Mr.鲍的课程设计

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1、盐 城 师 范 学 院化工原理课程设计 -苯-甲苯连续精馏板式塔的设计20142015 学年度化学化工 学院 精细化工 专业班级 12（2） 学号 题目名称 20000t化工原理课程设计 学生姓名 鲍宇 指导教师 文福姬 设计时间：2014年12月1日2014年12月12日盐城师范学院化工原理课程设计任务书 化学化工 学院 精细化工 专业班级 应化12（2） 姓名 鲍宇 学号 设计题目：年产 20000 t 苯甲苯混合液 产品的 板 式精馏塔的设计课程设计的目的与意义：化工原理课程设计是培养学生综合运用化工原理及先修课程的基本知识进行化工工艺设计的能力，使学生掌握化工设计的基本程序和方法，得到

2、一次化工设计的基本训练，并应着重培养学生以下几方面的能力。1. 查阅技术资料，选用公式和搜集数据的能力。2. 树立既考虑技术上的先进性与可靠性，又考虑经济上的合理性，并注意到操作时的劳动条件和环境保护的正确设计思路，在这种设计思想的指导下去分析和解决工程实际问题的能力。3. 迅速准确地进行工程计算的能力。4. 用简洁的文字、清晰的图表示表达自己设计结果的能力。课程设计的内容：（1）设计方案的简介（2）主体设备的工艺设计计算（3）典型辅助设备的选型和计算（4）塔板结构简图和塔板负荷性能图 （5）编写设计说明书工艺操作条件：年产量： 20000 吨， 料液浓度： 48 %（轻组分质量分率）塔顶产品

3、浓度： 98.5 % （轻组分质量分率）塔底釜液浓度： 98 % （轻组分质量分率）每年实际生产天数：330天 （一年中有一个月检修）精馏塔塔顶压强：4Kpa （表压）冷却水进口温度：30饱和水蒸气压力：101.33Kpa （表压）设备型式：浮阀塔厂址：江苏盐城课题设计任务：（1） 完成主题设备的工艺设计与计算（2） 有关附属设备的设计和选型（3） 塔板结构简图和塔板负荷性能图（4） 编写设计说明书主要参考书：1夏清，陈常贵主编.化工原理(上、下册).天津大学出版社,20052陈敏恒等.化工原理.第二版化.学工业出版社.1999 3谭天恩,麦本熙,丁惠华.化工原理(上、下册) .第二版.北京：

4、化学工业出版社,19984姚玉英.化工原理例题与习题.第三版.北京：化学工业出版社,19985贾绍义,柴诚敬主编.化工原理课程设计.天津:天津大学出版社,20026李功样,陈兰英,崔英德主编.常用化工单元设备设计.广州:华南理工大学出版社,20037涂伟萍,陈佩珍,程达芬主编.化工工程及设备设计.北京：化学工业出版社,2000 指导教师文福姬 2014年 12 月 1 日目录摘要 6第一章 绪论71.1 设计背景71.2 设计方案71.3 塔的选择7第二章 工艺计算72.1 原料液及塔顶、塔底产品的摩尔分率及馏出液流量7 2.2 原料液及塔顶、塔底平均摩尔质量 8 2.3物料衡算8 2.4 操

5、作线方程82.5塔板数的确定8 2.5.1 理论板数的确定8 2.5.2 进料板位置的确定 82.6操作温度82.7相对挥发度的计算92.8最小回流比和适宜回流比的选取9第三章 精馏塔的工艺条件及有关物性数据的计算 93.1 操作压力 93.2 全塔效率 103.3 平均摩尔质量 103.4 平均密度 103.4.1 气相平均密度 103.4.2 液相平均密度 113.5 液体平均表面张力113.6 液体平均黏度12第四章 精馏塔的塔体工艺尺寸设计134.1 气、液相体积流率134.2 塔径的计算14 4.2.1孔速14 4.2.2最大空塔气速和空塔气速14 4.2.3 塔径的计算144.3

