化工原理精馏提留设计

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1、一、前言化工原理课程设计是理论系实际的桥梁，是让学生体察工程实际问题复杂性的初次尝试。通过化工原理课程设计，要求我们能够综合运用化工原理上下册的基本知识，进行融汇贯通的独立思考，在规定的时间内完成指定的设计任务，从而得到以化工单元操作为主的化工设计的初步训练。通过课程设计，我们了解到工程设计的基本内容，掌握典型单元操作设计的主要程序和方法，培养了分析和解决工程实际问题的能力。同时，通过课程设计，还可以使我们树立正确的设计思想，培养实事求是、严肃认真、高度负责的工作作风。二、设计方案的确定 2.1 设计任务 拟采用常压筛板塔分离苯甲苯混合液。已知原料流量为4000kg/h，原料含苯30%（摩尔百

2、分数，下同），精馏分离使塔顶产品苯含量不低于97%，塔底产品甲苯含量不低于98%；沸点进料，沸点回流，操作回流比可取2.0；要求产品进入贮罐的温度不低于50，原料贮罐贮料、产品贮罐要满足八小时生产任务：1. 画出流程方框图和带控制点工艺流程图2. 做分离全过程物料衡算和热量衡算3. 做换热器设计与精馏塔设计 2.1.1换热器设计塔底产品冷却设计 上述精馏生产过程中，需要将塔底产品从80冷却至45，要求换热器的管程和壳程压降不大于10kpa，试选用合适的换热器。2.1.2精馏塔（筛板或浮阀）设计 完成上述分离任务所需的精馏塔相关设计。2.1.3操作条件精馏塔塔顶压强：4 KPa（表压），单板压降

3、 不超过0.7kPa，冷却循环水温度：25，饱和水蒸汽压力：0.25Mpa(表压)，设备型式： 筛板(浮阀)塔，建厂地区压力： 1atm2.2塔（筛板或浮阀）设备概述 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。板式塔大致可分为两类：有降液管的塔板和无降液管的塔板。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。浮阀塔广泛用于精馏、吸收和解吸等过程。其主要特点是在塔板的开孔上装有可浮动的浮阀，气流从浮阀周边以稳定的速度水平地进入塔板上液层进行两相接触。浮阀可根据气体流量的大小而上下浮动，自行调节。浮阀塔的主要优点是

4、生产能力大，操作弹性较大，塔板效率高，气体压强降及液面落差较小，塔的造价低，塔板结构较泡罩塔简单.浮阀有盘式、条式等多种，国内多用盘式浮阀，此型又分为F1型（V1型）、V4型、十字架型、和A型，其中F1型浮阀结构较简单、节省材料，制造方便，性能良好，故在化工及炼油生产中普遍应用，已列入部颁标准（JB111881）。其阀孔直径为39mm，重阀质量为33g，轻阀为25g。一般多采用重阀，因其操作稳定性好。2.3设计方案2.3.1塔设备的工业要求总的要求是在符合生产工艺条件下，尽可能多的使用新技术，节约能源和成本，少量的污染。精馏塔对塔设备的要求大致如下：一、生产能力大：即单位塔截面大的气液相流率，

5、不会产生液泛等不正常流动。二、效率高：气液两相在塔内保持充分的密切接触，具有较高的塔板效率或传质效率。 三、流体阻力小：流体通过塔设备时阻力降小，可以节省动力费用，在减压操作是时，易于达到所要求的真空度。四、有一定的操作弹性：当气液相流率有一定波动时，两相均能维持正常的流动，而且不会使效率发生较大的变化。 五、结构简单，造价低，安装检修方便。 六、能满足某些工艺的特性：腐蚀性，热敏性，起泡性等.2.3.2工艺流程三、精馏塔设计3.1设计计算3.1.1精馏塔的物料衡算（1）、原料液及塔顶、塔底产品的摩尔分数 苯的摩尔质量 MA=78kg/kmol 甲苯的摩尔质量 MB=78kg/kmol XF=

6、0.3 XD=0.97 XW=0.02（2）、原料液及塔顶塔底产品平均摩尔质量MA=xFMA+(1-xF)MB=87.924kg/kmolMD=xDMA+(1-xD)MB=78.53kg/kmol ，MW=xWMA+(1-xW)MB=91.85kg/kmol（3）、物料衡算原料处理量：F=4000/MF=4000/87.924=45.49kmol/h总物料衡算：F=D+W苯物料衡算：F*XF=D*XD+W*XW=D=13.41kmol/h W=32.08knol/h3.1.2图解法球理论塔板数根据图有：总理论塔板数 NT=13（包括再沸器） 精馏塔板数 NT精=6 提留段 NT提=6（不包括再

