化工原理课程设计任务书精馏塔的设计.docx

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1、化工原理课程设计说明书设计题目： 设计者： 专业：学号：指导教师：200年月日化工原理课程设计任务书设计题目：设计条件：处理量：进料浓度：处理要求：塔顶浓度质量塔底浓度质量年工作小时：7200 小时专业： 学号： 姓名：指导教师：200年月日名目一、 设计方案简介1、 精馏塔的操作压力工业精馏过程，按操作压力分类，可分为加压、常压、和真空精馏。常压下为气 态或常压下泡点为室温的混合物，常承受加压蒸馏；常压下，泡点为室温至 150左右的混合液，一般承受常压蒸馏。对于分别甲苯-苯的混合液，进料泡点为 90.5， 而且，常压下两物质相对挥发度大，简洁分别，所以选择常压精馏，塔顶压力设定为105.32

2、5kpa.由于精馏塔选择筛板塔，所以近似认为每层塔板压力降为0.7kpa.2、进料热状况确实定精馏操作有五种进料方式，分别是冷液加料、泡点进料、汽液混合物进料、饱和 蒸汽进料和过热蒸汽加料。本次设计承受泡点进料即饱和液体进料，这是由于这样操作比较简洁，而且在恒摩尔流假设下，精馏段与提馏段上升蒸汽的摩尔流量相等，因此塔径根本相等，在制造上比较便利。3、精馏塔加热与冷却介质确实定精馏塔加热我们一般承受饱和水蒸气加热，不同的压力对应不同温度的饱和水蒸 气。承受水蒸气的主要缘由是第一、物料加热后的温度不是很高；其次、水蒸气比较简洁猎取，环保清洁。本设计主要用0.3pa 的饱和水蒸气作为加热介质。通常用

3、的冷却介质主要是冷却水和空气，在选择冷却介质的时候，因地制宜，兰 州市地处温带，夏天室外平均温度 23，因此计算选用 20冷却水，选择升温 15， 即冷却氺的出口温度为 35.4、回流比确实定塔顶回流是保证精馏塔连续稳态操作的必要条件之一，并且回流比是影响精馏分别设备投资费用和操作费用的重要因素，也影响混合液的分别效果。适宜的回流比是操作费用和设备费用之和为最低时候的回流比。通常适宜回流比的数值范围为：R = (1 .1 2 .0) Rmin由于厂址选择是在兰州市，甲苯和苯也简洁分别。因此选用R = 2R。min5、塔板的类型选择塔板可分为有降液管式塔板及无降液管式塔板。本设计承受第一种，这种

4、塔板， 气液两相呈逆流方式接触，塔板效率高，且具有较大的操作弹性，使用比较广泛。在有降液管式塔板中，本设计选用筛孔塔板，这是由于筛板构造简洁，造价低，板上页面落差小，气体压降低，生产力量大。二、工艺流程图及其简洁说明1、工艺流程图见附图一2、工艺流程简介由贮槽流出的原料液经高压泵进入预热器预热到肯定温度之后进入精馏塔，塔顶 全凝器将上升蒸汽冷凝成液体，其中一局部作为塔顶产品取出，另一局部重引回塔顶作为回流液。最终苯产品进入苯贮槽。塔釜设有再沸器。承受间接蒸汽加热，加热的液体产生蒸汽再次回到塔底，沿塔上升，同样在每层塔板上进展汽液两相的热质交换。塔釜里面保持肯定的液面，当液面高过肯定值时，通过液

5、位调整阀，把多余的液体输送到甲苯贮槽。加热蒸汽分为两路，分别进入预热器和再沸器作为加热介质。降温后的液体水或 者是局部水蒸汽随管道排进下水道。同样，冷却水分为二路，分别进入全凝器、塔釜的冷却器，充分换热均匀之后，全部排入下水道。3、回流方式本设计承受重力回流，全凝器安装在比精馏塔略高的地方，液体依靠自身重力回流。但必需保证冷凝器内肯定持液量。三、工艺计算及主体设备设计对于苯甲苯的分别，本设计承受连续精熘流程。设计中承受泡点进料，将原 料液通过预热器加热至泡点后送入精熘塔内。塔顶上升蒸汽承受全凝器冷凝，冷凝液在泡点下一局部回流至塔内，其余局部冷却后送至储罐。回流比设定为最小回流比的 2 倍。塔釜