6、精馏塔有效高度的计算15第五章 塔板主要工艺尺寸的计算155.1 溢流装置计算155.1.1 堰长155.1.2 溢流堰高度155.1.3 弓形降液管宽度和截面积155.1.4 降液管底隙高度155.2 塔板布置及浮阀数目与排列15 5.2.1孔速16 5.2.2边缘宽度16 5.2.3安定区16 5.2.4有效传质面积16 5.2.5浮阀的排列16 5.2.6核算孔速和发动能系数16 5.2.7塔板开孔率16第六章 塔板的流体力学验算176.1 气相通过浮阀塔板的压降176.1.1 干板阻力176.1.2 板上充气液层阻力176.1.3 克服表面张力所造成的阻力186.2 淹塔186.3 雾

7、沫夹带18第七章 塔板负荷性能图18 7.1 雾沫夹带线187.2 液泛线197.3 液相负荷上限线197.4 漏液线207.5 液相负荷下限线207.6 塔板负荷性能图20第八章 塔附件设计218.1 接管21 8.1.1 进料管218.1.2 回流管218.1.3 塔釜出料管228.1.4 塔顶蒸汽管228.1.5 塔釜进气管228.2 法兰228.3 人孔228.4 塔的空间高度22参考文献 23结束语23附录 24摘要化工原理课程设计是综合运用化工原理课程和有关先修课程（物理化学，化工制图等）所学知识，完成一个单元设备设计为主的一次性实践教学，是理论联系实际的桥梁，在整个教学中起着培养

8、学生能力的重要作用。通过课程设计，要求更加熟悉工程设计的基本内容，掌握化工单元操作设计的主要程序及方法，锻炼和提高学生综合运用理论知识和技能的能力，问题分析能力，思考问题能力，计算能力等。 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，精馏过程在能量剂驱动下，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的挥发度的不同，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。根据生产上的不同要求，精馏操作可以是连续的或间歇的，有些特殊的物系还可采用衡沸精馏或萃取精馏等特殊方法进行分离。本设计的题目是苯-甲苯连续精馏筛板塔的设计，即需设计

9、一个精馏塔用来分离易挥发的苯和不易挥发的甲苯，采用连续操作方式，需设计一板式塔将其分离。分离苯和甲苯，可以利用二者沸点的不同，采用塔式设备改变其温度，使其分离并分别进行回收和储存。关键词：精馏、苯-甲苯、浮阀塔、传质分离第一章 绪论1.1 设计背景塔设备是炼油、化工、石油化工等生产中广泛应用的气液传质设备。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。板式塔内设置一定数目的塔板，气体以鼓泡或喷射形式穿过板上液层进行质热传递，气液相组成呈阶梯变化，属逐级接触逆流操作过程。填料塔内装有一定高度的填料层，液体自塔顶沿填料表面下流，气体逆流向上（也有并流向下者）与液相接触进行质热传递，气液相组

10、成沿塔高连续变化，属微分接触操作过程。1.2设计方案根据设计任务书所提供的条件和要求，通过对现有资料的分析对比，选定适宜的流程方案和设备类型，初步确定工艺流程。对选定的工艺流程，主要设备的形式进行简要的论述。1.3塔的选择板式塔大致可分为两类：（1）有降液管的塔板，如泡罩、浮阀、筛板、导向筛板、新型垂直筛板、蛇形、S型、多降液管塔板；（2）无降液管的塔板，如穿流式筛板（栅板）、穿流式波纹板等。工业应用较多的是有降液管的塔板，如浮阀、筛板、泡罩塔板等。筛板是在塔板上钻有均布的筛孔，呈正三角形排列。上升气流经筛孔分散、鼓泡通过板上液层，形成气液密切接触的泡沫层（或喷射的液滴群）。筛板塔是1932年

11、提出的，当时主要用于酿造，其优点是结构简单，制造维修方便，造价低，气体压降小，板上液面落差较小，相同条件下生产能力高于浮阀塔，塔板效率接近浮阀塔。其缺点是稳定操作范围窄，小孔径筛板易堵塞，不适宜处理粘性大的、脏的和带固体粒子的料液。但设计良好的筛板塔仍具有足够的操作弹性，对易引起堵塞的物系可采用大孔径筛板，故近年我国对筛板的应用日益增多，所以在本设计中设计该种塔型。第二章 工艺计算2.1 原料液及塔顶、塔底产品的摩尔分率及馏出液流量苯的摩尔质量 MA78.11kg/mol 甲苯的摩尔质量 MB=92.14kg/mol 原料液中易挥发组分的摩尔分数XF=（48/78）/(48/78+52/92)

