化工原理課程設(shè)計160噸天芳烴分離精餾塔設(shè)計

1、 化工原理課程設(shè)計說明書題 目：160噸/天芳烴分離精餾塔設(shè)計學(xué)生姓名： 學(xué) 號： 專業(yè)班級：化學(xué)工程與工藝 指導(dǎo)教師： 2013年8月19日2013年9月6日 化工原理課程設(shè)計任務(wù)書專業(yè) 化學(xué)工程與工藝 班級： 學(xué)生： 一 、題 目設(shè)計一連續(xù)操作精餾裝置，用以分離 芳烴 混合物。二、原 始 數(shù) 據(jù)1、原 料處理量 160 噸/天組成（質(zhì)量分率） 苯，0.08；甲苯，0.35；乙苯0.48；鄰二甲苯0.09； 進(jìn)料狀態(tài)（氣化分率） 0 2、 產(chǎn)品要求塔頂產(chǎn)品 甲苯收率98.5% 塔底產(chǎn)品 乙苯收率98% 三、 設(shè)計要求 1. 用Mathcad 、Excel或手算完成塔的簡捷計算及塔板設(shè)計、換熱

2、器等的選用2. 若在設(shè)計前已完成Aspen plus或Pro軟件的學(xué)習(xí)，采用軟件完成塔的嚴(yán)格設(shè)計3. 用Autocad繪制流程簡圖、浮閥排列圖、塔體總圖及塔盤裝配圖4. 說明書（電子版）5. 提交電子版文檔及紙板：設(shè)計說明書、計算源程序、圖紙 發(fā)出日期 2013 年8月19 日 交入日期 2013 年 9 月 6 日 指導(dǎo)教師 摘要:芳烴混合物苯、甲苯、乙苯、鄰二甲苯采用精餾原理，利用一連續(xù)操作精餾塔，將其分離，并達(dá)到塔頂產(chǎn)品甲苯收率98.5%，塔底產(chǎn)品乙苯收率98%的產(chǎn)品分離要求。化工原理課程設(shè)計內(nèi)容包括設(shè)計方案的確定、精餾塔的化工工藝計算、結(jié)構(gòu)計算、附屬設(shè)備的選型與校核、工藝流程圖的繪制、

3、主體設(shè)備的圖的繪制及設(shè)計說明書的編寫等。而且要求對所設(shè)計的過程方案進(jìn)行模擬、優(yōu)化。本次設(shè)計運(yùn)用到Aspen Plus、MathCAD、AutoCAD、EDR 等軟件，綜合運(yùn)用所學(xué)的化工方面的知識，提高學(xué)生學(xué)以致用的能力。關(guān)鍵詞：芳烴分離、工藝計算、設(shè)備計算目錄第一章 前言 . 7第二章 流程簡圖 . 7第三章 物料衡算 . 83.1 全塔物料衡算 .83.2 塔的適宜工作條件 .11 操作壓力的確定 .11 操作溫度的確定 . 123.3 驗證清晰分割 . 123.4 最小回流比的計算 . 153.5 最小理論板數(shù)的計算 . 163.6 實際回流比、塔板數(shù)、進(jìn)料位置的計算 . 15第四章 熱量

4、衡算 . 194.1 冷凝器、冷卻器熱負(fù)荷 . 194.2 塔頂產(chǎn)品帶出的熱量 . 204.3 進(jìn)料帶入的熱量 . 204.4 塔底產(chǎn)品帶出的熱量 . 204.5 塔底再沸器的熱負(fù)荷 . 214.6 散失于周圍的熱量 . 214.7 確定冷卻水及加熱蒸汽的用量 . 21第五章 板式精餾塔塔板設(shè)計 . 225.1 塔徑的計算 . 22 計算精餾段塔徑 . 22 計算提餾段塔徑 . 275.2 塔板設(shè)計 . 31 溢流裝置的設(shè)計 . 31 溢流堰的尺寸設(shè)計 . 32 受液盤的設(shè)計 . 32 降液管的設(shè)計 . 33 進(jìn)口堰的設(shè)計 . 335.3 塔板布置 . 34 浮閥的閥型 . 34 浮閥的排列

