1、 化工原理課程設計 化工原理課程設計任務書一、設計任務：設計題目：別離苯-甲苯混合物的精餾塔設計給定條件：原料液：苯-甲苯混合物組成：xF = 0.32摩爾分率，下同處理量：F = 12400 kg/h溫度：29 oC餾出液：組成：xD 3殘液：組成：xW 2操作壓力：常壓二、設計內容：設計說明書一份，其內容包括目錄題目及數據工藝流程選擇論證及說明、流程圖主要設備的設計塔板數、塔徑、塔板結構元件及尺寸，流體力學交校核塔板布置圖，負荷性能圖主要輔助設備的選用與計算塔頂冷凝器三、參 考 資 料：化工原理設計導論，成都科技大學?化工原理設計導論?編寫組，成都科技大學出版社，1994化工原理，下冊，葉

2、世超 夏素蘭 易美桂 楊雪峰等編，科學出版社，2002化工原理第二版，下冊，陳敏恒等，化學工業出版社，2000化工設備設計根底，化工設備設計根底編寫組，上海科學技術出版社，1987化學工程師手冊，機械工業出版社，1999PERRY化學工程手冊第六版，化學工業出版社，1984化學工程手冊第二版，時鈞等，化學工業出版社，1996化學工程師簡明手冊，鄧忠等，機械工業出版社，1997化工生產流程圖解，化學工業出版社，精餾設計、操作和控制，吳俊生等，中國石化出版社，1997塔型設備根底設計，石油化學工業部編，1975塔設備設計，上海科學技術出版社，1988塔的工藝計算，石油化學工業部設計院，1977 目

3、錄 第一章 方案選定 操作條件確實定 .1操作壓力··········································· 1.1.2 進料狀態·

4、··········································加熱方式·······&#

5、183;····································冷卻劑與出口溫度············

6、·······················回流比的選擇··························

7、·············設備的選擇塔設備的選擇···································&

8、#183;···再沸器，冷凝器等附屬設備的安排·····················流程確實定物料的儲和輸送····················

9、3;················ 參數的檢測和調控································&

10、#183;·1.4 熱能的利用 第二章 總體工藝設計計算物料衡算與操作線方程 原料及產品組成 (xF, xD, xW, F)························· 2. 全塔總物料衡算············

11、··························操作溫度·······················&#

12、183;····················· 2. 使進料到達泡點，預熱原料液所需熱····················· 2.1.5 相對揮發度(a)·

13、83;······································ 2. 最小回流比(Rmin)·········

14、······························ 2. 精餾塔的氣、液相負荷及操作線方程················

15、3;·····2.2 塔板數確實定···········································

16、·實際塔板數············································2.3 精餾塔的工藝條件及有關物性數據的計算 2.

17、3.1 平均摩爾質量·········································· 2.3.2 平均密度····

18、83;········································· 2.3.3 液相平均外表張力······

19、································ 2.3.4 液相平均黏度················

20、;··························2.4 精餾塔的塔體工藝尺寸計算 2.4.1 塔徑的計算···················&

21、#183;·························· 2.4.2 精餾塔有效高度計算 ····················&#

22、183;···············2.5 塔板主要工藝尺寸的計算 2.5.1 溢流裝置計算·····························

23、3;·············· 2.5.2 塔板布置及浮閥數目與排列································2.6

24、 塔板流體力學驗算 2.6.1 氣相通過浮閥塔板的壓降·································· 2.6.2 淹塔··········

25、·········································· 2.6.3 霧沫夾帶······&

26、#183;········································2.7 塔板負荷性能圖 2.7.1 霧沫夾帶線·····&#

27、183;·················································&#

28、183;··········································· 2.7.3 液相負荷上限線····

29、······································· 2.7.4 漏液線·········&#

30、183;········································ 2.7.5 液相負荷下線限·······

31、···································· 第三章 附屬設備計算3.1 換熱器熱量計算 3.1.1 塔頂冷卻所需熱········

32、·································· 3.1.2 原料液加熱到泡點所需熱量·············

33、;···················· 3.1.3 塔釜加熱所需熱量···························&#

34、183;·············3.2 塔頂冷凝器 3.2.1 物性參數·································

35、················ 3.2.2 傳熱面積································&

36、#183;················ 3.2.3 工藝尺寸結構·······························

37、·············· 3.3.1 設計方案確實定·································

38、3;········· 3.3.2 物性數據·······································

39、;········· 3.3.3 傳熱面積估算······································

40、3;······ 3.3.4 工藝尺寸結構·········································

41、83;···3.4 塔底再沸器 ············································ 3.4.

