板式精餾塔分離苯甲苯混合物課程設(shè)計

1、目 錄摘 要.第一章 概述.精餾塔設(shè)計任務(wù).精餾塔設(shè)計方案的選定.第二章 精餾塔設(shè)計計算.2.1 精餾塔的物料衡算.2.2 塔板數(shù)確實定.2.3 精餾塔的工藝條件及有關(guān)物性數(shù)據(jù)的計算.2.4 精餾塔的塔體工藝尺寸計算.2.5 塔板主要工藝尺寸的計算.第三章 篩板的流體力學(xué)驗算3.1 塔板壓降.3.2 液面落差.第四章第四章 塔附屬設(shè)備選型及計算塔附屬設(shè)備選型及計算4.1 再沸器蒸餾釜.4.2 塔頂回流冷凝器.4.3 進料管管徑.4.4 回流管管徑.4.5 法蘭.4.6 人孔.設(shè)計小結(jié).附 錄.參考文獻.摘 要本設(shè)計任務(wù)為精餾塔別離苯-甲苯混合物。對于二元混合物的別離，采用連續(xù)精餾過程。設(shè)計中采

2、用泡點進料，將原料液通過預(yù)熱器加熱至泡點后送人精餾塔內(nèi)。塔頂上升蒸氣采用全器冷凝，冷凝液在泡點溫度下一局部回流至塔內(nèi)，其余局部經(jīng)產(chǎn)品冷卻器冷卻后送至儲罐。該物系屬易別離物系，最小回流比擬小，所以在設(shè)計中把操作回流比取最小回流比的倍。塔釜采用間接蒸汽加熱，塔底產(chǎn)品經(jīng)冷卻后送至儲罐。關(guān)鍵詞：關(guān)鍵詞： 別離 苯 甲苯 AutoCAD 篩板精餾塔 設(shè)計計算第一章 概述化工生產(chǎn)中所處理的原料，中間產(chǎn)物，粗產(chǎn)品幾乎都是由假設(shè)干組分組成的混合物，而且其中大局部都是均相物質(zhì)。生產(chǎn)中為了滿足儲存，運輸，加工和使用的需求，時常需要將這些混合物別離為較純潔或幾乎純態(tài)的物質(zhì)。 精餾是別離液體混合物最常用的一種單元操作

3、，在化工，煉油，石油化工等工業(yè)得到廣泛應(yīng)用。精餾過程在能量計的驅(qū)動下，使氣、液兩相屢次直接接觸和別離，利用液相混合物中各相分揮發(fā)度的不同，使揮發(fā)組分由液相向氣相轉(zhuǎn)移，難揮發(fā)組分由氣相向液相轉(zhuǎn)移。實現(xiàn)原料混合物中各組成別離該過程是同時進行傳質(zhì)傳熱的過程。本次設(shè)計任務(wù)為設(shè)計一定處理量的別離苯和甲苯混合物精餾塔。板式精餾塔也是很早出現(xiàn)的一種板式塔，20 世紀(jì) 50 年代起對板式精餾塔進行了大量工業(yè)規(guī)模的研究，逐步掌握了篩板塔的性能，并形成了較完善的設(shè)計方法。與泡罩塔相比，板式精餾塔具有以下優(yōu)點：生產(chǎn)能力20%40%塔板效率10%50%而且結(jié)構(gòu)簡單，塔盤造價減少 40%左右，安裝，維修都較容易。1在本

4、設(shè)計中我們使用篩板塔，篩板塔的突出優(yōu)點是結(jié)構(gòu)簡單，造價低。合理的設(shè)計和適當(dāng)?shù)牟僮骱Y板塔能滿足要求的操作彈性，而且效率高。采用篩板可解決堵塞問題，適當(dāng)控制漏液。篩板塔是最早應(yīng)用于工業(yè)生產(chǎn)的設(shè)備之一，五十年代之后，通過大量的工業(yè)實踐逐步改良了設(shè)計方法和結(jié)構(gòu)。近年來與浮閥塔一起成為化工生產(chǎn)中主要的傳質(zhì)設(shè)備。為減少對傳質(zhì)的不利影響，可將塔板的液體進入?yún)^(qū)制成突起的斜臺狀，這樣可以降低進口處的速度，使塔板上氣流分布均勻。篩板塔多用不銹鋼板或合金制成，使用碳鋼的比擬少。實際操作說明，篩板在一定程度的漏夜?fàn)顟B(tài)下操作使其板效率明顯下降，其操作的負(fù)荷范圍比泡罩塔窄，但設(shè)計良好的塔其操作彈性仍可到達(dá) 2-3。化工原