7、沸器）实际塔板数：精馏段：NP精=6/0.5=12 提留段：NP提=6/0.5=12（不包括再沸器） 总实际塔板数NP总= NP精+ NP提=24求最小回流比Rmin：根据图q与平衡线的交点坐标为：Xq=XF=0.267 yq=0.46Rmin=(XD-yq)/(yq-Xq)=(0.97-0.46)/(0.46-0.267)=2.64R=1.5 Rmin=3.96精馏塔的气液相负荷： L=RD=3.96*13.41=53.1kmol/hV=(R+1)D=4.96*13.41=66.51kmol/hL=L+F=53.1+45.49=98.60kmol/hV=V=66.51kmol/h 操作线方程

8、：精馏段操作线方程：y=(L/V)X+(D/V) XD=0.798X+0.196提留段操作线方程：y=(L/V)X+(W/V)XW=1.482X-0.01 工艺条件及物性数据的计算（精馏段） （一）、操作压力 塔顶：PD=P当地+P表=101.3+4=105.3kpa 单板压降：p=0.7kpa 进料板压降：PF=PD+p* NP精=105.3+0.7*12=113.7kpa 精馏段平均压降：Pm=(PF+PD)/2=109.5kpa（二）、操作温度计算 tD=81.2+0.2(80.2-81.2)/0.05=77.2（塔顶）进料板温度：tF=98.6精馏段平均温度：tm=( tD+ tF)/

9、2=87.9（三）、平均摩尔质量计算由 xD=y1=0.97 查平衡曲线图 得x1=0.928塔顶气、液相平均摩尔质量：MVmD=y1MA+(1-y1)MB=0.97*78.11+0.03*92.13=78.5 3Kg/KmolMLmD=x1MA+(1-x1)MB=0.928*78.11+0.072*92.13=78.12Kg/Kmol由xF=0.27查平衡曲线图知:yF=0.41进料板气液相平均摩尔质量：MVmF=yFMA+(1-yF)MB=86.38Kg/KmolMLmF=xFMA+(1-xF)MB=88.34Kg/Kmol精馏段气相平均摩尔分子量MVm=(MVmF+ MLmF)/2=82

10、.455kg/kmolMLm=( MVmD+ MLmD)/2=83.73kg/kmol （四）、平均密度计算 A.气相平均密度 =Pm*Mvm/RTm=109.5*82.455/(8.314*(87.9+273.15)=3.01Kg/m3 B.液相的平均密度： 塔顶平均密度 由tD =77.2,查手册内插法得A=818.024Kg/m3 ,B=812.072Kg/m3 A=XDMA/ XDMA +(1-XD)MB=0.9648 LDm=1/(0.9648/818.024+0.0352/812.072)=817.84Kg/m3 进料板平均密度 tF=98.6 查手册A=794.075Kg/m3

11、，B=791.679Kg/m3 A=XFMA/ XFMA +(1-XF)MB=0.24LFm =1/(0.24/794.075+0.76/791.679)=792.253Kg/m3 精馏段液相平均密度为 Lm=（LDm+LFm）/2=805.05Kg/m3 （五）、液体平均表面张力计算由塔顶温度t=77.2 时,查苯-甲苯表面张力于下表：表3-10 塔顶苯-甲苯表面张力组分苯(A)甲苯(B)表面张力21.6122.01塔顶表面张力：m，顶=XDA+(1-XD)B=21.62mN/m由进料温度 t=98.6 时,查苯-甲苯表面张力于表3-8表3-11 进料苯-甲苯表面张力组分苯(A)甲苯(B)表

12、面张力19.0219.64 进料板的表面张力 ：m，进=XFA+(1-XF)B=19.47mN/m则精馏段平均表面张力为：m，精=（m，顶+m，进）/2=20.55 mN/m（六）、液体的平均粘度计算由塔顶温度t=77.2 时，查手册得A=0.318 mPa.S ,B=0.320mPas L顶=0.324mPas由进料温度 t=85 时,查苯-甲苯粘度为：A=0.296mPa.S ,B=0.300mPas L进 =0.5910.296+(1-0.591)0.300=0.298mPas精馏段液相平均粘度 L(精) =（L顶+L进 ）/2=0.282 mPas四、精馏塔的塔体工艺尺寸计算 4.1塔

