化工原理课程设计

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1、武汉工程大学化工原理课程设计课 程 设 计 说 明 目录课程设计任务书.2第一章 概述4第二章 设计方案的确定6第三章 精馏塔全塔物料衡算.11第四章 精馏塔各附件的计算.40第五章 板式塔结构的计算.46第六章 设计结果一览表.48第七章 设计小结.49参考文献.50机电工程学院课程设计任务书专业 过程装备与控制工程 班级 学生姓名 发题时 年 月 日一、 课题名称苯-甲苯溶液连续精馏塔设计二、 课题条件（文献资料、仪器设备、指导力量） 王志魁, 刘丽英, 刘伟 . 化工原理. 第四版. 北京: 化学工业出版社, 2010姚玉英, 黄凤廉, 陈常贵, 柴诚敬. 上册. 化工原理. 天津: 天

2、津大学出版社, 1999李功祥, 陈兰英, 崔英德. 常用化工单元设备设计. 广州: 华南理工大学出版社, 2003陈敏恒, 从德兹, 方图南, 齐鸣斋. 化工原理. 上册. 第三版. 北京: 化学工业出版社, 2006唐伦成. 化工原理课程设计简明教程. 哈尔滨工程大学出版社, 2005CAD、office三、 设计任务（包括设计、计算、论述、实验、应绘图纸等，只需简明列出大项目）1 设计方案的确定2 带控制点的工艺流程图的确定3 操作条件的选择（包括操作压强、进料状态、回流比等）4 塔的工艺计算5 辅助设备工艺计算6 塔设备的结构设计：（包括塔盘、裙座、进出口料管）7. 撰写课程设计说明书

3、一份8. 工艺流程图一张9. 设备总装图一张四、 设计所需技术参数原料： 苯-甲苯溶液原料温度： 30处理量： 9万吨/年原料组成（苯的质量分数）：40%产品要求：塔顶产品中苯的质量分数：96%塔顶产品中苯的回收率：99%生产时间： 300天（7200 h）冷却水进口温度：30加热介质： 0.6Mpa（表压）饱和水蒸汽五、 设计说明书内容(指设计说明书正文中包括的主要设计内容，根据目录列出大标题即可) 概述 设计方案的确定 精馏塔全塔物料衡算 精馏塔各附件的计算 板式塔结构的计算六、 进度计划（列出完成项目设计内容、绘图等具体起始日期）查找资料，初步确定设计方案及设计内容，（6.186.22）

4、根据设计要求进行设计，确定设计说明书初稿，（6.236.26）撰写设计说明书，总装图，答辩（6.276.29）指导教师（签名）： 年 月 日 学科部（教研室）主任（签名）： 年 月 日第一章 概 述精馏塔是化工生产中十分重要的设备。精馏塔内装有提供气液两相逐级接触的塔板，利用混合物当中各组分挥发度的不同将混合物进行分离。在精馏塔中，塔釜产生的蒸汽沿塔板之间上升，来自塔顶冷凝器的回流液从塔顶逐渐下降，气液两相在塔内实现多次接触，进行传质传热过程，轻组分上升，重组分下降，使混合物达到一定程度的分离。精馏塔的分离程度不仅与精馏塔的塔板数及其设备的结构形式有关，还与物料的性质、操作条件、气液流动情况等

5、有关。本设计我们使用筛板塔。其突出优点为结构简单，造价低板上液面落差小，气体压强低，生产能力较大，气体分散均匀，传质效率较高。筛板塔是最早应于手工业生产的设备之一。合理的设计和适当的操作筛板塔能够满足要求的操作弹性而且效率高。采用筛板塔可解决堵塞问题适当控制漏夜实际操作表明，筛板在一定程度的漏液状态下，操作是板效率明显降低，其操作的负荷范围较泡罩塔窄，但设计良好的筛板塔其操作弹性仍可达到标准。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，在化工、炼油、石油化工等工业中得到广泛应用。精馏过程在能量剂驱动下（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

6、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，实现原料混合物中各组分的分离。该过程是同时进行传热、传质的过程。为实现精馏过程，必须为该过程提供物流的贮存、输送、传热、分离、控制等的设备、仪表。由这些设备、仪表等构成精馏过程的生产系统，即本次所设计的精馏装置。工业上对塔设备的主要要求是：（1）生产能力大；（2）传热、传质效率高；（3）气流的摩擦阻力小；（4）操作稳定，适应性强，操作弹性大；（5）结构简单，材料耗用量少；（6）制造安装容易，操作维修方便。此外，还要求不易堵塞、耐腐蚀等。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、