5、理課程設(shè)計是培養(yǎng)學(xué)生化工設(shè)計能力的重要教學(xué)環(huán)節(jié)，通過課程設(shè)計使我們初步掌握化工設(shè)計的根底知識、設(shè)計原那么及方法；學(xué)會各種手冊的使用方法及物理性質(zhì)、化學(xué)性質(zhì)的查找方法和技巧；掌握各種結(jié)果的校核，能畫出工藝流程、塔板結(jié)構(gòu)等圖形。在設(shè)計過程中不僅要考慮理論上的可行性，還要考慮生產(chǎn)上的平安性、經(jīng)濟合理性。在設(shè)計過程中應(yīng)考慮到設(shè)計的業(yè)精餾塔具有較大的生產(chǎn)能力滿足工藝要求，另外還要有一定的潛力。節(jié)省能源，綜合利用余熱。經(jīng)濟合理，冷卻水進出口溫度的上下，一方面影響到冷卻水用量。另一方面影響到所需傳熱面積的大小。即對操作費用和設(shè)備費用均有影響，因此設(shè)計是否合理的利用熱能等直接關(guān)R系到生產(chǎn)過程的經(jīng)濟問題。2本課

6、程設(shè)計的主要內(nèi)容是設(shè)計過程的物料衡算，塔工藝計算，塔板結(jié)構(gòu)設(shè)計以及校核。精餾塔設(shè)計任務(wù)苯的質(zhì)量分率 ，要求塔頂流出液的組成為 0.96，塔底釜液組成為。設(shè)計條件如下： 操作壓力進料熱狀態(tài)回流比單板壓降全塔效率建廠地址4kPa自選自選 ET=52%淄博試根據(jù)上述工藝條件作出篩板塔的設(shè)計精餾塔設(shè)計方案的選定本設(shè)計任務(wù)為別離苯-甲苯混合物。對于二元混合物的別離，采用連續(xù)精餾流程。設(shè)計中采用泡點進料，將原料液通過預(yù)熱器加熱至泡點后送人精餾塔內(nèi)。塔頂上升蒸氣采用全凝器冷凝，冷凝液在泡點溫度下一局部回流至塔內(nèi)，其余局部產(chǎn)品經(jīng)冷卻器冷卻后送至儲罐。該物系屬易別離物系，最小回流比擬小，故操作回流比取最小回流比

7、的 1.5 倍。塔釜采用間接蒸汽加熱，塔底產(chǎn)品經(jīng)冷卻后送至儲罐。第二章 精餾塔設(shè)計計算2.1 精餾塔的物料衡算 原料液及塔頂、塔底產(chǎn)品的摩爾分?jǐn)?shù)原料液及塔頂、塔底產(chǎn)品的摩爾分?jǐn)?shù) 苯的摩爾質(zhì)量 AM =78 kg/kmol甲苯的摩爾質(zhì)量 BM =92 kg/kmolF0.41/78x = 0.4500.41/78+0.59/92D0.96/78x= 0.96590.96/78+0.04/92W0.02/78x= 0.02350.02/78+0.98/92 原料液及塔頂、塔底產(chǎn)品的平均摩爾質(zhì)量原料液及塔頂、塔底產(chǎn)品的平均摩爾質(zhì)量 FDWM = 0.450 78+(1-0.450) 92 = 85.

