化工原理課程設計苯甲苯連續(xù)精餾裝置工藝設計

1、目 錄1. 前言12. 精餾塔設計任務書23. 設計計算書34. 塔板設計185. 設計計算結果總表266. 課程設計評價277. 課程設計心得288. 參考文獻28前 言乙醇在工業(yè)、醫(yī)藥、民用等方面，都有很廣泛的應用，是很重要的一種原料。在很多方面，要求乙醇有不同的純度，有時要求純度很高，甚至是無水乙醇，這是很有困難的，因為乙醇極具揮發(fā)性，也極具溶解性，所以，想要得到高純度的乙醇必須通過一定的方法。要想把低純度的乙醇水溶液提升到高純度，最簡單的方法就是用連續(xù)精餾的方法，因為乙醇和水的揮發(fā)度相差不大。精餾是多數(shù)分離過程，即同時進行多次部分汽化和部分冷凝的過程，因此可使混合液得到幾乎完全的分離。

2、化工廠中精餾操作是在精餾塔內進行的，塔內裝有若干層塔板或充填一定高度的填料。為實現(xiàn)精餾分離操作，除精餾塔外，還必須從塔底引入上升蒸汽流和從塔頂引入下降液?？芍瑔斡芯s塔還不能完成精餾操作，還必須有塔底再沸器和塔頂冷凝器，有時還要配原料液預熱器、回流液泵等附屬設備，才能實現(xiàn)整個操作。浮閥塔與20世紀50年代初期在工業(yè)上開始推廣使用，由于它兼有泡罩塔和篩板塔的優(yōu)點，已成為國內應用最廣泛的塔型，特別是在石油、化學工業(yè)中使用最普遍。浮閥有很多種形式，但最常用的形式是f1型和v-4型。f1型浮閥的結果簡單、制造方便、節(jié)省材料、性能良好，廣泛應用在化工及煉油生產(chǎn)中，現(xiàn)已列入部頒標準（jb168-68）內

3、，f1型浮閥又分輕閥和重閥兩種，但一般情況下都采用重閥，只有處理量大且要求壓強降很低的系統(tǒng)中，才用輕閥。浮閥塔具有下列優(yōu)點：1、生產(chǎn)能力大。2、操作彈性大。3、塔板效率高。4、氣體壓強降及液面落差較小。5、塔的造價低。浮閥塔不宜處理易結焦或黏度大的系統(tǒng)，但對于黏度稍大及有一般聚合現(xiàn)象的系統(tǒng)，浮閥塔也能正常操作。通過對乙醇連續(xù)精餾塔的設計,增加對化工生產(chǎn)過程的了解以及對化工原理這門課程的認識.化工原理課程設計任務書一、 設計說明書題目: (萬噸/年) 苯 - 甲苯連續(xù)精餾裝置工藝設計二、 設計任務及條件(1).處理量: 9300 kg/h (每年生產(chǎn)時間按7200小時計);(2).進料熱狀況參數(shù)

4、： q=0(3).進料組成:含苯為45(質量百分數(shù)); (4).塔底產(chǎn)品含苯不大于2(質量百分數(shù));(5). 塔頂產(chǎn)品中含苯為99(質量百分數(shù))。 -裝置加熱介質為過熱水蒸汽(溫度及壓力由常識自行指定), 裝置冷卻介質為25的清水或35的循環(huán)清水。三、 設計說明書目錄(主要內容) 要求1) 前言（說明設計題目設計進程及自認達到的目的），2) 裝置工藝流程(附圖) 及工藝流程說明3) 裝置物料衡算4) 精餾塔工藝操作參數(shù)確定5) 適宜回流比下理論塔板數(shù)及實際塔板數(shù)計算6) 精餾塔主要結構尺寸的確定7) 精餾塔最大負荷截面處t-1型浮閥塔板結構尺寸的確定8) 裝置熱衡算初算確定全凝器、再沸器型號及