7、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

8、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 设计方案的确定 确定设计方案是指确定整个精馏装置的流程、各种设备的结构型式和某些操作指标。例如组分的分离顺序、塔设备的型式、操作压力、进料热状态、塔顶蒸汽的冷凝方式等。下面结合课程设计的需要，对某些问题作些阐述。2.1 操作条件的确定2.1.1操作压力蒸馏操作通常可在常压、加压和减压下进行。确定操作压力时，必须根据所处理物料的性质，兼顾技术上的可行性和经济上的合理性进行考虑。例如，采用减压操作有利于分离相对挥发度较大组分及热敏性的物料，但压力降低将导致塔径增加，同时还需要使用抽真空的设备。对于沸点低、在常压下为气态的物料，则应在加

9、压下进行蒸馏。当物性无特殊要求时，一般是在稍高于大气压下操作。但在塔径相同的情况下，适当地提高操作压力可以提高塔的处理能力。有时应用加压蒸馏的原因，则在于提高平衡温度后，便于利用蒸汽冷凝时的热量，或可用较低品位的冷却剂使蒸汽冷凝，从而减少蒸馏的能量消耗。2.1.2进料状态 进料状态与塔板数、塔径、回流量及塔的热负荷都有密切的联系。在实际的生产中进料状态有多种，但一般都将料液预热到泡点或接近泡点才送入塔中，这主要是由于此时塔的操作比较容易控制，不致受季节气温的影响。此外，在泡点进料时，精馏段与提馏段的塔径相同，为设计和制造上提供了方便。2.1.3加热方式蒸馏釜的加热方式通常采用间接蒸汽加热，设置

10、再沸器。有时也可采用直接蒸汽加热。然而，直接蒸汽加热，由于蒸汽的不断通入，对塔底溶液起了稀释作用，在塔底易挥发物损失量相同的情况下，塔底残液中易挥发组分的浓度应较低，因而塔板数稍有增加。采用直接蒸汽加热时，加热蒸汽的压力要高于釜中的压力，以便克服蒸汽喷出小孔的阻力及釜中液柱静压力。对于苯-甲苯溶液，一般采用1.12.0KPa（表压）。2.2确定设计方案的原则确定设计方案总的原则是在可能的条件下，尽量采用科学技术上的最新成就，使生产达到技术上最先进、经济上最合理的要求，符合优质、高产、安全、低消耗的原则。为此，必须具体考虑如下几点：2.2.1满足工艺和操作的要求所设计出来的流程和设备，首先必须保

11、证产品达到任务规定的要求，而且质量要稳定，这就要求各流体流量和压头稳定，入塔料液的温度和状态稳定，从而需要采取相应的措施。其次所定的设计方案需要有一定的操作弹性，各处流量应能在一定范围内进行调节，必要时传热量也可进行调整。因此，在必要的位置上要装置调节阀门，在管路中安装备用支线。计算传热面积和选取操作指标时，也应考虑到生产上的可能波动。再其次，要考虑必需装置的仪表(如温度计、压强计，流量计等)及其装置的位置，以便能通过这些仪表来观测生产过程是否正常，从而帮助找出不正常的原因，以便采取相应措施。2.2.2满足经济上的要求要节省热能和电能的消耗，减少设备及基建费用。如前所述在蒸馏过程中如能适当地利

12、用塔顶、塔底的废热，就能节约很多生蒸汽和冷却水，也能减少电能消耗。又如冷却水出口温度的高低，一方面影响到冷却水用量，另方面也影响到所需传热面积的大小，即对操作费和设备费都有影响。同样，回流比的大小对操作费和设备费也有很大影响。2.2.3保证安全生产例如苯属有毒物料，不能让其蒸汽弥漫车间。又如，塔是指定在常压下操作的，塔内压力过大或塔骤冷而产生真空，都会使塔受到破坏，因而需要安全装置。以上三项原则在生产中都是同样重要的。但在化工原理课程设计中，对第一个原则应作较多的考虑，对第二个原则只作定性的考虑，而对第三个原则只要求作一般的考虑。2.3 板式精馏塔设计图2.4 基础数据的收集表2-4-1 苯和