8、82 kg / kmolM =0.966 78+(1-0.966) 92=78.59 kg/kmolM= 0.0235 78+(1-0.0235) 92 = 91.67 kg / kmol 物料衡算物料衡算 原料處理量 4000F = 46.61 (kmol/ h) 85.82總物料衡算 D+W = 46.61苯物料衡算 0.9659D+0.0235W = 0.450 46.6聯(lián)立解得 D = 21.09 kmol/ hW = 25.51 kmol/ h2.2 塔板數(shù)確實定塔板數(shù)確實定 理論板層數(shù)理論板層數(shù)的求取的求取 TN苯-甲苯屬理想物系，可采用圖解法求理論板層數(shù)。 由苯-甲苯物系的氣液平

9、衡數(shù)據(jù)，繪出苯-甲苯混氣液平衡相圖，如下圖：0.0000.1000.2000.3000.4000.5000.6000.7000.8000.9001.0000.0000.2000.4000.6000.8001.000Xfef苯-甲苯汽液平衡相圖圖（1）圖 苯-甲苯混氣液平衡相圖求最小回流比及操作回流比。 minRR采用作圖法求最小回流比。在氣液平衡相圖中對角線上，自點作垂線即為進料線(線)，該線與平衡線的交點坐標(biāo)e (0.4911 , 0.4911) ef q為 ：qqy = 0.667 , x = 0.450故最小回流比為：Dqminqqx -y0.9659-0.667R=1.38y -x0.

10、667-0.450取操作回流比為：minR =1.5R=1.5 1.38 = 2.07求精餾塔的氣、液相負(fù)荷 L = RD = 2.07 21.09 = 43.66 kmol/ hV = (R +1)D = (2.07+1) 21.09 = 64.75kmol/ hL = L+qF = 43.66+46.61= 90.27 kmol/ hV = V = 64.75 kmol/ h圖 2.2 圖解法求理論板圖求操作線方程 精餾段操作線方程為：n+1n+1Dn+11y=x+x= 0.674x+0.314611RRR提餾段操作線方程為n+1n+1Wn+1y=xx=1.398x0.009LqFWLqF

11、WLqFW圖解法求理論板層數(shù) 采用圖解法求理論板層數(shù)，如圖 2.2 所示。求解結(jié)果為：總理論板層數(shù) 不包括再沸器 ，進料板位置NF7。TN =14-1=13 實際板層數(shù)實際板層數(shù)的求取的求取 N精餾段實際板層數(shù)：T,N= 5/0.5210提餾段實際板層數(shù)：T,N= 6.5/0.52132.3 精餾塔的工藝條件及有關(guān)物性數(shù)據(jù)的計算 操作壓力計算操作壓力計算 塔頂操作壓力 DP =101.3kPa +4kPa =105.3kPa每層塔板壓降 P = 0.7 kPa進料板壓力 FP =105.3+0.7 10 =112.3kPa精餾段平均壓力 mP = 105.3+112.3 / 2 =108.8

12、kPa 操作溫度計算操作溫度計算 因該精餾塔操在常壓下操作，并且兩組分的物理化學(xué)性質(zhì)，特別是兩組分的化學(xué)結(jié)構(gòu)比擬接近，所以該混合物為完全理想體系。4依據(jù)操作壓力，由泡點方程通過試差法計算出泡點溫度，利用安托尼方程計算，計算結(jié)果如下： 塔頂溫度 Dt= 82.1 C進料板溫度 Ft = 99.5 C精餾段平均溫度 mDFt= t +t/ 2 = 82.1 99.5 / 2 = 90.8 C 平均摩爾質(zhì)量計算平均摩爾質(zhì)量計算 塔頂氣、液混合物平均摩爾質(zhì)量： 由， 查汽液平衡曲線D1x= y = 0.9659圖 2.1，得 1x = 0.916VDmLDmM= 0.9659 78+(1-0.9659

13、) 92 = 78.59kg / kmolM= 0.916 78+(1-0.916) 92 = 79.29 kg / kmol進料板氣、液混合物平均摩爾質(zhì)量： 由圖解法求理論板圖， 得Fy = 0.604查汽液平衡曲線圖 2.1，得 。Fx = 0.388VFmLFmM= 0.604 78+(1-0.604) 92 = 83.66 kg / kmolM= 0.388 78+(1-0.388) 92 = 86.68 kg / kmol精餾段氣、液混合物平均摩爾質(zhì)量： VmVDmVFmLmLDmLFmM= M+M/ 2 = 81.13kg / kmolM= M+M/ 2 = 82.99kg / k