5、其他換熱器型號9) 裝置配管及機泵選型10) 適宜回流比經(jīng)濟評價驗算(不少于3個回流比比較)11) 精餾塔主要工藝和主要結構尺寸參數(shù)設計結果匯總及評價12) 附圖 : 裝置工藝流程圖、裝置布置圖、精餾塔結構簡圖(手繪圖)。四、 經(jīng)濟指標及參考書目1) 6000元/(平方米塔壁)(塔徑1.11.4m乘1.3, 塔徑1.51.8m乘2.0, 塔徑1.9m以上乘2.8),2) 4500元/(平方米塔板),3) 4000元/(平方米傳熱面積),4) 16元/(噸新鮮水), 8元/(噸循環(huán)水),5) 250元/(噸加熱水蒸汽), 設備使用年限10年, 6) 裝置主要固定資產(chǎn)年折舊率為10% , 銀行借貸

6、平均年利息12.5%。7) 夏清 陳常貴主編化工原理(上. 下) 冊修訂本【m】天津; 天津大學出版社20058) 賈紹文 化工原理課程設計【m】天津; 天津大學出版社2002設計計算書一，設計題目題目：6.7萬噸/年苯-甲苯連續(xù)精餾裝置工藝設計說明書二，設計條件(1).處理量: 9300 kg/h (每年生產(chǎn)時間按7200小時計);(2).進料熱狀況參數(shù)： q=0(3).進料組成:含苯為45(質量百分數(shù)); (4).塔底產(chǎn)品:含苯不大于2(質量百分數(shù));(5). 塔頂產(chǎn)品:中含苯為99(質量百分數(shù));(6).回流比:通過計算獲得;(7).全塔效率:計算獲得;(8). 建廠地址:茂名地區(qū);(9

7、).單板壓降; 0.7kpa(10).操作壓力：4kpa(塔頂表壓);(11). 過熱蒸氣加熱，飽和蒸氣進料。裝置加熱介質為過熱水蒸汽(溫度及壓力由常識自行指定), 裝置冷卻介質為25的清水或35的循環(huán)清水。三設計方案的確定 本設計任務為分離苯-甲苯混合物。對于二元混合物，應采用連續(xù)精餾流程。設計中采用飽和蒸氣進料，將原料液通過預熱器加熱器成飽和蒸氣后送入精餾塔內。塔頂上升蒸氣采用全凝器冷凝，冷凝液在泡點下部回流至塔內，其余部分經(jīng)產(chǎn)品冷卻器冷卻后送至儲罐。塔底采用過熱水蒸氣加熱，塔底產(chǎn)品經(jīng)冷卻后送至儲罐。3 精餾塔的物料衡算乙醇的摩爾質量水的摩爾質量分別對塔頂,進料,塔底進行物料衡算如下：原料

8、液以及塔頂,塔底產(chǎn)品的平均摩爾質量精餾塔各部分流量計算：原料處理量16.9t/h換算成以摩爾流量為總物料衡算乙醇物料衡算聯(lián)立解得 四塔板數(shù)的確定用圖解法求得0.8925分別取1.21.0711.31.160251.51.338751.81.6065取當1.071示范計算精餾塔的氣,液相負荷1.071180.208348.469887.639348.4691.16025195.225363.486902.659363.4861.3385225.259393.520932.69393.5201.6065270.311438.572977.742438.572操作線方程1. 精餾段操作線方程2. 提

9、餾段操作線方程精餾操作線提餾操作線1.0711.160251.33851.6065五實際板層數(shù)計算1. ）進料線的求取泡點溫度:進料溫度:平均溫度:2. ）根據(jù)作圖知不同的回流比下的總理論板數(shù)和進料板位置如下表(不包括再沸器)總理論板數(shù)進料板位置1.07118171.1602513121.338512111.606599d(0.78,0.81) w(0.032,0.24)86時查圖得知 查表知 ）全塔效率的計算塔頂溫度:79塔底溫度:94平均溫度:86.5平均溫度下的液體粘度所以全塔效率由于浮閥板的塔板效率比較高所以實際的地塔板效率為：0.52代入全塔效率計算出實際的板層數(shù)如下表實際板總數(shù)實際