12、=0.521 馏出液中易挥发组分的摩尔分数XD=（98.5/78）/(98.5/78+1.5/92)=0.987 釜残液中易挥发组分的摩尔分数XW=（2/78）/(2/78+98/92)=0.0242.2 原料液及塔顶、塔底平均摩尔质量 塔顶平均摩尔质量 塔底平均摩尔质量 原料液平均摩尔质量 22.3 物料衡算F=20000*1000/(330*24*84.83)=29.77Kmol/hD+W=F aXDD+XWW=XFF或0.987*D+0.0235*W=29.77*0.521 b 联立a.b方程得 D=15.3641kmol/h W=14.4059kmol/h2.4 操作线方程 精馏段操作

13、线方程 提馏段操作线方程 2.5 塔板数的确定 2.5.1 理论板数的确定由逐板计算法可得 精馏段理论板数 8 提留段理论板数 6理论板层数 n=8+6+1=15块2.5.2 理论加料板数 加料板魏宇第八块与第九块之间2.6操作温度计算塔顶温度 设塔顶温度tD=82 Antoine方程 查表得 代入 得PA=107.12KPa，PB=41.48KPa 所以 因为0.0081% 所以 假设成立，即塔顶温度t=82同理可求得 塔底温度tw=114.5 进料板温度tF=94.7 所以 精馏段平均温度tm1=88.35 提馏段平均温度tm2=104.62.7相对挥发度的计算 = 代入数据经计算得=2.

14、452.8 最小回流比和适宜回流比的选取（1）最小回流比 代入公式 = （2）确定合适的回流比 L=RD=1.8915.36=29.03kmol/h V=(R+1)D=2.8915.36=44.39kmol/h kmol/h第三章 精馏塔的工艺条件及有关物性数据的计算3.1操作压力计算 PD=P当地+P表压=101.33+4=105.33kPa 逐板压降取 Pf=105.3+0.78=110.93kPa（泡点进料q=1） Pw=110.93+0.76=115.13kPa 精馏段平均压降 Pm1=（105.3+110.93）/2=108.13kPa 提馏段平均压降 Pm2=（110.93+115

15、.13）/2=113.03kPa3.2全塔效率的确定 精馏段平均温度tm1=88.35 查表得L=0.287 ET=0.49(L)-0.245=0.53 所以精馏段实际塔板数 N1=8/0.53=15 同理可得 提馏段实际塔板数 N2=6/0.55=11 ET=N理/N总=（6+8）/(11+15)=53.8% 3.3气液混合物的平均摩尔质量 精馏段气液混合物的平均摩尔质量 =（78.29+81.60）/2=79.95kg/kmol =（78.54+84.39）/2=81.47kg/kmol提馏段气液混合物的平均摩尔质量 =（81.60+91.34)/2=86.47kg/kmol = (83.

16、39+91.80)/2=88.10kg/kmol3.4平均密度 3.4.1 气相平均密度 （1）精馏段气相平均密度 （2）提留段液相平均密度 3.4.2 液相平均密度 （1）塔顶液相平均密度 塔顶温度tD=82 查表得A=819.7kg/m3 B=819.6kg/m3 3 （2）进料板液相平均密度 进料板温度tF=94.7查表得A=807.2kg/m3 B=805.1kg/m3 3 （3）塔底液相平均密度 塔底温度tF=117.9查表得A=777.8kg/m3 B=776.1kg/m3 3 （4）精馏段液相平均密度 l,m1=(819.6+806.1)/2=812.85kg/m3 （5）提馏段