13、甲苯的物理性质项目分子式分子量M沸点（）临界温度tC（）临界压强PC（kPa）苯AC6H678.1180.1288.96895.0甲苯BC6H5CH392.14110.6318.64107.9表2-4-2 苯和甲苯的饱和蒸汽压温度80.1859095100105110.6,kPa100.92117.45136.01156.77179.90205.56383.75，kPa38.8645.9054.1164.4574.0385.97101.10表2-4-3 常温下苯甲苯气液平衡数据温度80.1859095100105110.6液相中苯的摩尔分率1.0000.7800.5810.4120.2580.

14、1300汽相中苯的摩尔分率1.0000.9000.7770.6300.4560.2620表2-4-4 纯组分的表面张力温度8090100110120苯，mN/m21.1319.8818.6617.4416.24甲苯，mN/m21.5720.4519.3418.2517.17表2-4-5 组分的液相密度温度()8090100110120苯,kg/815.2804.0792.6780.9768.9甲苯,kg/811.56801.52791.378088770.25表2-4-6 液体粘度温度()8090100110120苯（mP.s）0.32040.28960.26270.23900.2181甲苯0

15、.32100.29310.26770.24420.2225表2-4-7 Antoine 常数值组分ABC苯6.0231206.35220.24甲苯6.0781343.94219.58表2-4-8常压下苯甲苯的气液平衡数据温度t液相中苯的摩尔分率x气相中苯的摩尔分率y110.560.000.00109.911.002.50108.793.007.11107.615.0011.2105.0510.020.8102.7915.029.4100.7520.037.298.8425.044.297.1330.050.795.5835.056.694.0940.061.992.6945.066.791.4

16、050.071.390.1155.075.580.8060.079.187.6365.082.586.5270.085.785.4475.088.584.4080.091.283.3385.093.682.2590.095.981.1195.098.080.6697.098.880.2199.099.6180.01100.0100.0第三章 精馏塔全塔物料衡算3.1.原料液级塔顶、塔底产品的摩尔分率苯的摩尔质量 MA=78.11kg/kmol 甲苯的摩尔质量 MB=92.13kg/kmol3.2原料液及塔顶、塔底产品的平均摩尔质量MF=0.478.11+(1-0.4) 92.13 =85.96

17、kg/kmolMD=0.9678.11+(1-0.96) 92.13 =78.587kg/kmol3.3物料衡算原料质量流量原料处理量回收率 =0.99总物料衡算 F=D+W苯物料衡算F=D+W联立解得D=65.572kmol/h W79.842kmol/h=0.008MW=0.00878.11+(1-0.008) 92.13 =92.017kg/kmol则 3.4塔板计算3.4.1塔板数的确定1.求最小回流比及操作回流比求最小回流比及操作回流比。由表1 苯和甲苯的物理性质查得，苯和甲苯的沸点分别为tA =80.1和tB=110.6由安托因方程 lgPA0=A-B/(tC)及查表表3-4-1A

18、BC苯6.030551211.033220.79甲苯3.079541344.8219.482在tA =80.1下， 得PA0=101.3243 PB0=38.96则相对挥发度1= PA0/ PB0=101.481/39.212=2.588同理，在tB=110.6下，PA0=231.96248 PB0=98.4026则相对挥发度1= PA0/ PB0=231.96248 /98.4026=2.36由于（1-2）1100（2.588-2.36）2.5881008.830则由内平均插=12-1 相平衡方程 联立，得y=1x-10.249x1.588x1又由=0.440 可解得0.656Rmin=xD

19、-yPyP-xP=0.966-0.6560.656-0.44=1.4352取操作回流比为 R=1.4Rmin=1.41.4253=2.01求精馏塔的气、液相负荷根据L=RD = 2.0165.572=131.80 kmol/hV=V=(R+1)D =（2.01+1） 65.572=197.37 kmol/hL=L+F =131.80+197.37=277.22 kmol/h2.求操作线方程（1）精馏段操作线方程 =2.012.01+1xn+65.5722.01+1=0.668xn+0.321（2）提馏段操作线方程 =277.22197.37 xn -79.842197.37=1.406 xn