10、進料板位置1.07134321.1602525231.338524211.60651817六精餾塔尺寸的確定物料物性計算取時計算如下塔頂溫度:79精餾段最后一塊板溫度:83進料板溫度:84.5（）塔頂平均摩爾質量計算:0.778850.745 （）精餾板最后一塊板平均摩爾質量根據(jù)附圖(一)可知0.2350.545（）進料板平均摩爾質量計算根據(jù)附圖(一)可知0.1550.5總情形如下表:回流比項目氣相摩爾濃度液相摩爾濃度1.071塔頂0.778850.74539.807838.86精餾末板0.5450.23533.2624.58進料板0.50.1553222.341.16025塔頂0.77885

11、0.73439.807838.552精餾末板0.5870.3234.43626.96進料板0.5330.232.92423.61.3385塔頂0.778850.74539.807838.86精餾末板0.5920.3334.57627.24進料板0.5250.16532.722.621.6065塔頂0.778850.73439.807838.552精餾末板0.550.23433.424.552進料板0.440.130.3220.8平均密度計算氣相平均密度計算液相平均密度計算液相平均密謀計算用以下公式塔頂液相平均密度計算由79,查手冊得 精餾末板平均密度為由83,查手冊得 塔底液相的質量分率進料板

12、平均密度計算由84.5,查手冊得 進料板液相的質量分率液體平均表面張力的計算由79,查手冊得 精餾段平均表面張力為由83,查手冊得 進料板液相平均表面張力計算由84.5,查手冊得 液體平均粘度計算液相平均粘度計算用下式計算塔頂液相平均粘度計算由79,查手冊得 由83,查手冊得 由84.5,查手冊得 (其他溫度下的粘度查表略)總情形如下表r項目yx粘度氣相平均密度液相平均密度pm溫度1.071塔頂0.778850.7450.41611.43163762.802105.379進料板0.50.1550.35091.36665885.74012784.51.1602塔頂0.778850.7340.41

13、611.43163762.802105.379精餾末板0.5870.320.37951.40138833.29212081.5進料板0.5330.20.35941.34011868.705120.783.51.3385塔頂0.778850.7450.41611.43163762.802105.379精餾末板0.5920.330.42811.39855830.847118.679.51.6065塔頂0.778850.7340.41641.43163762.802105.379精餾末板0.550.2340.36751.30457857.369115.582.5進料板0.440.10.33941.1

14、7984910.499116.286塔徑的計算(以r=1.071的塔頂為例)r項目1.071塔頂2.69152 0.00255 精餾末板2.26949 0.00144 進料板2.26648 0.00622 1.16025塔頂2.80751 0.00274 精餾末板2.48108 0.00175 進料板2.48060 0.00681 1.3385塔頂3.03176 0.00319 精餾末板2.69559 0.00205 進料板2.71777 0.00665 1.6065塔頂3.38746 0.00379 精餾末板3.11900 0.00215 進料板3.13072 0.00620 由于其中c由式

15、,其中由圖查取,圖的橫坐標為取板間距,板上液層高度則查圖得0.082取安全系數(shù)0.7,則空塔氣速為1.4265塔徑圓整后總情形如下表:r項目c橫c20cumax0.7ud1.071 塔頂0.0218 0.0820 0.0883 2.03791.4265 1.5499 精餾末板0.0155 0.0813 0.0984 2.4173 1.69211.3067 進料板0.0698 0.08000.0981 2.4970 1.7479 1.2849 1.16025 塔頂0.02250.08300.0897 2.06971.44881.5707 精餾末板0.01720.0820 0.09772.3821

16、1.6675 1.3763 進料板0.0699 0.0813 0.09902.5191 1.76331.33831.3385 塔頂0.0242 0.0840 0.0905 2.08761.6701 1.5203 精餾末板0.01850.0830 0.09872.4055 1.6839 1.4276 進料板0.06340.0821 0.1005 2.6054 1.8238 1.377 1.6065塔頂0.02580.08450.09132.1071 1.6857 1.599 精餾末板0.0176 0.08130.0984 2.5218 1.7653 1.499進料板0.0550.084 0.10

17、42.903 2.032 1.400從上表我們可以看出所有的回流比塔徑圓整后都為1.6(注后兩個回流比的安全系數(shù)取值為0.8,因為修正后安全系數(shù)必小于0.8,所以此二處選0.8便于計算和安排)精餾塔總有效高度的計算精餾段有效高度的計算提餾段有效高度的計算由于有精餾塔有效高度為塔體造價計算塔厚:0.012材料:不銹鋼材料密度:7900造塔材料單價:38700元/噸則塔造價為折舊費為1.0711.160251.33851.606513.59.458.556.750.90.91.350.4520.416.3515.913.2(元)373378.9299252.2291015.9241598.1折舊費