6、承受间接蒸汽加热，塔底产品经冷却后送至储罐。1、工艺条件：进料温度： 25C处理量：4 吨/小时进料浓度： 40%甲苯质量处理要求： 塔顶苯浓度 95.5%质量 塔底苯浓度 3.5%质量塔顶压强： 4kPa(表压) 进料状态： 泡点进料回流比：2Rmin冷却水温： 20C 加热蒸汽： 0.2 MPa设备形式： 筛板塔塔顶冷凝承受全凝器塔底再沸器为间壁加热年工作时：7200 小时年工作日：300 天连续操作 2、汽液平衡数据苯甲苯气液平衡数据图数据来源：苯lg p*A甲苯lg p*B= 6.023 -= 6.078 -1206.31.6 31.065220.24 + t 1343.94219.5

7、8 + t液相中苯的摩尔分数：x=(p- p* )/ p* - p* 总BAB气相中苯的摩尔分数：y= p* *x/ pA总温度 t液相中苯的摩尔分数汽相中苯的摩尔分数111.77001090.0613729960.1331998011060.131957190.2650133971020.2348734740.4243916091000.2905430330.497465961980.3493128550.5663612970.379934460.599293392960.4114274710.631246176940.4771526870.69228375920.5467807930.74

8、963491910.5831556680.776976011900.6206237820.803451414880.6990383830.853888994870.7400755330.877885609850.8260574950.923521296840.8711152880.945197315830.917632260.966136925820.9656665420.98635546781.11113、汽液平衡相图t-x-y； x-yt-x-y度温12011010090807060液相中苯的摩尔分数汽相中苯的摩尔分数00.5x或y1图一：苯甲苯混合液的t-x-y 图10.90.80.70

9、.60.50.40.30.20.10系列1x-y0 0.1 0.2 0.3 0.4 0.5 0.6 0.7 0.8 0.9 1图二：苯甲苯混合液的x-y 图4、全塔物料衡算（1） 料液及塔顶、塔底产品组分质量摩尔分率苯:M =78.11 kg/kmolA甲苯:M =92.13 kg/kmolB进料液中轻组分质量分数为 60的摩尔分率X = 0.60 / MF0.60 / MA+ (1-=0.60 / 78.110.60 / 78.11 + 0.40 / 92.13= 0.6390.60) / MAB塔顶轻组分质量分数为 95.5的摩尔分率0.955 / MX =A=0.955 / 78.11=

10、 0.961D0.955 / M+ (1- 0.955) / MAB0.955 / 78.11 + 0.045 / 92.13塔底轻组分质量分数为 3.5的摩尔分率0.035 / MX =A=0.035 / 78.11= 0.041W0.035 / M+ (1- 0.035) / MAB0.035 / 78.11 + 0.965 / 92.13物料位置进料口 x塔顶 x塔釜 xFDW将以上计算结果列为下表 1摩尔分数0.6390.9610.041质量分数0.600.9550.035（2） 物料衡算原料液处理量F=4000 =MF400083.72= 47.78kmol / h总物料衡算F=D+

11、W47.78=D+W轻组分物料衡算Fx =Dx +Wx47.780.639=0.961D+0.041WFDw D=31.06kmol/hW=16.72kmol/h（3） 泡点进料方程确实定及Rmin 选择泡点进料， 泡点进料方程为q=1则泡点进料方程与x-y 图的交点为x ，y qqRmin(x y ) / (y x )Dqqq我们从附图x-y 做图知：x ，y =0.639，0.818qqRmin(x y ) / (y x )=0.961-0.818/0.818-0.639=0.8Dqqq（4） 回流比确实定通常适宜回流比的数值范围为： R 所以：R=1.6(5)精馏段操作线方程LRD1.6

