完整版化工原理筛板精馏塔毕业课程设计.docx
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完整版化工原理筛板精馏塔毕业课程设计
吉林化工学院
化工原理课程设计
题目筛板精馏塔分离苯—甲苯工艺设计
教学院化工与材料工程学院
专业班级材化0801
学生姓名
学生学号
指导教师张福胜
2010年6月14日
目录
摘要一
绪论二
第一章流程及流程说明1
第二章精馏塔工艺的设计2
2.1产品浓度的计算2
2.1.1原料液及塔顶、塔底产品的摩尔分率2
2.1.2原料液及塔顶、塔底产品的平均摩尔质量2
2.2最小回流比的确定3
2.3物料衡算3
2.4精馏段和提馏段操作线方程3
2.4.1求精馏塔的气液相负荷3
2.4.2求操作线方程3
2.5精馏塔理论塔板数及理论加料位置3
2.6实际板数的计算3
2.7实际塔板数及实际加料位置3
第三章精馏塔主要工艺尺寸的设计计算5
3.1物性数据计算5
3.2精馏塔主要工艺尺寸的计算9
3.3筛板流体力学验算13
3.4塔板负荷性能图16
第四章热量衡算21
4.1塔顶气体上升的焓21
4.2回流液的焓21
4.3塔顶馏出液的焓21
4.4冷凝器消耗焓21
4.5进料的焓21
4.6塔底残液的焓21
4.7再沸器的焓22
第五章塔的附属设备的计算23
5.1塔顶冷凝器设计计算23
5.2泵的选型24
5.4塔总体高度的设计25
结论27
致谢28
参考文献29
主要符号说明30
摘要
在此筛板精馏塔分离苯-甲苯的设计中，给定的条件为：
进料量为
塔顶组成为：
进料馏出液组成为：
塔釜组成:
加料热状态:
q=1
塔顶操作压强:
（表压）
首先根据精馏塔的物料衡算，求得D和W，通过图解法确定最小回流比；再根据操作线方程，运用图解法求得精馏塔理论板数，确定温度奥康奈尔公式求的板效率，继而求得实际板数，确定加料位置。
然后进行精馏段和提馏段的设计工艺计算，求得各工艺尺寸，确定精馏塔设备结构。
继而对筛板的流体力学进行验算，检验是否符合精馏塔设备的要求，作出塔板负荷性能图，对精馏塔的工艺条件进行适当的调整，使其处于最佳的工作状态。
第二步进行塔顶换热器的设计计算。
先选定换热器的类型，确定物性数据，计算传热系数和传热面积。
然后对进料泵进行设计，确定类型。
关键词：
苯-甲苯、精馏、图解法、负荷性能图、精馏塔设备结构塔附属设备
下图为连续精馏过程简图：
出料
回流
苯蒸汽
塔底
绪论
在本设计中我们使用筛板塔，筛板塔的突出优点是结构简单,造价低。
合理的设计和适当的操作筛板塔能满足要求的操作弹性，而且效率高。
采用筛板可解决堵塞问题，适当控制漏液。
筛板与泡罩板的差别在于取消了泡罩与升气管，而直接在板上开很多小直径的孔——筛孔。
操作时气体以高速通过小孔上升，液体则通过降液管流到下一层板。
分散成泡的气体使板上液层成为强烈湍动的泡沫层。
相同条件下，筛板塔生产能力比泡罩塔高10%—15%，板效率亦约高10%—15%，而每板压力降则低30%左右，适用于真空蒸馏；塔板效率较高，但稍低于浮阀塔。
具有较高的操作弹性，但稍低于泡罩塔。
其缺点是小孔径筛板易堵塞，不适宜处理脏的、粘性大的和带固体粒子的料液。
第一章流程及流程说明
本设计任务为分离苯——甲苯混合物。
对于二元混合物的分离，应采用连续精馏流程。
设计中采用泡点进料，将原料液通过预热器加热至泡点后送入精馏塔内。
塔顶上升蒸气采用全凝器冷凝，冷凝液在泡点下一部分回流至塔内，其余部分经产品冷却器冷却后送至储罐。
该物系属易分物系，最小回流比较小，故操作回流比取最小回流比的2倍。
塔釜采用间接蒸汽加热，塔底产品经冷却后送至储罐。
任务书上规定的生产任务长期固定，适宜采用连续精流流程。
贮罐中的原料液用机泵加入精馏塔；塔釜再沸器用低压蒸汽作为热源加热料液；精馏塔塔顶设有全凝器，冷凝液部分利用重力泡点回流；部分连续采出到产品罐。
简易流程如下，具体流程见附图。
出料
苯——甲苯混合液 回流
塔底出料
图1
第二章精馏塔工艺的设计
2.1产品浓度的计算
2.1.1原料液及塔顶、塔底产品的摩尔分率
苯的摩尔质量=78.11kgmol甲苯的摩尔质量=92.13kgmol