5、. 34 開孔率 . 34 塔板布置 . 35 標(biāo)準(zhǔn)化塔板布置 . 365.4 塔板的水力學(xué)校核 . 37 塔板壓降 . 37 霧沫夾帶量 . 38 降液管內(nèi)液面高度 . 40 漏液 . 42 液體在降液管內(nèi)的停留時間及流速 . 42 塔板水力學(xué)校核及塔板的負(fù)荷性能圖 . 43第六章 塔體的初步計算 . 446.1 塔體設(shè)計 . 44 筒體 . 44 封頭 . 45 人孔和手孔的設(shè)計 . 45 塔高 . 45 裙座 . 466.2 接管的設(shè)計 . 46 塔頂蒸汽出口管徑 . 46 回流管管徑 . 46 進(jìn)料管管徑 . 47 塔底出料管管徑 . 47 塔頂至再沸器的接管管徑 . 48 重沸器返塔

6、聯(lián)接管管徑 . 49第七章 塔的輔助設(shè)備選用 . 507.1 塔頂冷凝器選用 . 507.2 冷卻器選用 . 597.3 再沸器選用 . 597.4 泵的選用 . 59第八章 設(shè)計結(jié)果匯總表.59參考文獻(xiàn) . 62第一章 前言化工原理課程設(shè)計是化工原理教學(xué)的一個重要組成部分，是培養(yǎng)學(xué)生綜合運(yùn)用本門課程和有關(guān)必修課程的基本知識，聯(lián)系石油化工生產(chǎn)實際，完成以某一具體的單元操作為主的一次設(shè)計實踐。化工原理課程設(shè)計的目的和要求是：提高綜合運(yùn)用所學(xué)知識進(jìn)行化工工藝設(shè)計的能力；提高分析問題和獨立工作的能力；培養(yǎng)實事求是的科學(xué)態(tài)度和認(rèn)真嚴(yán)謹(jǐn)?shù)墓ぷ髯黠L(fēng)；提高工程繪圖的能力。第二章 流程簡圖圖21 精餾塔流程簡

7、圖第三章 精餾塔工藝計算3.1 全塔物料衡算表3-1 進(jìn)料數(shù)據(jù)表組分分子式分子量質(zhì)量分率進(jìn)料量苯C6H678110.08160 噸/天甲苯C7H892140.35乙苯C8H101061670.48鄰二甲苯C8H10106,。160.09由設(shè)計任務(wù)知，甲苯為輕關(guān)鍵組分，乙苯為重關(guān)鍵組分清晰分割下作物料衡算：將進(jìn)料質(zhì)量分率改為摩爾分率進(jìn)料平均相對分子質(zhì)量已知進(jìn)料質(zhì)量流率為160ton/day采用清晰分割已知同樣的方法可以求得塔頂和塔底的質(zhì)量流率，以及各組分所占的質(zhì)量分?jǐn)?shù)。列出物料衡算表3-2 表3-2 清晰分割物料衡算表進(jìn)料塔頂塔底組分質(zhì)量分率質(zhì)量流率kg/hr摩爾分率摩爾流率mol/h

8、r質(zhì)量分率質(zhì)量流率kg/hr摩爾分率摩爾流率mol/hr質(zhì)量分率質(zhì)量流率kg/hr摩爾分率摩爾流率mol/hr苯0.08483.8320.100496194.0520.18418483.8230.21096194.1110000甲苯0.352116.7650.3727122973.2850.793712085.0010.774822755.7990.0092831.7470.01068344.63乙苯0.482902.9920.4436127343.4550.0221058.05460.01862546.8680.831612844.9380.8304326796.814鄰二甲苯0.09544