12、31.0649.696kmol/h= (1 .1 2 .0) R，本设计取R=2 RminminV(R1) D2.631.0680.756kmol/hyn+1=Rx R + 1n+ x R + 1D=0.615 xn+0.37所以精馏段操作线方程是： y=0.615 x +0.37n+1n5、图解求理论板数（1） 作图步骤:在-图上画出平衡线和对角线；在 x-y 图中找出a(O.961,0.961, w(0.041,0.041)二点；1精馏段操作线截距=线方程相交于d 点；R +1x =0.37.在y 轴上定出b 点即得精馏段操作线方程,与qD连接d,w 点即得到提馏段操作线方程；从 a 点开

13、头画梯级(在平衡线与提馏段操作线之间画梯级,直到跨过点 w)为止。由上图可知理论板共10.9 块,不包括塔釜则是9.9 块,其中精馏段4.2 块,提馏段为5.7 块，进料板位置是第 4.2 块。(图见附录)（2） 全塔效率由 t-x-y 图可查得t =83.1,t =110.2DW全塔平均温度t =(t +t )/2=96.7DW全塔平均温度t =96.7下苯、甲苯黏度如下表 3-2表 2 苯-甲苯的黏度组分黏度m cP苯(A) 0.261甲苯(B) 0.312 =x +1-x mF苯F甲苯=0.639 0.261+(1-0.639) 0.312=0.279 cP全塔效率:ET=0.17-0.

14、616lgm=0.17-0.616lg0.279=51.23精馏段实际板数 N =N /E =4.2/0.512=9精TT提馏段实际板数N =N /E =5.7/0.512=12提TT6、工艺条件及物性数据计算（1） 压强操作压强 P =4+101.3=105.3kPaD进料板压强P =P +N 0.7=105.3+90.7=111.6kPaFD精塔釜压强降P =P +N 0.7=116.9+120.7=122kPawF提P + P105.3 + 111.6精馏段平均操作压强P=DF =108.45kPam精提馏段平均操作压强Pm精22P + P111.6 + 122=F 2W =2=116.

15、8kPa（2） 平均温度t+ t精馏段平均温度t = DFm 精2= 83.1 + 90.52=86.8t+ t提馏段平均温度tFWm 提 =2= 110.2 + 90.52=100.35（3） 平均分子量由 xF=0.639,查t-x-y 图知:yF=0.819 进料板气相平均摩尔分子量MVmF=yFMA+(1-yF)MB=0.81978.11+(1-0.819)92.13=80.65Kg/Kmol进料板液相平均摩尔分子量MLmF=xFMA+(1-xF)MB=0. 63978.11+(1-0.639)92.13=83.17Kg/Kmol由 xW=0.041,查t-x-y 图得yW=0.109

16、 塔底气相平均摩尔分子量MVmW=ywMA+(1-yw)MB=0.10978.11+(1-0.109)92.13=90.62Kg/Kmol塔底液相平均摩尔分子量MLmW=xwMA+(1-xw)MB=0.04178.11+(1-0.041)92.13=91.56Kg/Kmol由 xD=0.961 查 t-x-y 图 得 yD=0.990 塔顶气相平均摩尔分子量MVmD=yDMA+(1-yD)MB=0.99078.11+(1-0.990)92.13=78.25Kg/Kmol塔顶液相平均摩尔分子量MLmD= xD MA+(1- xD)MB =0.96178.11+(1-0.961)92.13=78.

17、59Kg/Kmol精馏段气相平均摩尔分子量M=Vm精MVmD+ MVmF2= 78.25 + 80.652= 79.45 Kg/Kmol提馏段气相平均摩尔分子量M=Vm提MVmW+ MVmF2= 91.56 + 80.652= 84.91 Kg/Kmol精馏段液相平均摩尔分子量M=Lm精MLmD+ MLmF2= 78.59 + 83.172= 80.88 Kg/Kmol提馏段液相平均摩尔分子量M=Lm提MLmW+ MLmF2= 91.56 + 83.172= 87.37Kg/Kmol（4） 平均密度由塔顶温度t =83.1时,查苯-甲苯密度于表 3D表 3 塔顶苯-甲苯密度组分密度Kg/m3苯

