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1、化工原理课程设计目 录第1章 设计方案的确定11.1 精馏操作11.2 工艺流程的确定11.3 操作条件的确定1第2章 筛板精馏塔的工艺设计32.1 物料衡算32.2 热量衡算42.3 设计塔板数的计算42.3.1 回流比的计算42.3.2 理论塔板数和实际板层数的计算62.4 筛板塔主要尺寸计算82.4.1 塔径的计算82.4.2 塔的有效高度和板间距的初选102.5 塔板结构的计算112.5.1 堰长的计算112.5.2 液体在降液管中的停留时间112.5.3 降液管底隙高度h0112.6 流体力学验算122.7塔板负荷性能图13第3章 精馏装置的附属设备设计163.1 塔顶冷却器的设计运
2、算163.2 原料泵的设计183.2.1 进料管径的选择183.2.2 塔顶蒸气出口管的直径193.2.3 回流管的直径193.2.4 塔底出料管的直径20第4章 自动控制方案的设计214.1 离心泵流量控制214.2 预热器控制方案的确定214.3 精馏塔的控制224.4 塔顶冷凝器的出口温度控制234.5 回流罐液位控制23参 考 文 献26自 我 总 结27II第1章 设计方案的确定1.1 精馏操作原料液为对年产量400000h/a的苯，用精馏方法进行分离苯-甲苯混合物得到，和经预热器加热到指定温度后，送入精馏塔的进料板，在进料板上与自塔上部下降的回流液体汇合后，逐板溢流，最后流入塔底再
3、沸器中。在每层板上，回流液体与上升蒸汽互相接触，进行热和质的传递过程。由于筛板塔结构简单，造价低廉，气体压降小，板上液面落也较小，生产能力及板效率均较泡罩塔高，故选用筛板塔。1.2 工艺流程的确定此次精馏的工艺流程为原料液由原料液储罐经泵压入预热器中进行预热，然后进入精馏塔进行精馏。易挥发组分苯从塔顶一蒸汽的形式出来进入塔顶全凝器全凝后部分回流到塔内，部分经冷凝器冷凝后进入产品储罐。难挥发组分由塔底以液体的形式出来经冷凝器冷凝后进入储罐。塔底有再沸器采用间接蒸汽加热，以保证塔底由足够的上升蒸汽。1.3 操作条件的确定1塔板类型：筛板塔 筛板塔是传质过程常用的塔设备，它的主要优点有：(1)结构比
4、浮阀塔更简单，易于加工，造价约为泡罩塔的60，为浮阀塔的80左右。(2) 处理能力大，比同塔径的泡罩塔可增加1015。(3) 塔板效率高，比泡罩塔高15左右。(4) 压降较低，每板压力比泡罩塔约低30左右。筛板塔的缺点是：(1) 塔板安装的水平度要求较高，否则气液接触不匀。(2)操作弹性较小(约23)。(3)小孔筛板容易堵塞。2操作压力：常压精馏高压或者真空操作会引起操作上的其他问题以及设备费用的增加，尤其是真空操作不仅需要增加真空设备的投资和操作费用，而且由于真空下气体体积增大，需要的塔径增加，因此塔设备费用增加。综和以上所述，选择常压操作。3进料状态：泡点进料选择泡点进料，q=1时，操作容
5、易控制，且不受季节气温的影响，此外，泡点进料时精馏段和提馏段的塔径相同，设计和制造时比较方便。4加热方式：间接蒸汽加热蒸馏釜的加热方式通常采用间接蒸汽加热，应设置再沸器。直接蒸汽加热只能用于塔底产物基本是水的情况，由于蒸汽的不断通入，对塔底溶液起了稀释作用，在塔底易挥发物损失量相同的情况下，塔底残液中易挥发组分的浓度应较低，因而塔板数稍有增加，成本增加，故采用间接加热。5回流方式：泡点回流泡点回流易于控制,设计和控制时比较方便,而且可以节约能源。6冷却介质进出口温度：使用31水作为冷却剂，通入全凝器和冷却器对塔顶蒸汽进行冷凝和冷却。从预热器、全凝器、冷却器出来的液体温度分别在50-60、40和
6、35左右。精馏所进行的是气(汽)、液两相之间的传质，而作为气(汽)、液两相传质所用的塔设备，首先必须要能使气(汽)、液两相得到充分的接触，以达到较高的传质效率。4第2章 筛板精馏塔的工艺设计2.1 物料衡算原设计要求处理量：4万吨/年；原料温度：25；料液组成（质量分数）：48%； 塔顶产品组成不低于：99.5%塔顶轻组分回收率：99.5%；每年实际生产时间：8000h/a；塔顶压力：4kPa; 单板压降：0.7kPa 泡点进料（1）原料液及塔顶、塔底产品的摩尔分率原料 苯 （M=78.115kg/kmol） 甲苯 （M=92.141kg/kmol）馏出液中低沸点组分的含量不低于0.995(质
7、量分率) （2）原料液平均摩尔质量处理量（3）物料衡算 F=122.8885kmol/h 联立求解得 W=58.8803kmol/h 精馏段操作线：=0.6962提馏段操作线：=1.2794-2.2 热量衡算= =J/S=78.1150.995758+(1-0.995758)92.141=78.1745g/mol热流体 80.2 40 冷流体 31 35 2.3 设计塔板数的计算2.3.1 回流比的计算求相对挥发度:苯和甲苯的饱和蒸气压和温度的关系数据如下表所示：图2-1 苯和甲苯的饱和蒸气压和温度的关系表温度/80.1859095100105110.6PAo/kPa101.33116.913