13、径的计算 4.1.1 Vs和Ls计算查表确定C20的坐标：取板间距HT=0.4m，板上液层高度HL=0.05m，则HT-HL=0.35m查图得C20=0.075，故C=0.0754，=1.221m/s取安全系数为0.7，空塔气速U=0.7=0.855m/s按标准塔径圆整为D=1m塔截面积实际空塔气速4.1.2精馏塔有效高度的计算 精馏段有效高度：Z精=（N精-1）*HT=(12-1)*0.4=4.4m提馏段有效高度：Z提=（N提-1）*HT=(12-1)*0.4=4.4m 在进料板上方开一高度为0.8m的人孔，精馏塔的有效高度为Z= Z精+ Z提+0.8=9.6m4.2塔板主要工艺尺寸计算因D

14、=1m可选单溢流弓形降液管，采用凹形受液盘（1）、堰长：lW=0.66D=0.66m（2）、溢流堰高度：hW=hL-hOW 选平直堰，堰上液层高度: hW=hL-hOW=0.05-0.012=0.038m（三）、弓形降液管宽度Wd和截面积Af由查资料书P112图5-7得Af/AT=0.722 =Af=0.0567m2Wd/D=0.124 =Wd=0.124m 验算液体在降液管中的停留时间： （四）、降液管底隙高度hO 是因为hO-hW=0.0090.006所以降液管底隙设计合理4.3塔板布置 （一）、塔板分布D=0.8680.8m塔板采用分块式。查资料书P118表5-3得塔板非为3块（二）、边

15、缘区宽度确定：取WS=WS=0.065m,WC=0.035m（三）、开孔区面积计算： Aa=0.491m2（四）、筛孔计算及其排列物系无腐蚀性可选用碳钢管，取筛孔直径do=5mm筛孔按正三角形排列取孔中心距t=3do=15mm筛孔数个，开孔率：气体通过阀孔的气速：五、筛板的流动力学验算5.1塔板压降（一）、干板阻力：由查资料书P115图5-10得CO=0.772hc=0.043m液柱（二）、气体通过液层的阻力查资料书P115图5-11得=0.625 ，（三）、液面表面张力的阻力h的计算气体通过每层塔板的液柱高度hp=hc+hl+h=0.0751m液柱气体通过每层塔板的压降:5.2液面落差对于筛

16、板塔，液面落差很小，且本体塔径和液流量均不大，故可忽略液面落差的影响5.3液沫夹带量：故在本设计中ev在允许范围内（四）、漏液对于筛板塔漏液点气速：实际气速：稳定系数：故本设计无明显漏液（五）、液泛为防止塔内发生液泛，降液管内液层高度Hd应服从：板上不设进口堰：六、塔板负荷性能图6.1漏液线由 LS(m3/s)0.00060.00150.0030.0045VS(m3/s)0.2640.2740.2860.306.2液沫夹带以ev=0.1kg液/kg气为限，求VS-LS关系如:LS(m3/s)0.00060.00150.00300.0045VS(m3/s)1.331.271.191.126.3液

17、相负荷下限线对于平直堰，取堰上液层上高度how=0.006m作为液相负荷下限条件，即 =0.006m据此，可作出与气体流量无关的垂直液相负荷下限线6.4液体负荷上限线液体的最大流量应保证在降液管中停留时间不低于3-5s，液体在降液管内停留时间.取=5s作为液体在降液管中停留时间的下限 据此，可作出与气体流量无关的垂直液相负荷上限线6.5液泛线令由联立得忽略，将how与LS，hc与Vs的关系式带入上式并整理得即LS(m3/s)0.00060.00150.00300.0045VS(m3/s)0.990.920.830.73根据、七设计结果一览表序号项目符号单位计算结果精馏段R11平均温度tm87.

18、92平均压力Pmkpa109.53平均流量气相Vsm3/s0.5064液相Lsm3/s0.001535实际塔板数Np块246塔的有效高度Zm9.6 =9600mm7塔径Dm0.868 =圆整1000mm8板间距Htm0.4 =400mm9塔板溢流形式单流型10空塔气速um/s0.85511溢流装置溢流管形式弓形12溢流堰长度Lwm0.66 =660mm13溢流堰高度hwm0.038 =38mm14板上液层高度hLm0.05 =50mm15堰上液层高度howm0.012 =12mm16安定区宽度Wsm0.065 =65mm17开孔区到塔壁距离Wcm0.035 =35mm18鼓泡面积Aam20.491 19阀孔直径dm0.005 =5mm20筛孔数n个252121阀孔气速u0m/s10.2222阀孔动能因数F023开孔率%10.0824孔心距tm0.015 =15mm25排间距tm气体通过每层踏板压降0.05929626单板压降Pkpa0.727液体在降液管内的停留时间s14.8228底隙高度hom0.029 =29mm30泛点率，%31液相负荷上限Ls maxm3/s0.0045432液相负荷下限Ls minm3/s0.0005633气相负荷下限Vs minm3/s0.12934操作弹性