14、mol 平均密度計算平均密度計算 氣相平均密度 由理想氣體狀態(tài)方程計算，即 3mVmVmmP M108.8 80.1= 2.92 kg / mRT8.31490.8+273.15液相平均密度 液相平均密度依下式計算，即 iim1=W /塔頂液相平均密度：，查有機液體相對密度共線圖得Dt= 82.1 C33AB= 812.7 g / m , = 807.9 kg / m3= 812.5 kg / mLDm進料板液相平均密度：，查有機液體相對密度共線圖得Ft = 99.5 C 33AB= 793 kg / m , = 791 kg / m進料板液相的質(zhì)量分?jǐn)?shù)為 A3LFm0.388 78w= 0.

15、350.388 78+(1-0.388) 921= 791.7 kg / m0.35/793+(1-0.35)/791精餾段液相平均密度為 3LmLDmLFm= +/ 2 = 812.5+791.7 / 2 = 802.1 kg / m 液體平均外表張力液體平均外表張力液相平均外表張力依下式計算，即 Lmii=塔頂液相平均外表張力：，查有機液體外表張力共線圖得：Dt= 82.1 C-3-3AB= 21.2 10 N/ m , = 21.4 10 N/ m-3LDm= 0.9659 21.2+(1-0.9659) 21.4 = 21.25 10 ( N/ m)進料板液相平均外表張力：，查有機液體

16、外表張力共線圖得：Ft = 99.5 C-3-3AB=18.9 10 N/ m , = 20.0 10 N/ m-3LFm= 0.388 18.9+(1-0.388) 20.0 =19.57 10 (N/ m)精餾段液相平均外表張力為 -3-3-3LmLDmLFm= (+)/ 2 = (21.25 10 +19.57 10 )/ 2 = 20.41 10 (N/ m) 液相平均粘度液相平均粘度 液相平均粘度依下式計算，即 Lmiilg=x lgu塔頂液相平均粘度：，查液體粘度共線圖得： Dt= 82.1 CAB= 0.302mPa s, = 0.306mPa s計算得：LDm= 0.302mP

17、 s 進料板液相平均粘度：，查液體粘度共線圖得： Ft = 99.5 CAB= 0.256 m Pa s, = 0.265mPa s 計算得：LFm= 0.261 mPa s 精餾段液相平均粘度為：LmLDmLFm= (+)/ 2 = 0.282 mPa s 2.4 精餾塔的塔體工藝尺寸計算 塔徑的計算塔徑的計算 最大空塔氣速和空塔氣速 最大空塔氣速計算公式： LVmaxV -u= C精餾段的氣、液相體積流率為： 3VmsVm3LmsLmVMV = 0.62m /s3600LML = 0.0017m /s3600式中由式計算，其中的由史密斯關(guān)聯(lián)圖查取，圖的橫C0.2Lm20C = C ()20

18、20C坐標(biāo)為 ：1/2sLmsVmL()= 0.045V取板間距，板上液層高度，那么 TH = 0.45mLh = 0.05 m TLH -h = 0.45-0.05 = 0.4 m由史密斯關(guān)聯(lián)圖查得20C= 0.0850.20.2Lm2020.6069C = C ()= 0.085 ()= 0.08552020LVmaxV -u= C=1.41 m/s取平安系數(shù)為，那么空塔氣速為 ： 0.6maxu = 0.6u= 0.6 1.41= 0.846 m/s塔徑 s4V4 0.62D = 0.966 mu3.14 0.846按標(biāo)準(zhǔn)塔徑圓整后為 D =1.0m塔截面積為 222TA =D =1.0