8、5.5155.7179.2204.2240.0PBo/kPa40.046.054.063.374.386.0101.33利用拉乌尔定律计算气液平衡数据在某一温度下由上表查得该温度下纯组分苯与甲苯的饱和蒸气压PAo与PBo，由于总压P为定值，即P=101.33Kpa，则应用式X=求液相组成x，再应用式y=x求平衡的气相组成y，即可得到一组标绘平衡温度组成图的数据。以t=95为例，计算过程如下：X=0.412和y=x=0.412=0.633其他温度下的计算结果列于下表中图2-2 苯与甲苯平衡温度组成表t/80.1859095100105110.6x1.0000.7800.5810.4120.258
9、0.1300y1.0000.9000.7770.6330.4560.2620根据查t-x-y图可知,塔顶温度为80.2,塔底温度为110.5.查表 当T=95.35时,苯的饱和蒸气压为P0苯=X5.35+1020.9=1197.18mmHg=1197.18 X Pa=159610.873PaT=95.35时,甲苯的饱和蒸气压为P0甲苯= X 5.35+403.73=482.1503mmHg=64281.41993Pa相对挥发度为= P0苯/ P0甲苯=159610.873/64281.41993=2.4380求最小回流比:因为泡点进料 所以xF=xqRmin=-=1.28955取R=1. 8R
10、min 则 R=1.8 X 1.28955=2.29192.3.2 理论塔板数和实际板层数的计算用吉利兰图求理论塔板数:塔顶(T=80.2) P0苯=757.62+X0.2=762.8856mmHgP0甲苯=291.21+x0.2=293.4604mmHgD=2.5996塔底(T=110.5)P0苯=2.313+ X0.5=2.34555atm=237662.8538Pa P0甲苯=746.58+x0.5=758.486mmHg=101123.1499Paw=2.3502根据t-x-y图,查得进料温度T=91.5P0苯=1020.9+x1.5=1070.325mmHgP0甲苯=403.73+x
11、1.5=425.717mmHgF=2.5142全塔平均相对挥发度 m=2.4718精馏段平均相对挥发度 m=2.5565由芬斯克方程可知Nmin=-1代入数值得 Nmin=10.788又 =0.3094由吉利兰图查得 =0.37 即 =0.37 解得 N=19求精馏段理论板层数Nmin=-1代入数据得 Nmin=4.7252前已查出=0.37 即=0.37 解得 N=9故加料板为从塔顶往下的第9层理论板计算全塔效率 ET=0.49（L）-0.245塔顶温度80.2 塔底温度 110.5 平均温度T=95.35在此温度下 苯=5.35 + 0.279=0.2662cp=0.2662 mPa.s
12、甲苯=5.35 + 0.286=0.2742cp=0.2742 mPa.s查t-x-y图知 当T=95.35时，x苯=0.40 x甲苯=1-0.40=0.60L= x苯苯+ x甲苯甲苯=0.400.2662 + 0.600.2742=0.2710ET=又 ET= 所以 实际塔板数 Np=36(块)实际精馏段板数 ET= Np=17(块)即进料位置在全塔自塔顶向下第17块板处2.4 筛板塔主要尺寸计算2.4.1 塔径的计算压力 塔顶压力 每层塔板压强降 则进料板压强降 精馏段平均操作压力 精馏段体积流量PV=nRT 已知在当=95.35时，x苯=0.40 x甲苯=1-0.40=0.60查表可知，
13、在95.35时苯L=5.35+0.8039=0.7978g/m3=797.8Kg/m3甲苯L=5.35+0.8002=0.7949035 g/m3=794.9035 Kg/m3L=0.4苯L+0.6甲苯L=0.4797.80+0.6794.9035=796.0621 Kg/m3对于气态混合物T=95.35时，查t-x-y图 y苯=0.35+0.673=0.6169 y甲苯=1-0.6169=0.3831查表 在95.35（368.5K）时苯=3.0065kg/m3甲苯=3.5464kg/m3v= y苯苯+ y甲苯甲苯=0.61693.0065+0.38313.5464=3.2133 Kg/m3混合物在液体状态下 ML=0.692.141+0.478.115=86.5306g/molml= 146.700486.5306=16067.5643kg/hLh=15.9461 m3/h 初选板间距 取板上液层高度 故 图2-3 史密斯关联图 液体表面张力 T=95.35时 苯=5.3