20、-0.00325 由相平衡方程 得X=y-（-1 ）y=y2.4656-1.4656y3.逐板法求理论板用精馏段操作线和相平衡方程进行逐板计算 = 0.966 ， =0.920y2=0.668x1+0.321=0.93556 x2=y22.4656-1.4656y2=0.85483y3=0.668x2+0.321=0.0.892 x3=y32.4656-1.4656y3=0.771y4=0.668x3+0.321=0.836 x4=y42.4656-1.4656y4=0.674y5=0.668x4+0.321=0.771 x5=y52.4656-1.4656y5=0.578y6=0.668x5

21、+0.321=0.707 x6=y62.4656-1.4656y6=0.494y7=0.668x6+0.321=0.651 x7=y72.4656-1.4656y7=0.431 xF=0.44故精馏段理论板 n=6，用提留段操作线和相平衡方程继续逐板计算y8=1.406x7-0.00325=0.603 x8=y82.4656-1.4656y7=0.381y9=1.406x8-0.00325=0.532 x9=y92.4656-1.4656y7=0.316y10=1.406x9-0.00325=0.441 x10=y102.4656-1.4656y10=0.242y11=1.406x10-0.0

22、0325=0.337 x11=y112.4656-1.4656y11=0.171y12=1.406x11-0.00325=0.237 x12=y122.4656-1.4656y12=0.112y13=1.406x12-0.00325=0.154 x13=132.4656-1.4656y13=0.069y14=1.406x13-0.00325=0.093 x14=y142.4656-1.4656y14=0.040y15=1.406x14-0.00325=0.028 x15=y152.4656-1.4656y15=0.01155y16=1.406x15-0.00325=0.013 x16=y162

23、.4656-1.4656y16=0.0053 u0,min稳定系数为 K1 =2.33 K2 =2.37 均大于1.5故在设计负荷下不会产生过量漏液7. 液泛为防止降液管液泛的发生，应使降液管中清液层高度 苯-甲苯物系属一般物系，取，则由 得H1 =0.223 H2 =0.218而板上不设进口堰，hd可由式计算，即hd1=hd2=0.00098 已知 m液柱 m液柱 hL=0.06 m故Hd1=0.12268 H1 Hd2=0.12578 H2故在本设计中不会发生液泛现象。精馏段塔板负荷性能图1.漏液线由得代入数据整理得， 在操作范围内，任取几个Ls值，依上式计算出Vs值，计算结果列于下表。表

24、3-4-6 漏液线数据表漏液线液体流量精馏段提馏段0.00081.0167245930.8850604060.00141.0330742890.9012294810.00221.0512321120.91914710.0031.0670070480.9346813130.0041.084584450.9519572640.0051.1004920240.9675633510.0061.1151605550.9819308940.0081.1417607461.0079321410.011.1656734091.0312515270.0121.1875965711.0525882060.0131

25、.1979536071.062654740.0141.2079627051.0723752190.0151.2176566861.0817824870.0161.2270633651.090904370.0171.2362065771.0997647060.0181.2451069421.1083841120.0191.2537824541.1167805710.021.2622489311.124969889由上表数据即可作出精馏段、提馏段漏液线.2.液沫夹带线以ev=0.1kg液/kg气为限，求Vs-Ls关系如下:由又有已知数据，= 0.0461 m = 0.03567 m故 整理得 在操

26、作范围内，任取几个Ls值，依上式计算出Vs值，计算结果列于下表。表3-4-7雾沫夹带线 液体流量精馏段提馏段0.00083.4066822613.6066822610.00143.4027853513.6027853510.00223.3983846193.5983846190.0033.3944991623.5944991620.0043.3901015793.5901015790.0053.3860598233.5860598230.0063.3822807283.5822807280.0083.37533.57530.013.3688841123.5688841120.0123.3628

27、851723.5628851720.0133.3600122523.5600122520.0143.3572121433.5572121430.0153.354477983.554477980.0163.3518039583.5518039580.0173.349185113.549185110.0183.3466171453.5466171450.0193.3440963263.5440963260.023.341619373.541619373.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，则=0.006取E=1，则4.液相负荷上限线以作为液体在降液管中

28、停留时间的下限，则故5.液泛线令由联立得忽略，将与LS，与LS，与VS的关系式带入上式，并整理得式中将有关数据代入，得故 整理，得 在操作范围内，任取几个LS值，依上式计算出VS值，计算结果列于下表。表3-4-8液泛线液体流量精馏段提馏段0.00083.7903228683.6605301330.00143.7393043553.6140846180.00223.6795088683.5586229960.0033.6243225133.5062296790.0043.5585611313.4420773850.0053.4944423143.3776011790.0063.430752311