18、元/小時6.485.195.054.19(由于經(jīng)過經(jīng)濟計算,選回流比為1.071時最經(jīng)濟所以這里只對回流比為1.071時進行計算)塔截面積實際空塔氣速為七精餾塔熱量衡算塔頂冷凝器計算.（）塔頂冷凝器熱負荷計算.由于是泡點回流所以熱流體溫度不變.冷凝器熱負荷只是液體變?yōu)檎羝钠瘽摕?（）換熱面積的計算熱流體t 7979冷流體t 2535 54 44 故選取則換熱面積（） 換熱器費用已知傳熱材料單價為0.6萬元/換熱器總費用為萬冷凝器折舊費（）冷卻水用量以及費用計算冷卻水費用,已知冷卻水價格為1.8元每立方米1.0711.160251.33851.606513679337.78114268850

19、.52715447876.01917216414.257283.216295.421319.831356.447/萬元169.9296618177.2528015191.8990809213.8685000/(元/小時)29.5030.7733.3137.12/326.285340.347368.469410.653(元/小時587.31612.62663.25739.18再沸器計算（）再沸器熱量衡算根據(jù) 聯(lián)立兩式得,d=6.70 w=10.20再查表查得不同溫度下的乙醇和水的比熱容分別計算（） 再費器熱費用計算再費器熱費用包括熱損失在內按3.5計算（）再沸器傳熱面積計算因為采用0.4蒸汽加熱

20、且冷凝液在同溫度下流出,同樣釜液溫度也是不變的體系.所以傳熱推動力就是兩者溫度之差.已知0.4下水蒸汽的溫度為143.4釜液溫度為94傳熱推動力49.4選取傳熱系數(shù)傳熱面積同樣傳熱材料單價為0.6萬元/（）再沸器換熱總費用為再沸器折舊費元/小時1.0711.160251.33851.606514417763.5315007276.27616186301.76817954840.006/(元/小時)14017.2714590.4015736.6817456.09/216.190225.030242.709269.228萬129.714471135.018230145.625746161.5370

21、22/(元/小時)22.5223.4425.2828.043. 塔板費用由于塔板需要加工切割所以按塔截面積計算且已知塔板費用為所以塔板費用每小時耗費為元/小時4加上塔板費用,精餾塔目前操作費為(750為人工操作費)/(元/小時)1.07114669.801.1602515267.421.338516468.571.606518268.65根據(jù)上述數(shù)據(jù)比較,選取最佳方案的回流比為1.071，塔徑塔板設計一溢流裝置選用單溢流弓形降液管，凹形受液盤不設進口堰（）堰長:0.6d=0.96（）堰高 取（）弓形降液管寬度和面積,用圖求取和,因為由由該圖查得:,那么依式停留時間大于5秒,故降液管尺寸合格.（

22、）降液管底隙高度用簡便公式塔板布置和浮閥數(shù)目與安排. 取閥動能因子計算孔速閥孔數(shù)目取邊緣區(qū)寬度,破沫區(qū)寬度,用下式進行計算浮閥采用等腰三角形叉排,取同一橫排的孔心距則按考慮到塔的直徑比較大,必須采用分塊式塔板.而各分塊板的支撐同銜接也要占去一部分面積,所以排間距采用按,以等腰三角形叉排做圖,排得閥數(shù)227個,按n=227重新核算孔數(shù)和閥動能因數(shù):二塔板流體力學的計算.(1) 氣相通過浮閥板的壓強降干板阻力:由于因為所以按下式進行計算板上充氣層阻力:醇水混合物為碳氫化合物,取充氣系數(shù)進行計算.由于液體表面張力所造成的影響很小,所以忽略不計因此,氣流經(jīng)過一層塔板的壓降所相當?shù)囊褐叨葹閯t單板壓降為