42、2 物性數據·················································

43、 3.4.3 傳熱面積的估算············································ 3.4.4 工藝尺寸結構·

44、83;············································3.5 接管與法蘭 3.5.1 塔頂蒸汽出口管徑·

45、83;······································· 3.5.2 回流液管徑········

46、83;······································· 3.5.3 進料管直徑········

47、83;······································· 3.5.4 釜液排出管徑········&#

48、183;······································3.6 筒體與封頭 3.6.1 筒體········&#

49、183;·············································· 3.6.2 封頭··

50、;··················································

51、;···3.7 人孔 第一章 方案選定操作條件確實定.1操作壓力根據生產要求，本設計選擇常壓下的連續蒸餾。常壓操作對設備要求低，操作費用低，適用于苯-甲苯這類非熱敏沸點在常溫工業低溫段物系別離，連續蒸餾集成度高，可控性好，產品質量穩定。1.1.2 進料狀態本設計采用泡點。在29攝氏度時苯與甲苯的狀態均為油狀液體，所以采用q>1。在進料前將冷液體加熱到泡點再進料。加熱方式由于蒸汽質量不易保證，采用間接蒸汽加熱。用飽和水蒸汽作為加熱劑，選用較高的蒸汽壓力，可以提高傳熱溫度差，從而提高傳熱效率。冷卻劑與出口溫度冷卻劑選用經濟的常溫水。回流比的選擇 采用泡點回流。根

52、據實驗和生產數據統計，一般最適宜回流比的范圍為R2Rmin，該物系屬易別離物系，最小回流比擬小，所以在設計中把操作回流比取最小回流比的倍。設備的選擇塔設備的選擇 精餾操作課選用的塔設備有很多。在實際的生產操作中，由于浮閥塔具有結構簡單、生產能力和操作彈性大、板效率高等優點，因而是一種綜合性能較優異的板型，所以本實驗采用浮閥塔。再沸器，冷凝器等附屬設備的安排 塔底設置再沸器，塔頂蒸汽完全冷凝后再冷卻至回流入塔。冷凝冷卻器安裝在較低的框架上，通過回流比控制期分流后，用回流泵打回塔內，餾出產品進入儲罐。塔釜產品接近純水，一局部用來補充加熱蒸汽，其余儲槽備稀釋其他工段污水排放。流程確實定物料的儲和輸送

53、在流程中應設置原料槽、產品槽以及離心泵。原料可有泵直接送入塔內，也可以通過高位槽送料，以免受泵操作波動的影響。衛士過程連續穩定地進行，產品還需用泵送入下一個工序。 參數的檢測和調控 流量、壓力和溫度等是生產中的重要參數，必須在流程中的適當位置裝設儀表，以測量這些參數。 同時，實際生產過程中，物流的狀態流率、溫度、壓力、加熱劑和冷卻劑的狀態都不可能防止地會有一定程度的波動，因此必須在流程中設置一定的閥門手動或自動進行調節，以適應這種波動，保證產品到達規定的要求。1.4 熱能的利用 精餾過程是組分反復汽化和反復冷凝的過程，耗能較多，如何節約和合理地利用精餾過程本身的熱能是十分重要的。 選取適宜的回

54、流比，使過程處于最正確條件下進行，可使能耗降至最低。與此同時，合理利用精餾過程本身的熱能也是節約的重要舉措。 假設不計進料、餾出液和釜液間的焓差，塔頂冷凝器所輸出的熱量近似等于塔底再沸器所輸入的熱量，其數量是相當可觀的。然而，在大多數情況，這局部熱量由冷卻劑帶走而損失掉了。如果采用釜液產品去預熱原料，塔頂蒸汽的冷凝潛熱去加熱能級低一些的物料，可以將塔頂蒸汽冷凝潛熱及釜液產品的余熱充分利用。 此外，通過蒸餾系統的合理設置，也可以取得節能的效果。例如，采用中間再沸器和中間冷凝器的流程1，可以提高精餾塔的熱力學效率。因為設置中間再沸器，可以利用溫度比塔底低的熱源，而中間冷凝器那么可回收溫度比塔頂高的