29、3.3116184980.0083.301692563.17201140.013.1670514213.0182175860.0123.0237325722.8457905510.0132.9479403352.7510616930.0142.8689107072.6496760490.0152.7862497472.5407251070.0162.6995204672.4230895070.0172.6082254932.2953449210.0182.5117848992.1556126120.0192.4095063042.0013060050.022.3005425891.828665

30、272根据以上各线方程，可作出筛板塔的负荷性能图，如下图3-4-7精馏段负荷性能图图3-4-8 提馏段负荷性能图由上图查得 精馏段 Vs,max=1.222m3/s ，Vs,min=0.460 m3/s故操作弹性为 Vs,max/Vs,min=1.222/0.460=2.66提馏段Vs,max=1.252m3/s ，Vs,min=0.460 m3/s故操作弹性为 Vs,max/Vs,min=1.252/0.460=2.72第四章 精馏塔各附件的计算4.1附件的计算4.1.1接管(1)进料管进料管的结构类型很多，有直管进料管、弯管进料管、T形进料管。本设计采用直管进料管。F=145.42Kg/h

31、 , =791.9Kg/ 则体积流量 管内流速则管径取进料管规格952.5 则管内径d=90mm进料管实际流速(2)回流管采用直管回流管，回流管的回流量塔顶液相平均摩尔质量,平均密度则液体流量取管内流速则回流管直径可取回流管规格652.5 则管内直径d=60mm回流管内实际流速(1) 塔顶蒸汽接管上升蒸汽流量平均摩尔质量 平均密度则取适宜管速，则可管规格37715，则管内直径d=347mm实际管流速(4)釜液排出管塔底w=79.842kmol/h 平均密度平均摩尔质量体积流量：取管内流速则可取回流管规格603 则实际管径d=54mm塔底釜液排除管实际流速（增加）：再沸器产生的蒸汽进口管那么取管

32、的规格为，实际管径管内实际流速(5)塔顶产品出口管径D=119koml/h 相平均摩尔质量溜出产品密度则塔顶液体体积流量：取管内蒸汽流速则可取回流管规格582.5 则实际管径d=53mm塔顶蒸汽接管实际流速4.1.2冷凝器塔顶温度tD=83.41 冷凝水t1=30 t2=45 应为，所以 由tD=80.49 查液体比汽化热共线图得气体摩尔流量气体平均摩尔质量塔顶被冷凝量 q=冷凝的热量取传热系数K=600W/m2k，则传热面积冷凝水流量换热器选型为浮头试换热器4.1.3 再沸器塔底温度tw=119.17 用t0=164.7的蒸汽，釜液出口温度t1=120应为，所以 由tw=105.0 查液体比

33、汽化热共线图得又塔底气体流量平均摩尔质量则取传热系数K=600W/m2k，加热蒸汽的质量流量换热器选型为：浮头式换热器4.2加热器采用绝压为700Kpa的饱和水蒸汽t=164.7 把苯和甲苯从=80加热到=100.77进料质量流量苯和甲苯的进料摩尔比则进料质量比取K=600W/m2k， 换热器选型为：浮头式换热器4.3泵的计算及选型进料温度=100.77 =791.9 kg/m3已知进料量F=145.42kmol/h 取管内流速 则d=4qVu = 59 mm 故可采用GB8163-97 764的无缝钢管 则内径d=76-42=68mm 代入得顾毓珍公式 求得摩擦系数 =0.0151进料口位置高度h=160.4=5.2 m水平管道到储槽罐道长度取2.5m 则纵观长度l=7 m离心泵官道上有两个调节阀，一个单向阀，三个表（真空表、压力表、流量计） 表4-3-1泵的选型名称当量长度与管径之比le/d名称当量长度与管径之比le/d闸阀全开9标准阀全开300半开225半开475水表盘式350弯头9035管道能量损失换热器的阻力损失利用伯努利方程 以水槽和管道出口为两截面P1=P2=P0, u1=0 z1=0=129.06 w轴功率=107w=0.107kw扬程可选择泵为IS 6540-200 转速1450 扬程11.8m 流量15