化工设计_苯-甲苯筛板精馏塔分离.docx

化工设计苯-甲苯连续精储筛板塔的设计书目一序2二板式精储塔设计任务书五2三设计计算31.1 设计方案的选定及基础数据的搜集31.2 精储塔的物料衡算613精馀塔的工艺条件及有关物性数据的计算111.4 精耀塔的塔体工艺尺寸计算151.5 塔板主要工艺尺寸的计算171.6 筛板的流体力学验算191.7 塔板负荷性能图22四设计结果一览表28五板式塔得结构与附属设备295.1 附件的计算295.1.1 接管295.1.2 冷凝器315.1.3 再沸涔315.2 板式塔结构32六参考书目34七设计心得体会34八附录35一序言.化工原理课程设计是综合运用£化工照理3课程和有关先修课程（物理化学hd化工制图等）所学学问，完成一个单元设备设计为主的次性实践教学，是理论联系实际的桥梁，在整个教学中起若培育学生实力的武要作用。通过课程设计，要求更加熟识工程设计的基本内容，驾驭化工单元操作设计的主要程序及方法，熬炼和提高学生综合运用理论学问和技能的实力，问题分析实力，思索问超实力，计算实力等。精储是分别液体混合物（含可液化的气体混合物）最常用的种单元操作，在化工,炼油，石油化工等工业中得到广泛应用。精储过程在能量剂驱动下（有时加质量剂），使气液两相多次干脆接触和分别，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别.依据生产上的不同要求，精储操作可以是连续的或间歇的，有些特别的物系还可采纳衡沸精锵或萃取精镯等特别方法进行分别.本设计的题目是紫-甲茉连续精镯筛板塔的设计,即需设计一个精储塔用来分别易挥发的苯和不易挥发的甲苯，采纳连续操作方式，需设计一板式塔将其分别。二板式精储塔设计任务书一、设计题目苯-甲苯连续精储筛板塔的设计。二、设计任务（D原料液中紫含量：质量分率=75%（质量），其余为甲苯。（2）塔顶产品中苯含量不得低于98%（Jjfi1.）。（3）残液中笨含量不得高T-8.5%（质量）°（4）生产实力：90000t/y苯产品，年开工310天。三、操作条件(2)进料热状态:自选(4)单板压降压:>0.7kPa(1)精懒塔顶压强：40kPa(表压)(3)回流比：自选。叫设计内容及要求(D设计方案的确定及流程说明(2)塔的工艺计算(3)塔和塔板主要工艺尺寸的设计塔高、塔径以及塔板结构尺寸的确定：塔板的流体力学验算：塔板的负荷性能图。(4)编制设计结果概耍或设计一览表(5)协助设备选型与计算(6)绘制塔设备结构图：采纳绘图纸徒手绘制五、时间及地点支配(D时间:20U.6.202011.7.3(第18周第19周)(2)地点：明德楂A318(1)教室六、参考书H1谭天恩化工原理(其次版)下册北京：化学工业出版社，19982何潮洪,冯霄化工原理北京：科学出版社，20013柴诚敬,刘国维化工原理课程设计天津：天津科学技术出版社，19944贾绍义，柴敬诚化工原理课程设计天津：天津高校出版社，2002三设计计算1.1 设计方案的选定及基础数据的搜集本设计任务为分别苯一甲苯混合物。由于对物料没有特别的要求,可以在常年下操作。对丁二元混合物的分别，应采纳连续精储流程.设计中采纳泡点进料，将原料液通过预热器加热至泡点后送入精储塔内。塔顶上升蒸气采纳全凝器冷凝，冷凝液在泡点卜.一部分回流至塔内，其余部分经产品冷却静冷却后送至储理。该物系属易分别物系,最小回流比较小，故操作回流比取最小回流比的1.8倍。塔底设置用沸器采纳间接蒸汽加热，塔底产品经冷却后送至储罐。其中由于蒸储过程的原理是多次进行部分汽化和冷凝,热效率比较低，但塔顶冷凝器放出的热量很多，但其能量品位较低，不能干脆用塔釜的热源，在本次设计中设it把其热量作为低温热源产生低压蒸汽作为原料预热器的热源之.充分利用了能量.塔板的类型为筛板塔桥恒，筋板塔塔板上开有很多均布的筋孔，孔径一般为38mm,筛孔在塔板上作正三角形排列。筛板塔也是传质过程常用的塔设备，它的主要优点有：(1)结构比浮阀塔更简洁,易于加工，造价约为泡罩塔的60%,为浮阀塔的80%左右。(2)处理实力大，比同塔径的泡罩塔可增加1015%。(3)塔板效率高，比泡罩塔高15%左右。(4)压降较低，每板压力比泡罩塔约低30%左右。筛板塔的缺点是：(1)塔板安装的水平度要求较高，否则气液接触不匀。(2)操作弹性较小(约23)。(3)小孔筛板简洁堵塞。