55、熱量。 第二章 總體工藝設計計算以下設計計算中，A代表苯，B代表甲苯，苯、甲苯可視為理想溶液。苯的摩爾質量 MA=78 kg/kmol 甲苯的摩爾質量 MB=92 kg/kmol進料液平均摩爾質量物料衡算與操作線方程 原料及產品組成 (xF, xD, xW, F) kmol/h2.1.2 全塔總物料衡算 總物料 易揮發組分 解方程 解得 操作溫度 由上述操作條件知，在進料處采用泡點進料，蒸餾塔頂采用泡點回流。所以根據物料組成，結合苯-甲苯的物系相圖中的壓強一定下P=101.325pa的溫度組成圖t-x(y)圖， 可以查得： 冷液體進料溫度 =29oC 塔頂 xD = =81oC 塔板 xF 2

56、 =98oC 塔底 xW 2 =109oC 精餾段平均溫度 o 提餾段平均溫度 oC2.1.4 使進料到達泡點，預熱原料液所需熱泡點下的飽和液體進料那么：q=1其中，苯的質量分數為： 那么甲苯的質量分數為：苯的比熱容=1.7kJ/kg·K)甲苯的比熱容=1.7kJ/kg·k進料板xF ,，=98oC 所以所需熱量為2. 相對揮發度(a) 用安托因方程計算:苯的安托因常數為： 甲苯的安托因常熟為： 苯與甲苯的飽和蒸汽壓 塔頂 =81oC 那么代入數值得 2.007 1.597 進料板 =98oC 2.2223 1.8373 塔底 =109oC 1.97954 那么全塔的平均相

57、對揮發度2. 最小回流比(Rmin) 平衡方程 A式q=1 那么q線方程為 B式聯立A、B兩式的 由此可得最小回流比為 操作過程中去回流比為最小回流比的1.5倍，那么2.1.7 精餾塔的氣、液相負荷及操作線方程 kmol/h kmol/h由于泡點進料q=1 所以 kmol/h kmol/h精餾段操作線方程 帶入數值的 提餾段操作線方程 帶入數值得 2.2 塔板數確實定苯甲苯屬于理想體系，可采用逐板計算法來計算理論塔板數，由精餾段和提餾段的操作線方程聯立 得 交點為 相平衡方程式 即 第1塊板上升的蒸汽組成 第1塊板下降的液體組成 第2塊板上升的氣相組成 第2塊板下降的液體組成 如此反復計算 因

58、為 所以第8塊板為加料板第9塊板上升的蒸汽組成 第9塊板下降的液體組成 如此反復計算得 因為 ，所以總理論板數為16，精餾段8塊，第8塊板為進料板。實際塔板數 對精餾塔，采用相對揮發度與液相黏度的乘積為參數來表示全塔效率，相對揮發度與黏度取塔頂塔底平均溫度下的值，對苯甲苯雙組份，由上述的計算可得相對揮發度，黏度為液相平均黏度。那么根據上面所述并查相關手冊得： =81oC =109oC 由 得： 所以塔板的實際數為2.3 精餾塔的工藝條件及有關物性數據的計算 2.3.1 平均摩爾質量：苯的摩爾質量 MA=78 kg/kmol 甲苯的摩爾質量 MB=92 kg/kmol 塔頂處： kg/kmol

59、kg/kmol 進料板處： kg/kmol kg/kmol塔底處： kg/kmol kg/kmol精餾段氣、液混合物的平均摩爾質量： kg/kmol kg/kmol 提餾段氣、液混合物的平均摩爾質量： kg/kmol kg/kmol 總體塔的氣、液混合物的平均摩爾質量： kg/kmol kg/kmol2.3.2 平均密度 A 氣相平均密度，由理想氣態方程計算：塔頂 進料板塔底 精餾段 提餾段 氣相平均密度B 液相平均密度，計算公式： 塔頂 =81oC 進料板 =98oC 液相的質量分數： 塔底 =109oC 液相的質量分數： 精餾段液相平均密度： 提餾段液相平均密度： 全塔液相平均密度： 2.

