化工原理课程设计模板

化工原理课程设计

1 引言

塔设备是化工﹑石油化工﹑生物化工﹑制药等生产过程中广泛应用的气液传质设备。根据塔内气液接触构件的结构形式，可以分为板式塔和填料塔。

本设计的目的是设计符合设计任务的苯-甲苯分离过程板式精馏塔以及附属设备。通过设计工艺流程草图板式塔主体设备计算及选型、辅助设备的计算及选型等阶段，最终完成各项参数的设计、验算，认为设计符合设计任务要求。并作出相关装配图和工艺流程图。

2 设计方案简介

确定设计方案总的原则是在可能的条件下，尽量采用科学技术上的最新成就，使生产达到技术上最先进、经济上最合理的要求，符合优质、高产、安全、低消耗的原则。为此，必须具体考虑如下几点、满足工艺和操作的要求、满足经济上的要求、保证安全生产。在化工原理课程设计中，对第一个原则作较多的考虑，对第二个原则只作定性的考虑，而对第三个原则只要求作一般的考虑。

本设计按以下几个阶段进行：

1)设计方案确定和说明。根据给定任务，对精馏装置的流程、操作条件、主要设备

型式及其材质的选取等进行论述。

2)蒸馏塔的工艺计算，确定塔高和塔径。

3)塔板设计：计算塔板各主要工艺尺寸，进行流体力学校核计算。接管尺寸、泵等，

并画出塔的操作性能图。

4)管路及附属设备的计算与选型，如再沸器、冷凝器。

5)抄写说明书。

6)绘制精馏装置工艺流程图和精馏塔的设备图。

本设计任务将采用连续精馏流程。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人精馏塔内。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。该物系属易分离物系，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。

3 工艺流程草图及说明

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人精馏塔内。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。该物系属易分离物系，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。

图1

4 板式塔的设计计算 4.1 设计方案的确定

本设计任务为分离苯一甲苯混合物。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人精馏塔内。塔顶上

图2

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。该物系属易分离物系，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。

4.2 精馏塔的物料衡算

4.2.1 原料液及塔顶、塔底产品的摩尔分率、平均摩尔质量、物料衡算 苯的摩尔质量M A =78.11 kg/kmol 甲苯的摩尔质量M B =92.13 kg/kmol 进料组成0.35/78.11

0.38790.35/78.110.65/92.13

F X =

=+

(1)F A F B F M M X M X =+-= []78.110.387992.13(10.3879)⨯+⨯-kg/kmol

=86.6917 kg/kmol 则,2777.78

86.6917

n F q =

kmol/h=32.0420kmol/h

,,0.990.9932.04200.3879/12.3048/n D D n F F q X q X kmol h kmol h ==⨯⨯=

0.93/78.11

0.9370.93/78.110.07/92.13

D X =

=+

,12.3048

/13.1321/0.937

n D q kmol h kmol h =

= ,,,(32.042013.1321)/18.9099/n W n F n D q q q kmol h kmol h =-=-=

,,,32.04200.387913.13210.937

0.006614.1384

n F F n D D

W n W

q X q X X q -⨯-⨯=

=

=

4.3 塔板数的确定

4.3.1 理论板层数NT 的求取

苯一甲苯属理想物系，采用逐板法求理论板层数。 由手册查得苯一甲苯物系的气液平衡数据，绘出x~y 图。 求最小回流比及操作回流比。

采用作图法求最小回流比。在对角线上，自点e （0.45，0.45）作垂线ef 即为进料线(q 线)，该线与平衡线的交点坐标为 y q ＝0.667 x q ＝0.450

故最小回流比为min 0.9370.667

1.240.6670.450

D q q q

x y R y x --=

=

=--

取操作回流比为min 22 1.24 2.48R R ==⨯= ③求精馏塔的气、液相负荷

2.481

3.1332.56/L RD kmol h ==⨯=

(1)(2.481)13.1345.69V R D =+=+⨯=

'32.5632.0464.60/L L F kmol h =+=+=

'45.69/V V kmol h ==

④求操作线方程 精馏段操作线方程为32.5613.130.9370.7130.26945.6945.69

D L D y x x x x V V =

+=+⨯=+ 提馏段操作线方程为''

'''''64.6018.91

0.0066 1.4140.00345.6945.69

w L W y x x x x V V =-=

-⨯=- ⑤逐板法求理论板层数

由平衡方程、精馏段方程和提馏段方程依次循环计算可求得 总理论板层数N T ＝14（包括再沸器） 进料板位置N F ＝5 4.3.2 实际板层数的求取

精馏段实际板层数4/0.527.78N ==≈精 提馏段实际板层数10/0.5219.220N ==≈提

4. 4 精馏塔的工艺条件及有关物性数据的计算

以精馏段为例进行计算。

4.4.1 操作压力计算

塔顶操作压力 P D ＝101.3＋4= 105.3 kPa 每层塔板压降 △P ＝0.7 kPa

进料板压力 PF ＝105.3＋0.7×8＝110.9kPa

精馏段平均压力 P m ＝（105.3＋110.9）／2＝108.1 kPa

4.4.2 操作温度计算