17、液相平均 l,m2=(776.1+806.1)/2=791.1kg/m3 3.5 液体平均表面张力 （1）塔顶液相平均表面张力的计算 塔顶温度tD=82 查表得 A=20.18（10-3N/m）B=21.47（10-3N/m） 即 （10-3N/m）（2）进料板液相平均表面张力的计算 进料板温度tF=94.7查表得 A=19.49（10-3N/m）B=20.07（10-3N/m） 即 （10-3N/m）（3）塔底液相平均表面张力计算 塔底温度tw=114.5查表得 A=17.1（10-3N/m）B=17.9（10-3N/m） 即 （10-3N/m）（4）精馏段液相平均表面张力计算 Lm1=（2

18、0.20+19.77)/2=19.99（10-3N/m）（5）提留段液相平均表面张力 Lm2=（17.88+19.77)/2=18.83（10-3N/m）3.6液体平均黏度计算 （1） 塔顶液相平均黏度的计算塔顶温度tD=82 查表得 A =0.302mPaS，B =0.306mPaS， S(2)进料板液相平均黏度的计算进料板温度tF=94.7查表得 A =0.268mPaS，B =0.276mPaS， S (3)塔底液相平均黏度的计算 塔底温度tF=114.5查表得 A =0.225mPaS，B =0.237mPaS， S （4）精馏段液相平均黏度计算 Lm1 =(0.302+0.272)/

19、2=0.287mPaS（5） 提馏段液相平均黏度计算 Lm2 =(0.272+0.237)/2=0.255mPaS 第四章 精馏塔的塔体工艺尺寸设计4.1气、液相体积流率 精馏段 V=（R+1）D=44.39kmol/h m3/s L=RD=29.03kmol/h m3/s 提馏段 m3/s m3/s4.2 塔径的计算 4.2.1气体负荷系数C 初选板间距HT=0.40m，取板上液层高度hL=0.06m 则 HT-hL=0.40-0.06=0.34m 0.2 由smith关联图求得C20=0.072 C=0.072（19.99/20）0.2=0.0724.2.2最大空塔气速和空塔气速 代入数据

20、得（取安全系数为0.8） 4.2.3塔径 精馏段 代入数据得 塔径园整得D=1m，符合附表 塔截面积 实际空塔塔速 同理可得 提馏段塔径为1m,截面积为0.785m2，实际空塔塔速为0.4m/s4.3精馏塔有效高度的计算 第五章 塔板主要工艺尺寸的计算5.1 溢流装置计算 5.1.1 堰长 取 5.1.2 溢流堰高度 精馏段 提馏段 5.1.3 弓形降液管宽度 和截面积 /D=0.124 /AT=0.0722 则 =0.124m =0.0567m25.1.4 降液管底隙高度 取 则代入数据得 精馏段 =Ls1/()=0.0122 提馏段 =Ls2/()=0.028 5.2 塔板布置及浮阀数目与

21、排列 5.2.1 孔速 取F0=11 则 精馏段 每一层塔板上的浮阀数 提馏段 每一层塔板上的浮阀数 5.2.2边缘宽度 在塔壁边缘留出宽度为WC,取WC=55mm 5.2.3安定区 在液体入塔处，有一宽度为WS的狭长带不开孔区，其作用是防止气体进入降液管或因降液管流出的液流的冲击而漏液。取WS=70mm 5.2.4 有效传质面积 精馏段 式中 代入数据解得 Aa1=0.115m2 提馏段 同理可得 Aa2=0.115m2 5.2.5 浮阀的排列(孔心距t=65mm) 精馏段 浮阀排列采用等腰三角形叉排！ N1=(1.1550.115)/0.0742=25个 提馏段 同理可得 N2=(1.15

22、50.115)/0.0742=25个 5.2.6 核算孔速和发动能系数 精馏段 提馏段 5.2.7 塔板开孔率 精馏段 提馏段 第六章 塔板的流体力学验算6.1 气相通过浮阀塔板的压降可根据式（3-49）计算塔板压降，即。6.1.1 干板阻力精馏段 uoc =(73.1/V1)1/1.825=5.85.38 则 hC=19.9（uo0.175/L1）=0.033m提馏段 uoc =(73.1/V2)1/1.825=5.375.38 则 hC=5.34（v2uo22/2gL2）=0.038m6.1.2板上充气液层阻力 精馏段 m 提馏段 6.1.3 克服表面张力所造成的阻力精馏段 m 所以 hp