60、3.3 液相平均外表張力 液相平均外表張力計算公式： 塔頂液相平均外表張力 =81oC 查圖得 進料板液相平均外表張力 =98oC 塔底液相平均外表張力 =109oC 精餾段液相平均外表張力： 提餾段液相平均外表張力： 全塔平均外表張力： 2.3.4 液相平均黏度液相平均黏度計算公式 塔頂液相平均黏度 =81oC 進料板液相平均黏度 =98oC 塔底液相平均黏度 =109oC 精餾段液相平均黏度： 提餾段液相平均黏度： 全塔液相平均黏度： 2.4 精餾塔的塔體工藝尺寸計算 2.4.1 塔徑的計算氣、液相體積流率： C 表示氣體負荷系數m/s根據 取板間距 板上液層高度 那么有 查圖可知 取平安

61、系數為0.7 那么塔徑 塔截面積 實際空塔氣速為 2.4.2 精餾塔有效高度計算 精餾段有效高度： 提餾段有效高度： 在精餾段、提餾段各設一人孔，其高度均為0.8m.。所以精餾塔的有效高度為 2.5 塔板主要工藝尺寸的計算 2.5.1 溢流裝置計算 因塔徑D=1.4m ,可選用但溢流弓形降液管，采用凹形受液盤。各項計算如下： (1堰長 由液體負荷及溢流形式可知，單溢流堰長滿足,本設計采用2溢流堰高度 溢流堰高度計算公式： 選用平直堰，堰上液層高度依以下計算公式 取上層液高度 得3 弓形降液管寬度以及截面積由,得 所以 液體在降液管中停留的時間，一般不小于35s，以保證溢流液中的泡沫有足夠的時間

62、在降液管中得到別離。在求的降液管截面積之后，應按照以下驗算降液管內液體的停留時間，即： 帶入數據得： 故降液管設計合理。(4 )降液管底隙高度 計算公式 取那么： 故降液管底隙高度設計合理2.5.2 塔板布置及浮閥數目與排列 取閥孔動能因數F0=10 ，孔速為u0 每層塔板上的浮閥數： 其中為閥孔直徑，取值為取邊緣區寬度Wc=0.06m,破沫區寬度Ws=0.07m，鼓泡區面積為Aa，即： 由于在閥孔的排列中，叉排氣液接觸較好，而且對于大塔，當塔板采用分塊式結構時，不便按正三角形，所以對本設計的浮閥排列方式采用等腰三角形交叉，取同一橫排的孔心距t=75mm ,那么估算排間距為 考慮到塔的直徑較大

63、，必須采用分塊式塔板，而個快的支承與銜接也要占去一局部鼓泡區面積，因此排間距不宜采用67.6mm，應小于此值。故去t'=65mm 按t=75mm,t'=65mm以等腰三角形叉排方式作圖，得閥數N=207按N=207 重新核算孔速及閥孔動能因數： 閥孔動能因數變化不大，仍在912范圍內。塔板開孔率=2.6 塔板流體力學驗算 2.6.1 氣相通過浮閥塔板的壓降可根據 計算塔板壓降（1） 干板阻力 臨界孔速 因,那么可按下式計算： （2) 板上充氣液層阻力 本設計別離苯和甲苯的混合液，即液相為碳氫化合物，可取充氣系數，可得 (3) 客服外表張力所造成的阻力 因本設計采用浮閥塔，其很小

64、，可忽略不計。因此，氣體流經一層浮閥塔板的壓降相當的液柱高度為： 單板壓降 2.6.2 淹塔 為了防止淹塔現象的發生，要求控制降液管中清夜層高度 可用以下公式計算。即 （1） 與氣體通過塔板的壓降相當的液柱高度（2） 液體通過降液管的壓力損失，因不設進口堰，故按下式計算的 （3） 板上液層高度，去因此取，, 那么可見,符合防止淹塔的要求。2.6.3 霧沫夾帶板上液體流經長度 板上液流面積 苯和甲苯可按正常系統取物性系數K=1.0，查的泛點負荷系數,將以上數值帶入下式，得： ×100即F1=54.32又按以下式子計算泛點率×100帶入數值得=55.56計算出的泛點率都在80以

65、下，故可知霧沫夾帶量能夠滿足 的要求。2.7 塔板負荷性能圖 2.7.1 霧沫夾帶線作出 對于一定的物系及一定的塔板結構，式中,及均為值，相應于的泛點率上限值亦可確定，將各數據代入上式，便得出的關系式，據此作出霧沫夾帶線。按泛點率=80計算如下：整理得 霧沫夾帶線為直線，那么在操作范圍內任取兩個,依照上式計算出相應的的值列于附表1中：附表1：霧沫夾帶線數據由確定液泛線。忽略式中項，將, 閥全開前 , 閥全開后 , 帶入上式，得到物性一定，塔板結構尺寸一定，那么,及等均為定植，而與又有如下關系，即 式中閥孔數N與孔徑亦為定值。因此，可將上式簡化，得 在操作范圍內任取假設干個值，按照上式算出相應的