19、 = 0.785m44氣體的實際氣速：sTV0.62u = 0.790m/sA0.785 精餾塔有效高度的計算精餾塔有效高度的計算 精餾段有效高度為 TZ= (N-1) = (10-1) 0.45 = 4.05 m精精提餾段有效高度為 TZ = (N -1)H = (13-1) 0.45 = 5.4m在精餾段、提餾段各設(shè)一人孔，其高度均為 0.8 m故精餾塔的有效高度為 Z = (Z +Z )+0.8 2 = 4.05+5.4+0.8 2 =11.05 m2.5 塔板主要工藝尺寸的計算塔板主要工藝尺寸的計算 溢流裝置計算溢流裝置計算 因塔徑，可選用單溢流弓形降液管，采用凹形受液盤。各項計算D

20、=1.0m如下： 堰長 取wlwl= 0.6D = 0.6m溢流堰高度wh由，選用平直堰，堰上液層高度由下式計算，即 wLowh= h -howh2/3sowwL2.84h=E()1000l近似取，E =1那么2/32/3sowwL2.842.840.0017 3600h=E()=1 ()= 0.0134 m1000l10000.6 取板上清液層高度 Lh = 0.05 m故wLowh= h -h= 0.05-0.0134 = 0.0366m弓形降液管寬度和截面積 dwfA由，查弓形降液管的寬度與面積圖，得 wl= 0.6DdfTwA= 0.05 ,= 0.1AD2fTdA = 0.005A

21、= 0.05 0.785 = 0.039 mw = 0.1D = 0.1 m依下式驗算液體在降液管中停留時間，即 fTs3600A H3600 0.039 0.45 =10.32s5 sL0.0017 3600故降液管設(shè)計合理。 降液管底隙高度0hsowoLh =3600l u取降液管底隙的流速，那么 u = 0.12 m/ssowowoL3600 0.0017h = 0.023m (0.02 0.025) m3600l u3600 0.6 0.12h -h = 0.0366-0.023= 0.0136m 0.006 m:故降液管底隙高度設(shè)計合理。 選用凹形受液盤，深度。 wh= 50mm2.

22、 塔板布置塔板布置 塔板的分塊 因 D800mm，故塔板采用分塊式。查表 3-7 得，塔極分為 3 塊。 邊緣區(qū)寬度確定取Ws= =0.065 m ,Wc=0.035 m開孔區(qū)面積計算開孔區(qū)面積Aa 按式 3-16 計算，即其中 x = D /2 - (Wd + Ws )= 0.5-(0.124+0.065)=0.311 mr = D /2 - Wc =0.5-0.035=0.465 m故 篩孔計算及其排列 本例所處理的物系無腐蝕性，可選用 3 mm 碳鋼板，取篩孔直徑 d05 mm。 篩孔按正三角形排列，取孔中心距 t 為 t3d03 515mm篩孔數(shù)目 n 為開孔率為 = A0 /A a

23、= 0.907 /(t/d0)2 = 10.1%氣體通過篩孔的氣速為 篩孔氣速 u 0 =VS / A 第三章第三章 篩板的流體力學(xué)驗算塔板壓降塔板壓降干板阻力 hc 計算 干板阻力 hc 由式 3-26 計算，即 由d0531.67，查圖 3-14 得，C00.772故氣體通過液層的阻力 hl 計算氣體通過液層的阻力 hL 由式 3-31 計算，即查圖 3-15，得 =0.61。 故液體外表張力的阻力 h 計算 液體外表張力所產(chǎn)生的阻力 h 由式 3-34 計算，即氣體通過每層塔板的液柱高度 hp 可按下式計算，即 氣體通過每層塔板的壓降為 液面落差液面落差對于篩板塔，液面落差很小，且本例的

24、塔徑和液流量均不大，故可忽略液面落差的影響。液沫夾帶液沫夾帶液沫夾帶量由式 3-36 計算，即 kg 液/kg 氣1.5故在本設(shè)計中無明顯漏液。 液泛液泛為防止塔內(nèi)發(fā)生液泛，降液管內(nèi)液層高 Hd 應(yīng)服從式 3-46 的關(guān)系，即 Hd(HT+hw)苯一甲苯物系屬一般物系，取 0.5，那么 (HT+h而 Hd=hP+hL+hd板上不設(shè)進口堰，hd 可由式 3-44 計算，即hd=0.153(u0)2=0.153(0.08)2=0.001 m 液柱 Hd=0.08+0.06+0.001=0.141 m 液柱 Hd(HT+hw),故在本設(shè)計中不會發(fā)生液泛現(xiàn)象。 8 8 塔板負(fù)荷性能圖塔板負(fù)荷性能圖 (