18、(A) 813.3甲苯(B) 808.5由塔底温度t =110.2时,查苯-甲苯密度于表 4W表 4 塔底苯-甲苯密度组分密度Kg/m3苯(A) 775.3甲苯(B) 768.8由进料温度t =90.5时,查苯-甲苯密度于表 3-5F表 5 进料苯-甲苯密度组分密度Kg/m3苯(A) 798.2甲苯(B) 797.2塔底液相平均密度1aa0.0350.965rLmW= rAA+ rBB= 775.3 +768.8rLmW= 769.03kg / m3进料液相平均密度1aa0.60.4=A +B =+= 0.0125=797.8kg/m3LmFAB798.2797.2LmF塔顶液相平均密度1aa

19、0.9550.045=A +B =+= 0.0123=813.0kg/m3LmDAB813.3808.5LmD提镏段液相平均密度=LmW+LmF797.8 + 769.3= 783.6kg / m3Lm提22精馏段液相平均密度+813.0 + 797.8=Lm精LmDLmF = 805.4kg / m322提馏段气相平均密度PM=m提Vm提=116.8 * 84.91= 3.19kg / m3Vm提RT8.314 *(273.15 + 100.35)精馏段气相平均密度PM=m精Vm精=108.45 * 79.45= 2.88kg / m3Vm精RT8.314 *(273.15 + 86.8)（

20、5） 外表张力由塔顶温度t=83.1 时,查苯-甲苯外表张力于表 6组分外表张力s mN / m表 6 塔顶苯-甲苯外表张力苯(A) 21.09甲苯(B) 21.28由塔底温度t=110.2 时,查苯-甲苯外表张力于表 7 表 7 塔底苯-甲苯外表张力组分外表张力s mN / m苯(A)17.78甲苯(B)18.32由进料温度 t=90.5 时,查苯-甲苯外表张力于表 8表 8 进料苯-甲苯外表张力组分外表张力s mN / m进料板外表张力苯(A)18.98甲苯(B)19.48s= 0.6 18.98 + (1- 0.6) 19.48 = 19.18mN / mmF塔顶外表张力s= 0.961

21、 21.09 + (1- 0.961) 21.28 = 21.096mN / mmD塔底外表张力s= 0.04117.78 + (1- 0.041)18.32 = 18.298mN / mmW提镏段外表张力平均值ss+s=mFmW m提2= 19.18 +18.298 = 18.80mN / m 2精镏段外表张力平均值ss+s=mFmD m精2= 19.18 + 21.096 = 20.20mN / m 26液体黏度由塔顶温度t=83.1时,查苯-甲苯黏度于表 9表 9 塔顶苯-甲苯黏度组分黏度 m cP苯(A) 0.304甲苯(B) 0.324由塔底温度t=110.2 时,查苯-甲苯黏度于表

22、 10表 10 塔底苯-甲苯黏度组分黏度 m cP苯(A) 0.248甲苯(B) 0.258由进料温度t=90.5 时,查苯-甲苯黏度于表 11表 11 进料苯-甲苯黏度组分黏度 m cP苯(A) 0.256甲苯(B) 0.284进料处平均黏度m mF = 0.6 0.256 + (1- 0.6) 0.284 = 0.267cP塔顶处平均黏度m mD = 0.961 0.304 + (1- 0.961) 0.324 = 0.305cP塔底处平均黏度m mW = 0.041 0.248 + (1- 0.041) 0.258 = 0.258cP提馏段液体黏度平均值m= 1 (m+ m) = 1 (

23、0.267 + 0.258) = 0.263cPm提2mFmW2精镏段液体黏度平均值m= 1 (m+ m) = 1 (0.267 + 0.305) = 0.287cPm精2mFmD27、塔板气液负荷计算LRD1.631.0649.696kmol/h V(R1) D2.631.0680.756kmol/hV ” = V - (1- q)F = 80.756Kmol / hL” = L + qF = 49.696 + 1 47.78 = 97.5Kmol / h精馏段Vs =VMVm精= 80.756 79.45= 0.62m3 / s3600rVm精LM3600 2.8849.69680.88L