9、.3110.083185127.09000000.15911543.9390.158895127.16合計16047.9161638.512626.90129369.913420.99132268.63.2 塔的適宜工作條件 操作壓力的計算1. 塔頂壓力的計算設(shè)回流罐的溫度t=45根據(jù)安托因方程求各組分在t下的飽和蒸汽壓所以回流罐的壓力由于壓力小于1atm，減壓操作，為方便起見，我們采用常壓冷回流故塔頂凝液罐壓力為1atm常壓精餾，蒸汽通過塔頂餾出線及冷凝器的阻力為P := 0.15atm所以塔頂壓力為PD := 1.15atm = 116.52375 kPa2. 塔底壓力的計算設(shè)定實際塔板數(shù)

10、為30塊，單板壓降取5mmHgNP := 30P0 := 0.0065789atmPW := PD + NP× P0 = 1.34737 atm所以塔底壓力為PW = 136.52196 kPa 操作溫度的確定常壓操作，可近似認(rèn)為是理想體系1塔頂溫度的計算由露點方程得tD := 111.0965 °C2.塔底溫度的計算由泡點方程得tW := 148.46994 °C3.進(jìn)料溫度的估計設(shè)第15塊板進(jìn)料PF := PD + 15P0 = 126.52286 kPa因為是泡點進(jìn)料所以由泡點方程可以求得進(jìn)料溫度為tF := 126.00551 °C3.3.驗證清

11、晰分割相對揮發(fā)度塔頂溫度下的各組分的飽和蒸氣壓：以重組分乙苯為基準(zhǔn)的各組分的相對揮發(fā)度塔底溫度下：以重組分乙苯為基準(zhǔn)的相對揮發(fā)度平均相對揮發(fā)度 根據(jù)亨斯特別克公式已知可以視為清晰分割即 xDD := 0 xAW := 03.4 最小回流比的計算由恩德伍德公式取在1和2.06438之間滿足要求取初值b := 1.53.5 最小理論板數(shù)的計算由芬克斯公式求最小理論塔板數(shù)3.6 實際回流比、塔板數(shù)、進(jìn)料位置的計算吉利蘭關(guān)聯(lián)式表3-3 回流比、進(jìn)料位置、塔板數(shù)計算統(tǒng)計表由上表做出（R+1）N與R/Rmin關(guān)系圖如下圖3-1 （R+1）N與R/Rmin關(guān)系圖最低點為（1.46 ， 64.7）所以實際回流

12、比R=1.46*1.6381=2.39208查吉利蘭圖得此時Y=0.432取初值所以理論板數(shù)為19.4塊板。塔板效率的計算平均塔溫tm下相對揮發(fā)度實際塔板數(shù)為與之前假設(shè)的30塊塔板相差無幾，取31塊進(jìn)料位置的確定：已知所以精餾段塔板數(shù)14塊，提餾段16塊，進(jìn)料位置為15塊塔板處。第四章 熱量衡算4.1 冷凝器、冷卻器熱負(fù)荷本塔采用冷回流操作冷回流比為全凝器負(fù)荷冷凝器負(fù)荷冷卻器負(fù)荷4.2 塔頂產(chǎn)品帶出的熱量4.3.進(jìn)料帶入的熱量4.4.塔底產(chǎn)品帶出的熱量4.5.塔底再沸器的熱負(fù)荷4.6 散失于周圍的熱量4.7 確定冷卻水及加熱蒸汽的用量冷卻水計算匯總?cè)缦卤肀?-1 熱量衡算表進(jìn)料熱量cal/hr

13、3.1141*108塔底再沸器的熱負(fù)荷cal/hr8.33211*108合計cal/hr11.44621*108塔頂全凝器的熱負(fù)荷cal/hr8.47577*108塔頂產(chǎn)品帶出熱量cal/hr1.637*108損失的熱量cal/hr4.16605*107塔底產(chǎn)品帶出的熱量cal/hr9.1683*107合計cal/hr11.44621*108第五章.板式精餾塔塔板設(shè)計5.1.塔徑的設(shè)計.計算精餾段塔徑Simth法第一組板間距600mm精餾段，以第一塊板為例液相密度氣相密度液相流率設(shè)塔板間距為HT := 600mm = 0.6m板上液層高度為hL := 70mm = 0.07m則 HT - hL