下图是板式塔的简略图：表1笨和甲莘的物理性质项目分子式分子量Y沸点（C）庭界温度Ir（C）临界压强Pr<kPa>羊AQJI.78.1180.1288.56833.4甲笨BGH-CII192.13110.6318.574107.7表2基和甲荤的他和藜汽压温度°C80.I859095100105HO.6P1°,kPa101.33116.9135.5155.7179.2204.2240.0Pg'.kPa40.016.054.063.374.386.0表3常温下紫一甲装气液平IMMi（2：A例1-1附表2）温度%80.1859095100105液和中策的摩尔分率1.0000.7800.5810.4120.2580.130汽相中笨的摩尔分率1.0000.9000.7770.6300.4560.262衰4纳坦分的衰面张力（Ih附录图7)温度8090100I1.O120笨三N1121.22018.817.516.2甲苯，MnZa21.720.619.518.417.3*5但分的液相密度(I1.尸依附录图8)ifi½CC)8090100110120笨,km,814805791778763卬苯,kgn'809801791780768表6液体粘度(1,%)温度CC)809010()I1.O120苯(mP1.s)0.3080.2790.2550.2330.215甲苯(mPu.s)0.3110.2860.2640.2540.228表7常用下苯一一甲苯的气液平衡数据温度tT液相中苯的摩尔分率X气相中苯的摩尔分率y110.560.000.00109.911.2.50108.793.007.11107.615.(X)11.2105.0510.020.8102.7915.029.4100.7520.037.298.8425.044.297.1330.050.795.5835.056.694.0940.061.992.6945.066.791.4050.071.390.1155.075.580.8060.079.187.6365.082.586.5270.085.785.4475.088.584.4080.091.283.3385.093.682.2590.095.981.1195.098.080.6697.098.880.2199.099.6180.01KX).01.(X).01.2 精谯塔的物料衡算(1)原料液及塔H、塔底产品的摩尔分率苯的摩尔质量3x=78IUrgZbwo/甲苯的摩尔质量Ma=923kgfkn)1.0.75/78.11O.75/78.I1+O.25/92.13=0.7800.98/78.110.98/78.11+0.02/92.13=0.983XW0.085/78.110.085/78.11+0.915/92.13=0.099(2)原料液及塔顶、塔底产品的平均摩尔属汽Mf=0.7»)×78.11+(1-0.780)×92.1.3=S1.2(Xkg/kind)M1.t=0.983X78.11+(1-0.983)92.13=78,40(kg/kn>1.)Mw=0.099×78.11+(1-0.099)×92.13=90.73(kg/hw1.)(3)物料衡算原料处理量r9(XXXX)()81.20×31.0×24=I.49×102(zmo)总物料衡算D+W=.49×10-米物料衡算0.780F=0.983D+0.099VV联立解得D=1.19×KfkinoVhW=O.300°kmo1./h式中F原料液潦量D塔顶产品量W塔底产品量3塔板数的确定(1)理论板层数NT的求取苯-甲苯属志向物系，可采逐板计算求理论板层数.求最小回流比及操作回流比.采纳恩特伍缠方程求最小回潦比。>“心5,)+JAq-Om解得，最小回流比空,=073取悚作回潦比为R=.8=3求精馀塔的气、液相负荷1.=M=1.31X1.19=155.89(Am力V=(+1.)D=(1.31.+1.)×1.1.9=274.89(kmoV)(泡点进料：q=1.)V=(e+1.)D-(1.-)F=2.31×119=274.89(nw)=>+<F=i.31.×1.19+I×I49=3(489(&*，力)求操作线方程精锚段操作线方程为XI1.+=0,567xn+0.426R+R+"提镭段操作线方程为II1.A-%1.<+学=13-0011(2)逐板法求理论板ad”)可解得=247相平衡方程)，=；g1.+(a-1.)x变形寿'=2.47-1.47y2.47.vV=1.+i.47x用精馈段操作线和和平衡方程进行逐板计算yi=x=0.983X,=0.959>1.+a(1.-M)y,=0.567.V,+0.426=0.970-=0.9592.47-1.47y>3=0.567x,+0.426=0,953X.