66、值列于附表2中： 附表2：液泛線數據 2.7.3 液相負荷上限線 液體的最大流量應保證在降液管中停留時間不低于35s。液體在降液管內的停留時間，求出上限液體流量值常數，在圖上，液相負荷上限線與氣體流量無關的豎直線。 以作為液體在降液管中停留時間的下限，那么 2.7.4 漏液線 對于F1型重閥，依計算，那么又知 式中均為數，故可由此式求出氣相負荷的下限值，據此與液相流量無關的水平漏液線。以F0=5作為規定氣體最小負荷的標準，那么 2.7.5 液相負荷下線限 取堰上液層高度作為液相負荷下限條件，依以下的計算式 計算出的下限值，依次作出液相負荷下限線，該線為與氣相流量無關的豎直直線。 去E=1，那么

67、根據附表1、2可分別作出塔板負荷性能圖上的15共5條線，見附圖1：由塔板負荷性能圖可以看出：1：在規定的氣液負荷下的操作點，處在適宜操作區域內的適中未知。2：塔板的氣負荷上限完全由霧沫夾帶控制。3：按固定的液氣比，由附圖1的氣相負荷上限 氣相負荷下限 所以：操作彈性=將計算結果匯總列表附表3中：附表3：浮閥塔板工藝設計結果 工程 數值及說明塔徑D/m板間距HT/m塔板型式單溢流弓形降液管空塔起氣速u/(m/s)堰長lw/m堰高hw/m板上液層高度hL/m降液管底隙高度h0/m閥孔氣速u0/(m/s)閥孔動能因數F0臨界閥孔氣速u0c/(m/s)浮閥數N/個 207空心距t/mm 75排間距t&

68、#39;/mm 65單板壓降液體在降液管內停留時間降液管內清夜層高度泛點率/氣相負荷上限氣相負荷下限操作彈性 第三章 附屬設備計算3.1 換熱器熱量計算：氣化潛熱 比熱容 81oC 98oC kmol/h kmol/h kmol/h xF 2 =29oC =81oC =98oC =109oC 3.1.1 塔頂冷卻所需熱量 在未冷凝前，塔底的物料根本上為氣體，再被冷凝回流后根本上都是液體，并且溫度并未發生明顯變化，只是物料狀態的改變，那么： 3.1.2 原料液加熱到泡點所需熱量泡點下的飽和液體進料 其中苯的質量分數 同理可得 甲苯的質量分數 所需熱量為 帶入數值得 3.1.3 塔釜加熱所需熱量塔

69、釜加熱 （1） Qm包括將原料液F從=98oC加熱到 =109oC，回流液L從 =81oC 加熱到=109oC，即： 帶入數值得 那么 （2） Qr為將V'近乎為從純液體純氣體狀態，即： 帶入數值得 綜上可得 3.2 塔頂冷凝器 塔頂采用循環冷卻水冷凝，冷卻水入口溫度為室溫取oC)，出口溫度設為=39oC。由于循環冷卻水容易結垢，假設其流速太低將會把加快結垢的速度，使換熱器流量下降，所以循環冷卻水走管程，飽和氣體走殼程。 3.2.1 物性參數 冷卻水進出口平均溫度oC查得循環水在34oC下的物性數據： (m×oC)(kg.oC) 3.2.2 傳熱面積 由于采用泡點回流，所以近似于換熱器中只有相變化，其換熱器負荷的計算為：平均傳熱溫差：oC冷卻水用量 由于高溫流體是氣體，所以可選取較小的K值，假設k=200oC),那么估算的傳熱面積為 3.2.3 工藝尺寸結構 (1)：管徑和管內流速： 選用較高級冷撥傳熱管碳鋼，取管內流速為(2)： 管程數和傳熱管數：可根據傳熱管內徑和流速確定單程傳熱管數 按單程管計算，所需的傳熱管長度為 按單程管設計，傳熱管過長，宜采用多管程結構。根據本設計實際情況，采用非標設計，現取傳熱管長，那么該換熱器的管程數位，傳熱管總根數 (3): 傳熱