23、1=0.033+0.0375+0.=0.071m提馏段 所以 hp2=0.038+0.0371+0.=0.075m6.2 淹塔 液体通过降液管的压头损失 精馏段 提馏段 6.3 雾沫夹带雾沫夹带按下式计算： h =2.5h = 2.50.06 =0.15m = kg液/kg气0.1kg液/kg 第七章 塔板负荷性能图7.1 雾沫夹带线 按泛点率为70%计算得 精馏段 提馏段 精馏段精馏段提馏段提馏段0.00040.00050.00090.00080.3070.3060.2730.274 7.2 液泛线 由此确定夜泛线 代入数据得 精馏段 提馏段附表2 液泛线数据精馏段0.00040.00050

24、.00060.0007精馏段0.1890.1880.1870.186提馏段0.00040.00050.00060.0007提馏段0.20740.20730.20720.2071 7.3 液相负荷上限线 流体的最大流量应保证降液管中停留时间不低于3-5s. 流体将夜馆内的停留时间 以=5s来作为液体在降液管内停留时间的下限 7.4 漏液线 精馏段 提馏段 7.5 液相负荷下限线 取E=1 ，how=0.06则 7.6 塔板负荷性能图将计算结果汇总列于附表3中。 附表3 浮阀(筛板)塔板工艺设计结果项目数值说明备注塔径0.6截面积0.283m板间距0.35塔板形式单溢流弓形降液管分块式塔板空塔气速

25、）0.636提馏段：0.6堰长0.468堰高0.054提馏段：0.6板上液层高度0.06降液管底隙高度0.0122提馏段：0.028浮阀数N/个25等腰三角形叉排阀孔气速6.03提馏段：5.7阀孔动能因数10.36提馏段：10.31临界阀孔气速5.85.37孔心距0.065指同一横排的孔心距排间距0.074指相邻两横排的中心距离单板压降700提馏段：700液体在降液管内停留时间32.3降液管内清液层高度0.00075泛液点80%气液负荷上限0.003雾沫夹带控制气液负荷下限0.0002漏液控制第八章 塔附件设计8.1 接管8.1.1 进料管进料管的结构类型有很多，本设计采用直管进料管。F=15

26、.15kmol/h, =799.1Kg/ 则体积流量.取uF=1.9m/s则 进料管管径 8.1.2 回流管采用直管回流管，取uR=1.9m/s 8.1.3 塔釜出料管采用直管出料管，取uW=0.9m/s 8.1.4 塔顶蒸汽管 采用直管出气，取uP=18m/s 8.1.5 塔釜进气管采用直管，取uV=15m/s 8.2 法兰 由于常压操作，所有法兰均采用标准管法兰，平焊法兰，由不同的公称直径，选用相应法兰。 进料管接管法兰：PN6DN70 HG 5010 回流管接管法兰：PN6DN50 HG 5010 塔釜出料管接法兰：PN6DN80 HG 5010 塔顶蒸汽管法兰：PN6DN500 HG

27、5010 塔釜蒸汽进气管法兰：PN6DN500 HG 50108.3 人孔 人孔是安装或检修人员塔的唯一通道，人孔的设置应便于进入任何一层塔板。一般每隔10到20层设置一个人孔，本塔共32层塔板，需要3个人孔。裙座上应另开两个人孔。8.4 塔的空间高度塔高H(不包括封头、裙坐)实际塔板数； 进料板数进料板处板间距，m人孔数设人孔处的板间距，m塔顶空间，m（不包括头盖部分）塔底空间，m（不包括底盖部分 ） 考虑到腐蚀余量，考虑到再沸器，裙座高度取2m 参考文献（1）夏清，陈常贵主编.化工原理(上).天津大学出版社,2005.（2）夏清，陈常贵主编.化工原理(下).天津大学出版社,2005.（3）