23、636700設計合格(2) 淹塔:氣體通過塔層的單板壓降相當于液柱高度己經(jīng)算出液體通過降液管的壓頭損失:因不設進口堰所以板上液層高度:前已經(jīng)選定板上液層高度為則取,己選,則可見,符合防止塔淹塔的發(fā)生.(3) 霧沫夾帶板上液體流徑長度:板上液流面積:乙醇水混合液為正常系統(tǒng),可取物性系數(shù)k=1.0,又由圖查得泛點負荷系數(shù)分別用下兩式計算式(!)式(!)根據(jù)兩式計算得出泛點率都在職干部80%以下,故可知霧沫夾帶量能滿足要求.三塔板負荷性能圖(1) 霧沫夾帶線,依下式做出按泛點率為80%計算如下:整理得由上式知霧沫夾帶線為一平行于橫坐標的的直線,所以可以直接做出(2) 液泛線已知由上式確定液泛線,忽略

24、,將各項對應的公式代入上式吞整理得下式:因物系一定,其中.為定值.而與又有如下關系,即式中閥孔數(shù)n與孔徑879也是定值.因此可將上式簡化為與的關系,即依次取幾個值.依上式計算出相應的值,列于下表,0.0010.01035.54.3(因為此線為一直線,所以確定兩個端點就可以做出)根據(jù)表中數(shù)據(jù),做出相應的液液泛線.(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5秒,依下式可知液體在降液管內的停留時間為以作為液體在降液管內停留時間的下限,則求出上上限液體流量(常數(shù))值,在圖上液相負荷上限線與氣體流量無關的豎直線.(4) 漏液線 對于f1型重閥,依計算,則.又知則得以作為規(guī)定氣體

25、最小負荷的標準.則據(jù)些做出液體流量的無關的水平漏液線,(5) 液相負荷下限線 取堰上液層高度作為液相負荷的下限條件,依的計算式計算出ls的下限值.依此做出液相負荷下限線,該線與氣相流量無關的豎直線.取e=1,則根據(jù)上述所有條件與結果做出塔板負荷性能圖.根據(jù)圖上我們可知.1 任務規(guī)定的氣,液相負荷下的操作點p(設計點)處在操作區(qū)內的適宜位置2 塔板的氣相負荷由霧夾帶控制,操作下限由漏液控制.3 按照固定的液氣比,由本設計附圖查出塔板的氣相負荷上限以及下限計算出操作彈性為: 設計計算結果匯總于下表現(xiàn)將設計計算結果匯總于下表中,項目數(shù)值備注塔徑1.6分塊式塔板凹形受液盤板間距0.45塔板形式單溢流弓

26、形降液管空塔氣速1.34堰長0.96堰高0.057板上液層高度0.013降液管底隙高度0.051浮閥數(shù)n/個227等腰三角形叉排閥孔氣速9.9閥孔動能因數(shù)11.84臨界閥孔氣速8.62孔心距0.075指同排孔心距排間距0.065指相鄰兩排中心線距離單板壓降636液體在降液管內停留時間19.86降液管內清液層高度0.159泛點率66.99氣相負荷上限3.21霧沫夾帶控制氣相負荷下限1.13漏液控制操作彈性2.84 課程設計評價本設計是前人科學成果以及經(jīng)驗公式的前提下進行設計的,并且參考資料中有完全相同的類型的設計同計算,所以計算過程上不會出現(xiàn)太大的公式選擇錯誤.而且在反復的設計過程中,也對公式應用也有了比較大理解和進步.本設計在理論塔板的確定上采用圖解法,因為其簡單而且明了,全塔效率采用前人經(jīng)驗公式,在選擇回流比的時候采用了試差法,先計算出幾種回流比下的總花費,然后再確定最佳回流比.本設計的的最佳回流比我個人認為選擇的比較好,因為通過理論塔板以及塔頂冷凝水的耗費計算,我發(fā)現(xiàn)在我的物性參數(shù)下,理論塔板數(shù)變化走向在1.3倍以下變化很大,在1.3到1.5之間變化中等.在1.8到2.0之間理論塔板數(shù)完全相等.而且在1.3和1.2時,冷卻水用量己經(jīng)很接近.相差己經(jīng)很近.而塔板數(shù)卻