产品中苯的质量分数==0.984
进料中苯的质量分数==0.54
残液中苯的质量分数
=0.035
2.1.2原料液及塔顶、塔底产品的平均摩尔质量
苯——甲苯属于理想物系，可采用图解法求理论板数。
2.2最小回流比的确定
1.查手册绘制苯——甲苯气液平衡线x-y图。
2求最小回流比及操作回流比。
采用作图法求最小回流比。
在图上对角线上，自点e（0.54，0.54）作垂线ef即为进料线，该线与平衡线的交点坐标为
最小回流比
2倍最小回流比
2.3物料衡算
F=85kmol=0.142sVs，max=0.43s
精馏段操作弹性为：
>2
由提馏段负荷性能图知，该筛板的操作上限为液沫夹带控制，下限为液相负荷下限控制。
并查得
Vs，min=0.13sVs，max=0.43s
提馏段操作弹性为：
>2
由上知设计合理。
第四章热量衡算
表8不同温度下苯-甲苯的比热容及汽化潜热
物性数据
温度（℃）
（）
（）
tD
81.4
99.81
125.03
394.8
379.4
tF
90.76
103.25
128.23
390.23
372.5
tW
110.5
107.31
134.43
387.62
368.53
4.1塔顶气体上升的焓
=
=6.1×
4.2回流液的焓
==0.98×
4.3塔顶馏出液的焓
==0.87×
4.4冷凝器消耗焓
=--=4.25
4.5进料的焓
==0.89×
4.6塔底残液的焓
==0.59×
4.7再沸器的焓
全塔范围列衡算式
塔釜热损失为10%，则=0.9，设再沸器损失能量
+=+++
加热器实际热负荷
0.9=++-
得=4.82×
第五章塔的附属设备的计算
5.1塔顶冷凝器设计计算
5.1.1
1.选择换热器的类型：
两流体温度变化情况：
热流体为饱和苯——甲苯温度为：
81.4；引用松花江水做冷凝水，夏季冷流体进口温度为20℃，出口温度为38℃，该冷却水用冷却水冷却，冷热流体温差不大，而冬天温度降低冷热流体温差较大考虑到此因素，故采用浮头式管壳换热器2.流程安排：
由于循环冷却水较易结垢，其流速太低，将会加快污垢增长速度，使换热器的热流量下降，所以应使冷却水走管程，被冷凝液（热流体）走壳程，以便排出冷凝液。
5.1.2确定物性数据
表9两流体在定性温度下的物性数据表
流体物性
定性温度（℃）
密度（Kgm3）
黏度（mPa·s）
比热容（kJkg·K）
导热系数（Wm·K）
苯和甲苯
80.36
2.95
0.307
1.955
0.130
冷却水
29
996
0.894
4.179
0.605
5.1.3传热面积的计算
（1）计算逆流平均温度:
对于逆流传热：
=80.36℃=81.4℃
=20℃=38℃
=-=60.36℃，=-=23.4℃
℃
（2）选K值并估算传热面积
查文献初选K=700wm2·K,
则A=
5.1.5初选换热器型号
采用FA系列的浮头列管换热器，初选用FA（4），性能参数如下：
实际面积Am2
245
管程m2
0.0618
管子数NT
700
折流板总数Nb
27
管长m
6
圆缺高
21.6%
5.2泵的选型
（1）进料泵的实际流速
提升压头=0.113m
设料液面至加料孔为6m，ξ=0.6取90°弯头
ledF=35le=35dF=35×0.02=0.7m
料液
=79757.45﹥为湍流
在在料液面与进料孔面之间列柏努利方程
=
所以油泵型号为:
IS
表11离心泵性能表
型号
IS
流量（m3h）
7.5
扬程m
12.5
功率
（Kw）
配带
5.5
轴
3.54
转速
2900
效率
48%
结构
单级
5.5塔总体高度的设计
（1）塔的顶层空间的高度
取=0.6m
（2）塔的底层空间的高度
塔釜釜液停留时间取5min，塔径D=1.4m
塔底空间高度
（3）塔顶的封头高度=3.73m
（4）裙座高度=3.82m
（5）隔8块板设一个人孔共26块板设3个人孔孔径450mm
塔体总高度
=（）×0.4+12×0.6+3×0.45+0.6+1.42+3+0.49=19.66m
结论
项 目
符号
单位
计算数据
精馏段
提馏段
各段平均压强
P
kpa
108.8
119.3
各段平均温度
t
0C
86.08
100.63
平均流量