14、 = 0.53m由Smith氣相負(fù)荷因數(shù)關(guān)系圖可得C20 := 0.117表5-1 各組分的表面張力取第二組板間距450mmHT := 450mm = 0.45m板上液層高度為hL := 70mm = 0.07m則 HT - hL = 0.38m由Smith氣相負(fù)荷因數(shù)關(guān)系圖可得C20 := 0.08取第三組板間距500mmHT := 500mm = 0.5m板上液層高度為hL := 70mm = 0.07m則 HT - hL = 0.43m由Smith氣相負(fù)荷因數(shù)關(guān)系圖可得C20 := 0.10表5-2 smith法精餾段塔徑計算表三者對比后，H為500mm時，最佳波津法取第一組板間距600

15、mm取第二組板間距450mm取第三組板間距 500mm表 5-3 波津法精餾段塔徑計算結(jié)果表波津法HTDD圓整HTDDmmmmmmmm1450905.0410004500000002500881.8410005000000003600842.231000600000000三者對比后HT為450mm時最佳。綜上兩種方法，精餾段取板間距為500mm, 塔徑為1000mm時，最佳.計算提餾段塔徑Simth法第一組板間距600mm表5-4 各組分密度表Tw=148.5苯甲苯乙苯鄰二甲苯kg/cumkg/cumkg/cumkg/cumvapor3.0764593.6698984.2725984.2785

16、27liquid732.8904738.5864747.3798765.6687提餾段，以最低的一塊板為例液相密度 氣相密度液相流率設(shè)塔板間距為HT := 600mm = 0.6m板上液層高度為hL := 70mm = 0.07m則 HT - hL = 0.53m由Smith氣相負(fù)荷因數(shù)關(guān)系圖可得C20 := 0.117表5-5 塔底溫度下各組分的表面張力苯甲苯乙苯鄰二甲苯N/mN/mN/mN/m0.0129280.0141580.0153960.0165831取第二組板間距500mmHT := 500mm = 0.5m板上液層高度為hL := 70mm = 0.07m則 HT - hL =

17、0.43m由Smith氣相負(fù)荷因數(shù)關(guān)系圖可得C20 := 0.094取第三組板間距450mmHT := 450mm = 0.45m板上液層高度為hL := 70mm = 0.07m則由Smith氣相負(fù)荷因數(shù)關(guān)系圖可得C20 := 0.082 表5-6 smith法算提餾段塔徑結(jié)果表Smith法HTDD圓整HTDDmmmmmmmm14501017.3512006480000002500950.210005000000003600851.911000600000000三者對比后，HT=500mm時最佳。即smith法算得提餾段塔徑為1000mm波津法取第一組板間距600mmHT := 600mm取

18、第二組板間距500mmHT := 500mm取第三組板間距450mmHT := 450mm表5-7 波津法計算提餾段塔徑匯總表波津法HTDD圓整HTDDmmmmmmmm14501030.29120064800000025001003.512007200000003600958.791000600000000三者對比后，H為600mm時，最佳綜上兩種方法，提餾段取板間距為600mm, 塔徑為1000mm時，最佳綜上精餾段、提餾段比較，兩段塔徑一樣。故取塔徑為1000mm, 板間距為600mm，即 D := 1000mm HT := 600mm。5.2.塔板設(shè)計.溢流裝置設(shè)計根據(jù)化工原理課程設(shè)計表

19、2 - 5，由塔徑和液體流率選擇單溢流圖5 - 1單溢流流型簡圖.溢流堰的尺寸設(shè)計(1)堰長對于常用的弓形降液管，單溢流，堰長lw := 0.7 D = 0.7m(2)堰高該塔為常壓塔，根據(jù)經(jīng)驗數(shù)值取hW := 50mm = 0.05m(3)堰上液層高度液流收縮系數(shù)取E := 1精餾段堰上液層高度精餾段堰上液層高度初步校驗塔板清液層高度(4)溢流堰的型式堰上液層高度大于6mm采用平口堰.受液盤的設(shè)計由于直徑較小采用凹型受液盤由于塔徑D < 1400mm故在受液盤上開一個10的淚孔.降液管的設(shè)計(1)弓形降液管寬度及截面積查弓形函數(shù)表 降液管寬度 塔全截面積降液管的面積(2)降液管底隙高度