=0.8912.47-1.47,V4=0.567.+0.426=0.931a4=-=0.8452.47-1.47y4y5=0567x4+0.426=0.905M=0.7952.47-1.47,y5y6=0.56Zq+0.426=0,877=0.7422.47-1.47”因为,=0.742<x,=0.78()故精储段理论板n=5,用提留段操作线和相平衡方程接著逐板计算y,=0.567xr+0.426=0.811=0.6352.47-1.47>7为=0.567x7+0.426=0.693.r8=t=0.4782.47-1.47%,yg=0.567%+0.426=0.519.%=-=0.3(X2.47-1.47y,%=0.567%+0.426=0.3262.47-1.47y1.0,u=0.567.v11,+0.426=0.171An=:=0.0772.47-1.47V11因为，.r1.1.=0.077<xw=0.099所以提留段理论板n=5（不包括塔釜）【提留段的操作线方程错误】（3）全塔效率的计算查温度组成图得到，塔顶温度TD=80.94C,塔釜温度TH=IO5C,全塔平均温度TIn=92,973分别查得苯、甲苯在平均温度卜的粘度,=O.272(,H¼.v)M1.t=0.279(wPas)平均粘度由公式，得m=O.78()×O.272+0.22×().279=0.274(户"s)全塔效率E1Er=0.17-0.6161.gp=0.17-0.6161g0.274=0.516（4）求实际板数精福段实际板层数-=9.8)=IO(块m0.516提惚段实际板层数Nh=一=9.69=10(块)'0.516进料板在第II块板。1.3精储塔的工艺条件及有关物性数据的计算(1)操作压力计算塔顶操作压力P=4+101.3kPa每层塔板压降P=0.7kPa进料板压力Pf=105.3+0.7×10=112.2kPa塔底操作压力R=I1.93kPa精馀段平均压力Pm1.=(105.3+112.3)/2=108.8kPa提铺段平均压力，m2=(112.3+119.3)/2=115.8kPa(2)操作温度计算依据操作压力，由泡点方程通过忒差法计算出泡点温度，其中苯、甲苯的饱和蒸气压由安托尼方程计算.计算过程略。计算结果如下：塔顶温度"=s090c进料板温度小=85.53C塔底温度O=IO5.0C精储段平均温度J=(80.9.+85.53)/2=83.24'C提储段平均温度J=(85.53+105.0)/2=95.27*C(3)平均摩尔质爱计算塔顶平均摩尔质量计算由aD-.i4-0.957,代入相平衡方程得A1.=O.959Mt1.,m=0.959X78.11+(1-0.959)×92.13=78.69(no)Mv1.>ni=0.983X78.11+(1-0.983)×92.I3=78.35(Ag/进料板平均摩尔侦JS计算由上面理论板的算法，得*=0877,*,=0.742Mvtn=0.877X78.I1.+(1-0.877)×92.13=79.83(依北，血。M1.jiu=0.742X78.H+(1-O.742)×92.I3=81.13(kg/kn×>1.)塔底平均摩尔质量计算由w=O.077,由相平衡方程，得yw=O.171MVMm=0,71×78+(-O7)×92.13=89.74(w)M1.Mrn=0077×78.11+(1-0.077)×92.13=91.05(gkmo1.)精值段平均摩尔斯疥78.35+79.8378.69+81.73=80,21(gmf)提懒段平均摩尔质量Mv*H1.79.83+89.74=84.79(/kmo1.)81.73+91.05=86.39(Ag/AtmM（4）平均密度计算气相平均密度计算由志向气体状态方程计算，精储段的平均气相密度即108.8x79.(»8.314x(83.24+273.15)=2.900”力提储段的平均气相密度=A上#=32MW),RTnt8.314(95O27+273.15)液相平均密度计算液相平均密度依下式计算，即-%塔顶液相平均密度的计算由ib=80.94Z,查手册得0=814.(Xkf>/n'Xp1.t=809.1.(4g/nr)塔顶液相的质量分率求价也,=0.98_=些_+(丝得=813.9(kgm,)pin814.0809.1尸3进料板液相平均密度的计算由(f=85.53C,查手册得P=808.6(依/加);必=804.36(依/力进料板液相的质量分率0.742x78.11n,a.