化工课程设计

设计题目：年处理35000t苯—甲苯混合液筛板精馏塔设计课程设计的目的与意义：化工原理课程设计是培养学生综合运用化工原理及先修课程的基本知识进行化工工艺设计的能力，使学生掌握化工设计的基本程序和方法，得到一次化工设计的基本训练，并应着重培养学生以下几方面的能力。1.查阅技术资料，选用公式和搜集数据的能力。2.树立既考虑技术上的先进性与可靠性，又考虑经济上的合理性，并注意到操作时的劳动条件和环境保护的正确设计思路，在这种设计思想的指导下去分析和解决工程实际问题的能力。3.迅速准确地进行工程计算（包括电算）的能力。4.用简洁的文字、清晰的图表示表达自己设计结果的能力。工艺操作条件：年处理量：35000吨，料液初温：35℃料液浓度：55%（苯质量分率）塔顶产品浓度：98%（苯质量分率）塔底釜液浓度：2%(以质量计)每年实际生产天数：330天（一年中有一个月检修）精馏塔塔顶压强：4Kpa（表压）冷却水进口温度：30℃饱和水蒸气压力：0.1Mpa（表压）设备型式：筛板塔厂址：江苏盐城课题设计任务：（1）完成主题设备的工艺设计与计算；（2）有关附属设备的设计和选型；（3）绘制带控制点的工艺流程简图和主体设备的工艺条件图；（4）编写设计说明书。指导教师2010年12月6日一．设计任务和条件（1）年处理含苯55%（质量分数）的苯-甲苯混合液35000吨。（2）产品苯含量98%。（3）残液中苯含量不高于2%。（4）操作条件：精馏塔的塔顶压力4kpa（表压）进料状态泡点进料料液初温35℃冷却水温度30℃加热蒸汽压力0.1Mpa（5）设备型式筛板塔（6）厂址江苏盐城二．设计计算（一）设计方案的确定本设计任务为分离苯和甲苯混合物。应采用常压下的连续精馏装置。本设计采用泡点进料，将原料液通过预热器加热至泡点后送入精馏塔内。塔顶上升蒸汽采用全凝器冷凝，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进入储罐。该物系属易分离物系，最小回流比较小，操作回流比取最小回流比的1.5倍。塔釜采用间接蒸汽加热，塔底产品经冷却后送至储罐。（二）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=92kg/kmolxF=0.55/780.55/780.45/92=0.59xD=0.98/780.98/780.02/92=0.983xW=0.02/780.02/780.98/92=0.0242.原料液及塔顶、塔底产品的平均摩尔质量MF=0.59×78+0.41×92=83.74MD=0.983×78+0.017×92=78.24MW=0.024×78+0.976×92=91.663.物料衡算原料液处理量qn，F=335000102433083.74=52.77kmol/h总物料衡算52.77=qn，D+qn，W苯物料衡算52.77×0.59=0.983×qn,D+0.024×qn,W联立解得qn，D=31.14kmol/hqn，W=21.63kmol/h(三)塔板数的确定1.理论板层数NT的确定苯-甲苯属理想体系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。在图中对角线上，自点e（0.59，0.59）作垂线ef即为q线，该线与平衡线的交点坐标为yq=0.775,xq=0.590。故最小回流比为Rmin=xDyqyqxq=1.12取操作回流比为R=1.5Rmin=1.5×1.12=1.68（3）求精馏塔的气、液相负荷qn,L=Rqn,D=1.68×31.14=52.32kmol/hqn,v=(R+1)qn,D=(1.68+1)×31.14=83.46kmol/hqn,L’=qn,L+qn,F=105.09kmol/hqn,v’=qn,v=83.46kmol/h(4)操作线方程精馏段操作线方程为y=,,qnLqnVx+,,qnDqnVxD=0.627x+0.367提馏段操作线方程为y’=,,qnLqnVx’-,,qnWqnVxW=1.259x’-0.0062（5）图解法求理论板层数采用图解法求理论板层数，如图所示。求解结果为：总理论板层数NT=16，其中NT，精=7，NT，提=8（不包括再沸器），进料板位置NF=8。2.实际板层数的求取0.2450.49TLE=0.53精馏段实际板层数Np，精=7/0.53=13提馏段实际板层数Np，提=8/0.53=15总实际板层数Np=Np，精+Np，提=28（四）精馏塔的工艺条件及有关物性数据的计算1.操作压力塔顶操作压力pD=p当地+p表=98+4=102kpa每层塔板压降△p=0.7kpa进料板压力pF=102+0.7×13=111.1kpa塔底压力pW=111.1+0.7×15=121.6kpa精馏段平均压降pm=（102+111.1）/2=106.55kpa提馏段平均压降pn=（111.1+121.6）/2=116.35kpa2．操作温度y=12.289x2-42.444x+110.41y=-14.237x2-15.649x+110.3970758085909510010511011500.10.20.30.40.50.60.70.80.91x(y)tt-x-y图由图解理论板，见x-y图，得x1=0.957，x8=0.556，x16=0.0164代入方程y=1.289x2-42.444x+110.41得塔顶温度tD=81.4℃进料板温度tF=90.6℃塔底温度tW=109.7℃精馏段平均温度tm=（81.4+90.6）/2=86℃提馏段平均温度tn=（90.6+109.7）/2=100.15℃3.