气相
Vs
m3s
0.123
0.121
液相
LS
m3s
0.0042
0.0045
实际塔板数
N
块
10
14
板间距
HT
m
0.4
0.4
塔的有效高度
Z
m
4.0
5.2
塔径
D
m
1.4
1.4
空塔气速
u
ms
12.4
11.92
塔板液流型式
单流型
单流型
溢
流
装
置
溢流管型式
弓形
弓形
堰长
LW
m
0.924
0.922
堰高
hw
m
0.047
0.044
溢流堰宽度
Wd
m
0.075
0.075
板上清液层高度
hL
m
0.065
0.065
孔径
d0
mm
5
5
项 目
符号
单位
计算数据
精馏段
提馏段
孔间距
t
mm
15
15
孔数
n
5030
开孔面积
m2
0.983
0.985
塔板压降
Δp0
KPa
0.7
0.7
液体在降液管停留时间
s
13.927
7.07
降液管内清液层高度
Hd
m
0.00075
0.00075
雾沫夹带
ev
kgkg
0.0133
0.0124
负荷上限
液沫夹带控制
液沫夹带控制
负荷下限
液相负荷下限控制
液相负荷下限控制
气相最大负荷
Vmax
m3s
0.43
0.43
气相最小负荷
Vmin
m3s
0.142
0.13
致谢
通过本次课程设计，不仅使我加深了对化工原理课程中的一些精馏知识的理解，也让我懂得了学以致用，同时，在查阅资料的同时也丰富了我的课外知识，为以后的毕业设计和工作打下了坚实的基础。
作为组长，在设计的过程中，我遇到了很多困难，感谢老师的帮助与指导，还有同学们的支持使我尽快找到了解决难题的办法。
这次设计让我明白了，一种严谨求实的态度，是做好一切工作的前提，这个过程，也为我以后的日常生活和工作留下了宝贵的经验。
在本次设计中我也发现了自己的很多不足之处，知道了自己学习中的薄弱环节在哪里，对知识的掌握还存在盲点，总而言之，本次课程设计让我获益匪浅，我相信在以后的专业设计中我能做的更好。
参考文献
（1）贾绍义.柴诚敬.《化工原理课程设计指导书》，天津大学出版社；
（2）化工原理教研室.《化工原理课程设计指导书》，吉林化工学院编；
（3）谭天恩.麦本熙.《化工原理》下册，化学工业出版社出版；
（4）匡国柱.史启才.《化工单元过程及设备课程设计》；
（5）陈敏恒等编《化工原理》下册，化学工业出版社出版；
（6）其它参考书。
主要符号说明
符号
意义
SI
Ａ
组分Ａ的量
Kmol
Ｂ
组分Ｂ的量
Kmol
Ｄ
塔顶产品流率
Kmols
总板效率
X
液相组分中摩尔分率
y
气相组分中摩尔分率
α
相对挥发度
μ
粘度
Pas
F
原料进量或流率
Kmols
K
相平衡常数
L
下降液体流率
Kmols
N
理论塔板数
P
系统的总压
Pa
q
进料中液相所占分率
r
汽化潜热
KJKmol
t
温度
K
V
上升蒸气流率
Kmols
W
蒸馏釜的液体量
Kmol
hc
与干板压强降相当的液柱高度
m
hd
液体流出降液管的压头损失
m
hL
板上液层高度
m
Wc
边缘区高度
m
Wd
弓形降压管宽度
m
Ws
泡沫区宽度
m
Z
塔的有效段高度
m
ε0
板上液层无孔系数
θ
液体在降液管内停留时间
s
ρL
液体密度
Kgm3
ρV
气体密度
Kgm3
AT
基截面积
m2
C
气相负荷参数
C20
液体表面张力为２０dny.cm-1时的气相负荷参数
Cf
泛点负荷系数
d0
筛板直径
m
σ
液体表面张力
dyncm
Wd`
降液管宽度
m
ρ
密度
Kgm3
Aa
基板鼓泡区面积
m2
Af
总降压管截面积
m2
符号
意义
SI
D
塔径
m
eV
霧沫夹带量
Kg液Kg气
F0
筛孔动能因数
h0
降液管底隙高度
m
hp
与单板压降相当的液层高度
m
hW
出口堰高
m
hσ
与克服表面张力压强降相当的液柱高度
m
hd
降液管压强降相当液柱高度
m
HT
板间距
m
LW
堰长
m
Lh
塔内液体流量
m3h
Ls
塔内液体流量
m3s
N
一层塔板上的筛孔总数
T
孔心距
m
U
空塔气速
ms
U0
筛板气速
ms
Vh
塔内气体流量
m3h
Vs
塔内气体流量
m3s
教师评语
指
导
教
师
评
语
成绩
指导
教师
时间
升级会员 