=0.710.742×78.II+(I-0.742)x92.I3().710.29P1.nm808.86804.36=807.4(kgw')塔底液相平均密度的计算由r=105.0r,查手册得PN-786.4(w,)s=785.3(Ag/nr)塔底液相的质豉分率=0.0660.077x78.110.077778?1I+(1-O07792.73I0.0660.934mM，八芯=砺+漏沟4'=7849ckg")五板式塔得结构与附属设备5.1 附件的计算5.1.1 接管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。本设计采纳直管进料管。F=149Kg'h.P,=807.9Kgm则体积流量V=第二I忧既;=0.0041Im/se送807.9×36(X)管内流速二°6”"sd=J=0.0934m=93.4mm则管径XVO.6×3.I4取进料管规格695X2.5则管内径d=90mm=芈=全。极叫=0.6511/5进料管实际流速11d3.14xOO9一(2)回流管采纳直管回流管，回流管的回流量1.=155.87塔顶液相平均摩尔质鬓M=80.2火g/公，山平均密度,>=813.9依/，/则液体流量匕=管=155.S7x().21813.9x3600=0.00427/W3/5取管内流速"=15ms则回流管直径”=痛=酶?=°°6°2"=60.2?，可取回流管规格65×2.5则管内直径d=60mmu=半=1.5b11s回流管内实际潦速廿3.14x0.06-(3)塔顶蒸汽接管则整齐体积流量I/_1.1.RT_274.89O,×8.314x(80.94+273.15)_Qz1.3v(4+101.13Mo,3600='1J"Z取管内蒸汽流速=15，”$则"=盾=陶=0426，可取回流管规格430X12则实际管径d=416nmu=-yr=A；：；M=17m/s塔顶蒸汽接管实际流速向-3.140.41.6-(4)釜液排出管塔底w=30kmo1.h平均密度e=785.4依/平均摩尔质员M=91.05依/SRVHjW,-30x91.05_QA,>13/c体积流量一,一785.4x3600-U.UU（三）？/S取管内流速"=°5mS则"=信=0*7可取回流管规格54X2.5则实际管径d=49mm=当=,料°雷,=0.51/?/S塔顶蒸汽接管实际流速ru1.3.14x0.049-(5)塔顶产品出口管径D=119kom1.h相平均摩尔质量Ay=8O21AgA,/潮出产品密度e=813.9kg/7、则塔顶液体体枳流此V=孥=000326,1'IS取管内蒸汽流速=1.5S则"=楞=7=00526/=526,可取回流管规格58X2.5则实际管径d=53mm=IMmZs=珏=塔顶蒸汽接管实际流速一3.14x0.0535.1.2 冷凝器塔顶温度Id=80.94,C冷凝水t=20'Ct>=30,Cr,=ID-r1.=80.94-20=60.94C则AZ2=tf,-t2=80.94-30=50.94CAt=芋一忸=io-5S79im1.n(ff2)-1.n(60.<1.5<),94)jj'1.1Js=8049C杳液体比汽化热共线图得7宸=3925KJ1.kg又气体流量vh=2.13411)7s塔顶被冷凝量q=匕0=2.134x2.80=5.97/5冷凝的热量Q="*=597x392=2340Hs取传热系数K=600Im,k,AQ_234O(XX)_/2QQX2则传热面枳-心J6(X)F79一皿加冷凝水流量卬=看=百=55.94心/S5.1.3 再沸器塔底温度IW=K)5.0C用=135C的蒸汽，釜液出口温度u=112CAr,=-r=1.35-IO5=3,C则A1.2=<,-4=35-112=23'C/-Af1.a-30-23_)Aq八一1.n(f1/,)1.n(30,)一°"C由U=105.0-C查液体比汽化热共线图得,举=367kJkfi乂气体流量Vh=2.374m7h密度A=2.89/加则Qm=v>,P,=2374x2.89=6.S5kgsQ=qj甲*=6.85×367=2513,95kJs取传热系数K=600Wmik.=152A-Q-2513.9505则传热面积-NE-600x2635=5O.I95W=Q_25I3.95×1O,加热蒸汽的质量流量一向F2177.6x235.2 板式塔结构板式塔内部装有塔板、降液管、各物流的进出口管及人孔（手孔）、基座、除沫器等附属装置。除般塔板按设计板间距安装外，其他处依据须要确定其间距。（1）塔顶空间塔顶空间指塔内最上层塔板与塔顶的间距。为利于出塔气体夹带的液滴沉降，此段远高于板间距（甚至高出倍以上），本塔塔顶空间取HD=I.