处的距离， 取釜液停留时间为 5min，取塔底液面至最下一层塔板之间距离为 1.5m。则：塔釜贮液量一封头容积1.5=tls 60 v1.5h b塔横截面积at（式 2）= 5602.381030.16231.52.20m0.785人孔人孔是安装或检修人员进出塔的唯一通道，人孔的设置应便于人进出任何一层塔板。由于设置人孔处塔间距离大，且人孔设备过多会使制造时塔体的弯曲度难以达到要求，一般每隔 6-8 块板开设一个孔，本塔分别在第 6、12、20、24 块板处（从上往下数）开设一个人孔，即可。在设置人孔处，每个人孔直径为 450mm，板间距为 hp=

18、800mm，人孔深入塔内部应与塔内壁修平，其边缘需倒棱和磨圆。进料板处板间距考虑在进口处安装防冲设施，取进料板处板间距hf=800mm。裙坐塔底常用裙坐支撑，本设计采用圆筒形裙坐。由于裙坐内径800mm,故桾座壁厚取9精品 料推荐16mm。基础环内径： dbi14002160.2 0.410001032mm基础环外径： dbo14002160.2 0.410001832mm圆整后：dbi1200,dbo2000mm考虑到再沸器，取裙坐高h2=2.5m。由上述数据可以算出塔体总高度hn nfnp 1 h tnf h fnp h ph d h b h 1 h 2(24 - 1 -4 - 1) 0.

19、4 + 10.8 + 2=0.6 + 1.2 + 1.5 + 2.9 + 2.5 = 17.3图 1-510精品 料推荐第二章附属设备的计算与选型2.1换热器设计2.1.1 换热器材料由于物料是苯与甲苯的混合溶液，所以选用一般的碳钢材料。2.1.2 冷凝器有机蒸汽冷凝器设计选用总传热系数一般范围为5001500kcal / m3 h c1kcal4.18j .本设计取 k=700kcal/m3 h c =2926kj/ m3 hc出料液温度 80.97 （饱和气）80.97 （饱和液）冷却水 2035逆流操作t160.97 c,t2 45.97 c , 则t1t2 60.9745.97tm53

20、.12 clnt1ln 60.97t245.97根据全塔热量衡算得 :?= 2868054.9?/?传热面积?2868054.9= 18.45 ?2a1 = (? ) =2926 53.12?由传热面积 ? 查表可得换热器为公称直径为450mm，管长 2m，管子数 n=126，2 管程，1单壳程的固定管板式换热器。再取安全系数 1.04 ，则所需传热面积a = 18.45 1.04 = 19.18?2其型号为 bem-450-?-19.18-2/25-2i?2.1.2.1传热系数核算（ 1）壳程表面传热系数011精品 料推荐由克恩法计算可得0 0.36 cre00. 55 pr1/ 3 ( )

21、 0.14 dew其中 壳程流体的热导率，w/(m o c) ；d e 当量直径， m ；re0 管外流动雷诺数；pr 流体在定性温度下的普朗特数； 流体在定性温度下的粘度，pa s ；w 流体在壁温下的粘度， pa s 。则管子为正三角形排列时的当量直径为：4 3 t 24d02 4 30.02520.019 2 2240.0173md e0.019d0壳程的流通截面积为：s0hd( 1d 0 )0. 30.600 ( 10. 019) 0.0432m2t0. 025壳层流速 u0：u0v0289164m sa36001. 7430. 0432则壳程流体的雷诺数re 为：re0deu0 c0

22、.01731061.74339950.810 - 3公式中 re 的适应范围为362(10 10 )，符合公式要求。普朗特数 pr 为：pr0c p 01. 541050. 810 31. 890. 62粘度矫正()0.141m则壳程表面传热系数0 ：ko ( 1rso bdorsi do do)? ?12精品 料推荐=1/(1 1.72 10-4 0.002 0.019 1.072 10-40.019447.647216.5 0.0173?0.0150.019)0.015 1396.0573=272.7352 w/(m 2. ) 。（ 2）管程流体传热系数计算i 0.023 i re0.8

23、prn di此公式的适用范围是：低粘度流体2.0 10 3 pa s ；雷诺数re10000 ；普朗特数0.6pr160 ；l管长管径之比50 ；d管程流体被冷却， n=0.3。管程流体的流通截面积a 1 为：a 10.01921970.028m242流速u1350628 m s1. 8336000. 0432 雷诺数re1du110. 015123. 21. 83,所以，流体流动为湍流0. 37409374 10000110 3形式。普朗特常数的计算cp111. 69310382. 61107pr10. 500. 031以上各物性数据符合公式的适用范围，可用于计算管程表面传热系数。则管程表面

24、传热系数1 ：k (1 rso bdo rsi do do)?13精品 料推荐=1/(1 1.72 10-4 0.002 0.019 1.072 10-40.019447.647216.5 0.0173?0.0150.019)0.015 1396.0573=280.17452 w/(m 2. )（ 3）污垢热阻和管壁热阻对于有机物流体，污垢热阻一般取0.176m2 o c / w 。管外侧污垢热阻r00.000172m2o c / w管内侧污垢热阻ri0.000172m2o c / w此换热器管程选用较高级冷拔碳钢传热管材料，其热导率约为50 w/(m 2 o c ) ，则管壁热阻为：rw b

25、 0.00204.0 10-5 m2 o c /w50总传热系数 k 的确定：k (1 rso bdo rsi do do )? ?=1/(1 1.72 10-4 0.002 0.019 1.072 10-40.019447.647216.5 0.0173?0.0150.019)0.015 1396.0573=272.7352 w/(m 2. )经计算得到k=272.7352w/(m 2.oc)700w/(m 2. oc)， 选用换热器时， 要求过程的中传热系数为 220.9321 w/(m 2 . ) ，在传热任务所规定的流动条件下，计算出的ko=272.73522w/(m. ) ，所选择的换热器的安全系数为：272.7352-220.9321=23.4475%220.9321?则该换热器传热面积的裕度符合要求。2.1.3 再沸器选用 120饱和水蒸气，总传热系数取k2926kj / m3 hc料液温度水蒸气温度110.09 c110 c120 c120 c逆流操作t19.91 c,t210 c , 则tmt1t29.91109.95 clnt1ln 9.91t21014精品 料推荐根据全塔热量衡算得：qb3674037.03kj / h传热面积? =?=3674037.03= 126.20 ?2?2926 9.952?由传热面积 ? 查表可