20、根據(jù)經(jīng)驗精餾段降液管底隙高度提餾段降液管底隙高度取降液管底隙高度為40mm.進(jìn)口堰的設(shè)計由于降液管底隙高度小于出口堰高度所以進(jìn)口堰高度為45mm5.3.塔板布置塔徑為1000mm，大于800mm，故采用分塊式塔板分塊式塔板由兩塊弓形板、一塊通道板和零個矩形板構(gòu)成.浮閥的閥型采用F1 型重閥閥徑為48mm, 閥孔徑為39mm8.,5 高mm程, 閥質(zhì)量33g.浮閥排列采用叉排，按等腰三角形排列，底邊75mm, 高65mm.開孔率由閥孔氣速計算開孔率取標(biāo)準(zhǔn)化為 11.6%標(biāo)準(zhǔn)化為 11.6%.塔板布置(1)區(qū)域劃分對于分塊式塔板WF := 100mmWC := 85mm(2)浮閥數(shù)確定取 F0 :

21、= 12取浮閥數(shù)94去浮閥數(shù)87圖5-2 塔板布置圖.標(biāo)準(zhǔn)化塔板布置采用附錄10單溢流浮閥塔盤標(biāo)準(zhǔn)系列參數(shù)表塔徑 D：1000mm塔截面積 AT：7854cm2塔板間距 HT：600mm弓形降液管尺寸堰長L：714mm寬度H：150mm降液管總面積Ad：770cm2Ad/At=9.8%閥孔按三角形75x65mm排列浮閥數(shù)：76開孔率：11.6%出口堰高度 50mm一層塔板質(zhì)量 51kg5.4.塔板的流體力學(xué)校核.塔板壓降(1)干板壓降閥全開后閥全開后(2)液層壓力降取 := 0.5hl1 := (hw + h1ow) = 32.155hl2 := (hw + h2ow) = 33.02(3)克

22、服表面壓力降浮閥的最大開度為 H := 8.5mm(4)塔板壓降經(jīng)檢驗，滿足工藝要求，與假設(shè)初值相差不大.霧沫夾帶量(1)用阿列克山德羅夫經(jīng)驗式計算霧沫夾帶量因為表面張力小于35N/M := 0.7A := 0.159n := 0.95 := 0.7該法不合適，舍去。(2)核算泛點率該塔塔徑為1000mm，泛點率應(yīng)F < 8082%經(jīng)檢驗液泛率滿足所以霧沫夾帶量e<0.1.降液管內(nèi)液面高度溢流堰出口處液面高度h1L := (hw + h1ow)mm = 64.31 mmh2L := (hw + h2ow)mm = 66.04 mm板上液面落差塔板壓力降液體流過降液管的阻力損失相對泡

23、沫密度經(jīng)檢驗均滿足要求.漏液可認(rèn)為不發(fā)生漏液.液體在降液管內(nèi)的停留時間及流速(1)停留時間(2)降液管內(nèi)的流速經(jīng)比較，取所以符合要求 塔板水力學(xué)校核及塔板的負(fù)荷性能圖5-3 精餾段氣液相負(fù)荷圖精餾段操作彈性Vm=3510 Vn=880.1754K=3.987842圖5-4 提餾段氣液相負(fù)荷圖Vm=3100Vn=791.0167K=3.919007表5-8 塔板設(shè)計結(jié)果匯總表項目塔徑D/mm板間距HT/mm全塔截面積AT/cm2堰長lw/mm降液管截面積Ad/cm2閥孔數(shù)n/個精餾段1000600785471477076提餾段1000600785471477076項目開孔率/%塔板壓降P/mmH