28、卢焕章等编.石油化工基础数据手册.化学工业出版社,1982.（4）申迎华,郝晓刚等编.化工原理课程设计.化学工业出版社,2009.结束语 通过这次课程设计，让我知道设计时要有一个明确的思路，要考虑多种因素包括环境条件和介质的性质等再选择合适的设计参数，对罐体的材料和结构确定之后还要进行一系列校核计算，包括筒体、封头的应力校核，以及鞍座的载荷和应力校核。校核合格之后才能确定所选设备型符合要求。通过这次设计对我们独自解决问题的能力也有所提高。 在整个过程中，我查阅了相关书籍及文献，取其相关知识要点应用到课设中，而且其中有很多相关设备选取标准可以直接选取，这样设计出来的设备更加符合要求。在设计的最后

29、附有CAD设备图，在绘图的整个过程中，我对制图软件的操作更加熟悉。这次课设的书写中对格式的要求也很严格，在老师的指导下我们按照毕业设计的格式要求完成课设。这就为我们做毕业设计打下了基础。因为的知识有限，所做出的设计存在许多缺点和不足，请老师做出批评和指正。最后感谢老师对这次课设的评阅。附录一表一 主要符号说明符号意义单位基板鼓泡区面积m2降液管截面积m2总降压管截面积m2塔板上方气体通道截面积m2浮阀塔板阀孔总截面积m2塔截面积m2计算液泛速度的负荷因子-液体表面张力为20mN/m时的负荷因子-孔流系数-塔径m塔顶产品流率Kmol/s阀孔直径m液流收缩系数-塔板效率-单位质量气体夹带的液沫质量

30、-进料摩尔质量kmol/h两相流动参数-气体的阀孔动能因子kg0.5/(sm0.5)质量流量kg/h重力加速度m/s2降液管底隙高度m与干板压强降相当的液柱高度m降液管压强降相当液柱高度m板上液层高度m与单板压降相当的液层高度m板间距m堰上方液头高度m出口堰高m与克服表面张力压强降相当的液柱高度m下降液体流率Kmol/s塔内液体流量m3/h塔内液体流量m3/s堰长m塔板的稳定性系数-摩尔质量kg/kmol热流量W表二 主要符号说明浮阀个数-一层塔板上的筛孔总数-实际塔板数-理论塔板数-系统的总压Pa进料中液相所占分率-回流比-摩尔汽化潜热kJ/kmol温度K孔心距m空塔气速m/s浮阀气速m/s

31、上升蒸气流率Kmol/s塔内气体流量m3/h塔内气体流量m3/s蒸馏釜的液体量Kmol塔板边缘区宽度m降液管宽度m降液管宽度m塔板上入口安定区宽度m塔板上出口安定区宽度m液相组分中摩尔分率-气相组分中摩尔分率-塔的有效段高度m液面落差m相对挥发度-板上液层无孔系数-粘度mN/m塔板开孔率-降液管内泡沫层相对密度-密度Kg/m3液体密度Kg/m3气体密度Kg/m3液体表面张力dyn/cm液体在降液管内停留时间s表三 符号下标说明A,B组分名称s秒max最大V气相min最小L液相q精馏段和提馏段交点F进料1精馏段2提馏段附录二表一 乙醇和水的物理性质：项目分子式分子量(g/mol)沸点()临界温度

32、Tc()临界压强Pc,(MPa)乙醇(A)C2H5OH46.0778.3240.776.148水(B)H2O18.02100373.9122.05表二 乙醇和水的液相密度t温度t()708090100110A,:kg/m3754.2742.3730.1717.4704.3B,:kg/m3977.8971.8965.3958.4951.6表三 液体的表面张力温度t（）708090100110A,mN/m19.2718.2817.2916.2915.28B,mN/m64.3362.5760.7158.8456.9表五 液体粘度L温度t,708090100110LA,mPas0.5230.4950.4060.3610.324LB,mPas0.40610.35650.31650.28380.2589表流六 液体气化潜热温度t,708090100110A,kJ/kg859.26838.00815.73792.47768.20B,kJ/kg2331.22308.182283.12256.692232.0