平均摩尔质量塔顶气、液混合液平均摩尔质量：由xD=y1=0.983，查平衡曲线得x1=0.957MVDm=0.983×78+0.017×92=78.24kg/kmolMLDm=0.957×78+0.043×92=78.60kg/kmol进料板气、液混合液平均摩尔质量：由图解理论板，得yF=0.759,xF=0.556。MVFm=0.759×78+0.241×92=81.37kg/kmolMLFm=0.556×78+0.444×92=84.22kg/kmol精馏段气、液混合物平均摩尔质量：MVm=（78.24+81.37）/2=79.81kg/kmolMLm=（78.60+84.22）/2=81.41kg/kmol塔底气、液混合液平均摩尔质量：x16=0.0164,y16=0.0382MVDn=0.0382×78+0.9618×92=91.465kg/kmolMLDn=0.0164×78+0.9836×92=91.77kg/kmol提馏段气、液混合物平均摩尔质量：MVn=（81.37+91.465）/2=86.42kg/kmolMLn=（84.22+91.77）/2=88kg/kmol4.平均密度（1）气相平均密度由理想气体状态方程计算，即精馏段ρVm=mVmmpMRT=109.279.818.31486273.15=2.92kg/m3提馏段3116.3586.423.24/8.314(100.15273.15)nVnnpMVnkgmRT（2）液相平均密度液相平均密度计算公式：1m=/Wii塔顶液相平均密度：由tD=81.4℃，ρA=812kg/m3，ρB=807kg/m3。ρLDm=10.98/8120.02/807=811.90kg/m3进料板液相平均密度：由tF=90.6℃，ρA=792kg/m3，ρB=790kg/m3。进料板液相的质量分数为0.559780.5180.559780.44192A31791.03/0.518/7920.482/790LFmkgm精馏段液相平均密度为3811.90791.03/2801.47/Lmkgm塔底液相平均密度：由tW=109.7℃，ρA=755kg/m3ρB=765kg/m3ρLWm=10.02/7550.98/765=764.80kg/m3提馏段液相平均密度为3791.03764.80/2777.92/Lnkgm5．液相平均表面张力液相平均表面张力计算公式：Lmxii塔顶液相平均表面张力：由tD=81.4℃，321.210/ANm，322.010/BNm。0.98321.20.01722.021.21LDm(×10-3N/m)进料板液相表平均面张力：由tF=90.6℃，3319.810/,20.210/ABNmNm。30.55619.80.44420.219.9810/LFmNm塔底液相平均表面张力:由tW=109.7℃，3317.610/,18.510/ABNmNm。30.02417.60.97618.518.4810/LWmNm精馏段液相平均表面张力：321.2119.98/220.6010/LmNm提馏段液相平均表面张力：319.9818.48/219.2310/LnNm6.液相平均粘度液相平均粘度计算公式：lglgLmxii塔顶液相平均粘度：由tD=81.4℃，得0.311,0.330ABcpcp，计算得0.311LDmcp进料板液相平均温度：由tF=90.6℃，得0.275,0.310ABcpcp，计算得0.291LFmcp塔底液相平均粘度：由tW=109.7℃，得0.225,0.260ABcpcp，计算得0.259LWmcp精馏段液相平均粘度为0.3110.291/20.301Lmcp提馏段液相平均粘度为0.2910.259/20.275Lncp（五）精馏塔的塔体工艺尺寸计算1.塔径的计算（1）最大空塔气速和空塔气速最大空塔气速计算公式：maxLVVuc精馏段的气液相体积流率为,3,0.634/3600nVVmVVVmqMqms,3,0.001476/3600nLLmVLLmqMqms1/2,,0.03857VLLVVVqq取板间距HT=0.45m，板上液层高度hL=0.04m，则HT-hL=0.41m附图4Smith关联图查图得C20=0.085200.085520LmCCmax801.472.920.08551.414/2.92LVVuCms取安全系数为0.6，则空塔气速为max0.60.61.4140.8484/uums（2）塔径,40.951VVqDmu按标准塔径圆整后为D=1.2m塔截面积为2221.21.1344TADm实际空塔气速为,0.6340.561/1.13VVTqumsA2.精馏塔有效高度的计算精馏段有效高度为Z精=（N精-1）HT=（13-1）×0.45=5.4m提馏段有效高度为Z提=（N提-1）HT=（15-3）×0.45=5.4m在进料板处及提馏段各开一个人孔，其高度为0.8m，故精馏塔的有效高度为Z=（Z精+Z提）+0.8×2=12.4m（六）塔板主要工艺尺寸计算1.溢流装置计算因塔径D=1.2m，可用单溢流弓形降液管，采用凹型受液盘。（1）堰长lw取lw=0.66D=0.792m（2）溢流堰高度WLOWhhh选用平直堰，堰上液层高度2/3,2.841000VLOWqhElw近似取E=1，则2/3,2.840.01141000VLOWqhElwm取板上液层高度hL=0.05m，故0.050.01140.0386WLOWhhh(3)弓形降液管宽度Wd及截面积Af由0.66,lwD查图得：0.0722,0.124,fdTAWAD故20.07220.0816fTAAm0.1240.1488dWDm附图5弓形降液管的宽度与面积液体在降液管中停留时间,360024.885