24、g出口堰高度/mm閥孔動能因數(shù)Fo降液管寬度Wd/mm液體在降液管中停留時間/s精餾段11.64.7455011.13815018.812提餾段11.64.7225010.54215015.002第六章.塔體的初步設(shè)計6.1.塔體設(shè)計.筒體查表3-1材料選擇Q235鋼筒體壁厚5mm.封頭采用標(biāo)準(zhǔn)橢圓形封頭參考標(biāo)準(zhǔn)橢圓形封頭的基本尺寸選擇公稱直徑 Dg := 1000mm曲面高度 h1 := 250mm直邊高度 h2 := 40mm封頭厚度 S := 6mm.人孔和手孔的設(shè)計人孔規(guī)格Dg=450mm塔頂、塔底、進(jìn)料處均設(shè)人孔第8塊塔板和第9塊塔板間設(shè)一人孔第23和第24塊塔板間設(shè)一人孔.塔高(1

25、)塔頂空間高度為了安裝人孔及破沫網(wǎng)，減少塔頂出口氣體中液體的攜帶量HD := 1.4m(2)塔底空間高度塔底產(chǎn)品的停留時間(3)進(jìn)料空間高度液相進(jìn)料，取HF := 0.8m(4)塔的總高實際塔板數(shù)為31塊，板間距均取 HT := 0.6m.裙座采用圓柱形裙座6.2.接管的設(shè)計 塔頂蒸汽出口管徑查表3-5蒸汽導(dǎo)管中的常用蒸汽流速查接管標(biāo)準(zhǔn)系列, 標(biāo)準(zhǔn)化為dv := 250mm.回流管管徑若冷凝器裝在塔頂平臺，回流液靠重力自流入塔查接管標(biāo)準(zhǔn)系列, 標(biāo)準(zhǔn)化為dR := 100mm.進(jìn)料管管徑液相進(jìn)料，采用高位槽送料入塔，料液速度取查接管標(biāo)準(zhǔn)系列, 標(biāo)準(zhǔn)化為dF := 80mm.塔底出料管管徑出料管速

26、度取查接管標(biāo)準(zhǔn)系列, 標(biāo)準(zhǔn)化為dw := 50mm.塔底至再沸器的接管管徑塔底采用循環(huán)式熱虹吸重沸器循環(huán)比取c := 5連接管內(nèi)速度取塔底采用釜式再沸器查接管標(biāo)準(zhǔn)系列, 標(biāo)準(zhǔn)化為dL := 65mm.重沸器返塔聯(lián)接管管徑查接管標(biāo)準(zhǔn)系列, 標(biāo)準(zhǔn)化為db := 250mm 表6-1 塔體初步設(shè)計表塔直徑D/mm壁厚/mm封頭公稱直徑Dg/mm封頭曲面高度h1/mm封頭直邊高度h2/mm10005100025040封頭厚度S/mm人孔規(guī)格Dg/mm塔頂空間高度HD/mm塔底空間高度HB/mm進(jìn)料空間高度HF/mm645014004028.39800筒體的總高度H/mm塔頂蒸汽出口管的直徑dv回流管管

27、徑dR/mm進(jìn)料管管徑dF/mm塔底出料管徑dw/mm24228.392501008050塔底至再沸器的接管管徑dL/mm再沸器返塔連接管管徑db/mm裙座形式65250圓筒形 表6-2 各接管匯總表接管公稱直徑接管外徑接管厚度接管伸出長度補(bǔ)強(qiáng)圈外徑補(bǔ)強(qiáng)圈內(nèi)徑Dg/mm/mm/mmH/mmD/mmd/mm塔頂蒸汽出口管2502738200480277回流管40453.5進(jìn)料管8089615018093塔底出料管50573.5塔底至再沸器的接管6573615016080再沸器返塔連接管2502738200480277第七章.塔的輔助設(shè)備選用7.1.塔頂冷凝器選用(1)冷凝器熱負(fù)荷(2)冷卻水量(3)計算平均溫差熱物流進(jìn)口溫度為111.1由露點方程求得熱物流出口溫度為105.93621冷物流進(jìn)口溫度26，出口溫度35采用逆流方式進(jìn)料 t1 := (111.1 - 35)