24、s =Lm精3600rLm精V ”M=3600805.480.756 84.91= 0.0014m3 / s提馏段Vs”=Vm提3600rVm提= 0.6m3 / s3600 3.19L”M97.587.37Ls”=Lm提3600rLm提= 0.003m3 / s 3600 783.6系统进料：25C处理量：4 吨/时进料浓度：60%苯质量处理要求：塔顶浓度95.5%质量塔底浓度0.35%质量塔顶冷凝全凝器.塔底再沸器间壁加热.进塔物料状态：泡点进料回流比：2冷却水温：20C加热蒸汽：0.2 Mpa年工作：7200 小时年工作日：300 天连续操作8 、 塔的工艺条件和物料性质列表物料性质提馏

25、段精馏段平均温度100.3586.8平均液相分子量87.37kg/kmol80.88kg/kmol平均气相分子量84.97kg/kmol79.45kg/kmol平均液相密度783.6kg/m 3805.4kg/m 3平均气相密度3.19kg/m 32.88 kg/m 3液体粘度0.263cp0.287cp液体外表张力18.80mN/m20.20mN/m平均压力8、塔和塔板主要工艺尺寸计算116.8kPa108.45kPa(1) 塔径空塔气速u = (安全系数) umaxr - rLrVVu= Cmax精馏段u= CrLm精r- rVm精Vm精max由史密斯关联查得C,横坐标为Ls ( rLm精

26、 )0.50.008805.4=()0.5= 0.046VsrVm精3.062.88取板间距H =0.5m,取上板液层高度h =0.08mTL则图中参数值为 HT- h= 0.5 - 0.08 = 0.42mL依据以上数据,由史密斯关联图查得C20因物系外表张力s= 20.20mN / mm精= 0.094故C = Cs(m精 )0.2 = 0.094 (20.20)0.2= 0.094202020805.4 - 2.88umax= 0.094 (2.88)0.5= 1.59m / s取安全系数为 0.7,则空塔气速为u = 0.7 1.59 = 1.113m / s4Vsp u4 0.623

27、.14 1.113塔径 D = 0.84m提馏段u= CrLm提r- rVm提Vm提max由史密斯关联图查出C,横坐标为L ”rS (Lm提 )0.50.003783.6=()0.5= 0.078V ”rsVm提0.63.19取板间距 HT= 0.5m ,取板上液层高度hL= 0.08m图中参数值 HT- h= 0.5 - 0.08 = 0.42mL依据以上数据,由史密斯关联图查得C20= 0.08因物系外表张力s= 18.80mN / m ,m提故C = Cs18.80=()0.20.08()0.2= 0.0820 2020783.6 - 3.193.19则u= 0.08 max= 1.25

28、m / s取安全系数为 0.7,则空塔气速为u = 0.7 1.25 = 0.875m / s4V ”p us4 0.63.14 0.875塔径 D = 0.93m因提馏段塔径大于精馏段塔径，故以提馏段为基准，按标准塔径圆整D=1.00m则塔截面积 AT= p D2 =43.14 (1)2 = 0.785m24V ”0.6空塔气速u =SAT= 0.76m / s0.785N2塔的有效高度Z = ETT(3)溢流装置计算H= 10.9 0.5 = 10.7mT0.512选用单溢流弓型管降液管，不设进口堰堰长lw=0.60.8D取堰长lw=0.8D=0.81=0.8m溢流堰高hwL= 3600

29、L”hsL0.8= 3600 0.003 = 10.8m3 / hW = 0.8D1Lhl 2.5w= 10.8 = 18.90.82.5h =h +h 故 h =h -hlwowwlow2.84L”2承受平直堰，堰上液层高度高可按 how=E (h) 31000lw近似取E=1，则可由列线图查出h =0.035mowh =0.08-0.035=0.045mw弓型降液管宽度W 和面积Adflw = 0.8 ，由弓型降液管的宽度与面积图查得DAWf = 0.14 ，Ad = 0.2DT则 A =0.14A =0.140.785=0.11mfTW =0.2D=0.21=0.2md按q = Af +

30、 HT 验算降液管内液体停留时间L ”sq = 0.11 0.5 = 18.33s0.003降液管底隙高度停留时间5s，故降液管尺寸可用=L ”hs0l u可取降液管底隙处液体流速w 0u” = 0.24m / soh=0.003= 0.0156m00.8 0.24h hwo故降液管底隙高度设计合理。4塔板布置由于 D1.5m，取Ws=0.07m,Wc=0.05m(5)筛孔计算及其排列本设计所处理的物系无腐蚀性，可选用=4mm 碳钢板，筛孔直径d =4mm。筛孔o按正三角形排列取孔中心距t=3d =3*4=12mmo1.155A筛孔数目n 为n =at 2r 2 - x2p r 2x其中 Aa