（Xm）（2）塔底空间塔底空间指塔内最下层塔底间距。其值由如下两个因素确定。塔底驻液空间依贮存液量停留35min或更长时间（易结焦物料可缩短停留时间）而定。塔底液面至最下层塔板之间要有1.2m的间距,大塔可大于此值。本塔取HB=1.5（m）（3）人孔一般每隔68层塔板设一人孔.设人孔处的板间距等于或大丁600mm,人孔直径一股为45O5（X）mm,其伸出塔体得简体长为2OO25Omm,人孔中心距操作平台约8OO1.2OOmm0本塔设计每7块板设个人孔,共两个,即%,=2（个）（4）塔高H=(/»-nf-n1.,-)Hr+ntHf+nt.Hr,+H1.t+Htt=<2O-1.-2-1.)×O.4+1.O.8+1.+1.5=11.3(m)故全塔高为1.3m,另外由丁运用的是虹吸式再沸器，可以在较低位理安理，所以裙板取了较小的1.5nu六参考书目1张新战，化工单元过程及操作北京：化学工业出版社，19982何潮洪,冯霄化工原理北京：科学出版社，20013柴诚敬,刘国维化工原理课程设计天津：天津科学技术出版社，19944贾绍义，柴敬诚化工原理课程设计天津：天津高校出版社，20025陈均志，李雷化工原理试验及课程设计北京：化学工业出版社，2008马江权，冷一欣化工原理课程设计北京：中国石化出版社，2009七设计心得体会本次课程设计通过绐定的生产操作工艺条件自行设计一套苯一甲苯物系的分别的塔板式连续精惚塔设备.通过近两周的团队努力，反经过困难的计算和优化，我们三人组最终设计出一套较为完善的塔板式连续精憎塔设备。其各项悚作性能指标均能符合工艺生产技术要求，而且操作弹性大，生产实力强，达到了预期的目的。通过这次课程设计我经脸并学到r很多学问，熟识r大垃课程内容，惭得r很多做事方法，可谓是我从中受益匪浅，我想这或许就是这门课程的最初本意。从接到课题并完成分组的那刻起我们就立志要尽最大努力把它侬全做好。首先，我们去图书馆借阅了大量有关书籍，并从设计书上了解熟识了设计的流程和方法。通过杳阅资料我们从对设计一窍不通变得初晓门路，而进一步的学习和探讨使我们使我们具备了完成设计的学问和方法，这使我们对设计有了极大的信念，我们确定/设计方案和详细潦程及设计时辰表，然后就进入了正是的设计工作当中。万事开头难，出了最小回流我们从最简洁的物料衡算起先，把设计题目中的操作条件转化为化工馀理课程物料衡算相关的变量最终把物料衡算正确的计算出来。然后是网流比的确定，我们应用分别工程中的计算式出了最小回流比，然后通过分析确定了放大倍数求出了实际回流比。同样理论塔板数的计算也是通过困难但有守的计算得出。接下来塔的工艺尺寸计算，筛板流体力学验第，塔板负荷性能图计算等一个接一个的被我们拿卜.，当然这一路卜.来并不是一帆风顺的。在验算漏液时我们发觉得出的验算值小于规定值，这一下打乱了我们的行进步.骤。通过探讨分析，我们整理出可能几条导致这一问题缘由，在对这几个因素逐分析后我们把目标转向了最大的“疑犯”筛板孔心距。原来是我们把孔心距取值取得偏小r,因为我们这个塔的生产实力比较大，太小的孔心距会导致板上液层压力大于板卜.气流产生的压力就会导致漏液的产生。在重新取了一个稍大的孔心距后通过验算漏液问题得到顺当解决。塔的设计工作按支配完成后我们起先整理草稿并装订成本，为下一步的文档编辑做好打算。文档的编辑我们是分工完成的，我负贲论文主体部分的前半部的编辑工作，这个工作虽然不是很费神但也不能小视，因为里面涉及到大盘公式和函数的输入，为此我特地下载了公式编辑器协作我的编辑工作。最终我们三人合理完成了文本的编辑，这次历时近两周的的课程设计使我们把平常所学的理论学问运用到实践中,使我们对书本上所学理论学问有/进一步的理解，也使我们自主学习了新的学问并在设计中加以应用。此次课程设计也给我们供应了很大的发挥空间，我们主动发挥主观能动性独立地去通过书籍、网络等各种途径查阅资料、查找数据和标准，确定设计方案，通过这次课程设计提高了我们的相识问题、分析问巡、解决问题的实力,更近要的是，该课程设计须要我们充分发挥团队合作精神，组员之间紧密协作，相互协作的实力，才可能在有限的时间内设计出合理的设计方案“总之，这次课程设计不仅熬炼/我们应用所学学问来分析解决问题的实力，也提富了我们自学，检索资料和协作的技能。最终.我们还要感谢陈老师在这次课程设计中赐予我们的敦促和指导工作。对于设计中我们问题遇到的问题她赐予了我们仔细明确耐性的指导，这极大的激励r我们完成设计的决心，因此，我们要再次感谢陈明燕老师和班级同学赐予的楮助。八附录11紫甲萃连续摘馆过程板式精情塔示意图