25、1) 漏液線 由 ，得整理得 在操作范圍內(nèi)，任取幾個 Ls 值，依上式計算出 Vs 值，計算結(jié)果列于表 3-19。 表 3-19Ls /(m3/s) Vs /(m3/s)由上表數(shù)據(jù)即可作出漏液線 l。 (2) 液沫夾帶線 以 ev0.1kg 液/kg 氣為限，求 Vs-Ls 關(guān)系如下： 由 在操作范圍內(nèi)，任取幾個 Ls 值，依上式計算出 Vs 值，計算結(jié)果列于表 3-20。 表 3-20Ls /(m3/s) Vs /(m3/s)由上表數(shù)據(jù)即可作出液沫夾帶線 2。 (3) 液相負(fù)荷下限線 對于平直堰，取堰上液層高度hOW0.006m 作為最小液體負(fù)荷標(biāo)準(zhǔn)。由式 3-21得 據(jù)此可作出與氣體流量無

26、關(guān)的垂直液相負(fù)荷下限線 3。 (4) 液相負(fù)荷上限線 以 4s 作為液體在降液管中停留時間的下限 據(jù)此可作出與氣體流量元關(guān)的垂直液相負(fù)荷上限線 4。 (5) 液泛線 令 由聯(lián)立得忽略h，將hOW 與Ls，hd 與Ls，hc 與Vs 的關(guān)系式代人上式，并整理得 式中：將有關(guān)的數(shù)據(jù)代入整理，得在操作范圍內(nèi)，任取幾個 Ls 值，依上式計算出 Vs 值，計算結(jié)果列于表 3-22。 表 3-22Ls /(m3/s) Vs /(m3/s)由上表數(shù)據(jù)即可作出液泛線 5。 根據(jù)以上各線方程，可作出篩板塔的負(fù)荷性能圖，如圖 5-20 所示。 圖圖 3-233-23 精餾段篩板負(fù)荷性能圖精餾段篩板負(fù)荷性能圖 在負(fù)

27、荷性能圖上，作出操作點 A，連接 OA，即作出操作線。由圖可看出，該篩板的操作上限為液泛控制，下限為漏液控制。由圖 3-23 查得 Vs,max=1.075 m3/s Vs,min=0.317 m3/s故操作彈性為 Vs,max / Vs,min=3.391所設(shè)計篩板的主要結(jié)果匯總于表 3-23。 第四章 塔附屬設(shè)備選型及計算4.1 再沸器蒸餾釜該設(shè)備是用于加熱塔底料液合之局部氣化提供蒸餾過程所需要的熱量的熱交換設(shè)備，常用的有以下幾種：內(nèi)置式再沸器，釜式再沸器，虹式再沸器，強制循環(huán)式再沸器。綜合考慮其生產(chǎn)的傳熱條件及經(jīng)濟效率選擇虹式再沸。4.2 塔頂回流冷凝器塔頂回流冷凝器通常是采用管殼式換熱

28、器,有臥式、立式、或管外冷凝器等形式。按冷凝器與塔的相對位置區(qū)分有這樣的兩類：整體式及自流式、強制循環(huán)式。在這個設(shè)計的生產(chǎn)中，由于產(chǎn)量比擬大，宜選用強制循環(huán)式。4.3 進料管管徑本設(shè)計采用直管進料管，管徑的計算公式 sJ4LD =u取管內(nèi)流速 Fu =1.5m/s那么 sJF4L4 0.0017D = 0.0380mu 1.5根據(jù)工藝標(biāo)準(zhǔn)，將其圓整到JD = 0.05m4.4 回流管管徑回流量D = 21.09 kmol/ h又 D3LDmM =78.59 kg/kmol= 812.2982 kg / m那么液體流量 3HDLDm45.7650 78.2408V = (D M )/= 0.001278 m /s812.2982 3600取管內(nèi)流速 Hu=1.5