31、= 2(x+ sin-1)180rx = D - (W+ W ) = 1 - (0.2 + 0.07) = 0.23m2ds2r = D -W= 0.5 - 0.05 = 0.45m2cr 2 - x2p r 2x则 A= 2(xa+ sin-1)180r= 2(0.23+ p 0.4520.452 - 0.232180sin-10.23)0.45= 0.4m2n = 1.155*0.4 = 3209 个0.0122d开孔率y = 0.907(o )2 = 0.907*( 0.004) = 0.1t0.0129、塔板负荷性能图以精馏段为例（1） 漏液线u= 6.02m/so minpV=ds1

32、4o2 nuo min= 0.785 0.0042 3209 6.02 = 0.243m3/s据此可以做出液体流量无关的水平漏液线（2） 液沫夹带线以e=0.1kg 液/kg 气为限，计算VVs- L 的关系s5.7 10-6uVe=(a)3.2， u=Vs=s， h= 2.5(h+ h)VsH- hLTfaA- ATf0.675fwo w2.84L2.843600Lh=0.045mh=E(A ) 2 / 3 =(s )2/3 = L2/3wow1000lw10000.8s联立以上几式可以得到化简后Vs- L 的关系为下：Vss= 2.58 - 23.4Ls2 / 3Ls / m3/s0.00

33、020.00040.00060.0008Vs / m3/s2.502.452.412.37表：Vs通过以上关系式可以作出液沫夹带线。（3） 液相负荷下限线- L 关系s对于平直堰，取上堰液层高度how= 0.006 m 作为最小液体负荷标准。2.84L2.843600L由 h=E(A )2 / 3 =(s )2/3 =0.006mow1000lw10000.8Ls min= 0.0005m3/s据此可以作出与气体流量无关的垂直液相负荷下限线。（4） 液相负荷上限线以 q = 5s 作为液体在降液管中停留时间的下限，q = Af HT = 5L= Af HT s,max5= 0.11 0.55L

34、s= 0.011m3/s据此可作出与气体流量无关的垂直液相负荷上限线。（5） 液泛线通过下式计算液泛线 a”V 2s0.051r= b”-c” L2- d ” L 2 / 3 。ssp其中 a” =( A co oV 其中r)2LA=do4o2 n ； b” = jH+ (j - b - 1)hTw3600c” = 0.153 /(l hwo) 2 ； d ” = 2.84 10-3 E(1 + b )(lw)2 / 3将有关数据带入可以求得0.051r0.0512.88Va ” =( A c)2 r= 0.0485(0.785 0.0042 3029 0.8)2805.4o oLb” = j

35、HT+ (j - b - 1)hw=0.50.5+(0.5-0.61-1)0.045=0.20c” = 0.153 /(l hwo) 2 =0.153/(0.80.0156)2=8063600d ” = 2.84 10-3 E(1 + b )(lw)2 / 3 =1.790.0194V 2s= 0.158 - 806L2-1.79L 2 / 3ss列表计算如下：Ls / m3/s0.00040.00060.00080.0010Vs / m3/s2.762.73表：Vs- Ls关系2.702.67由以上数据即可做出液泛线。综上所述，作出该塔的负荷性能图如下：0.243图：筛板塔负荷性能图线 a漏液线 V= 0.243m3/ss1线 b液相负荷上限线 Ls ,max= 0.011 m3/s线 c液泛线 0.0194V 2s= 0.158 - 806L2-1.79L 2 / 3ss线 d液末夹带线 V= 2.58 - 23.4L 2 / 3ss线 e液相负荷下限线 L= 0.0004m3/ss min10、筛板塔工艺设计计算结果序号工程名称、符号、单位1塔径 D / m精馏段1.0提馏段备注1.0U 型流U 型流弓型弓型0.80.0540.0540.060.060.0060.0140.00830.00860.0040.004