課程設(shè)計(jì)篩板式精餾塔設(shè)計(jì)

1、化工原理課程設(shè)計(jì)說(shuō)明書篩板式精餾塔設(shè)計(jì)系 別：化學(xué)工程系班 級(jí)：水凈化1001學(xué) 號(hào)：0903100108姓 名：張 澤 于指導(dǎo)老師；黃 秋 穎目錄第一部分 概述4一、設(shè)計(jì)目標(biāo)4二、設(shè)計(jì)任務(wù)4三、設(shè)計(jì)條件4四、設(shè)計(jì)內(nèi)容4五、工藝流程圖5第二部分 工藝設(shè)計(jì)計(jì)算6一、設(shè)計(jì)方案的確定6二、精餾塔的物料衡算61.原料液及塔頂、塔底產(chǎn)品的摩爾分?jǐn)?shù)62.原料液及塔頂、塔底產(chǎn)品的平均摩爾質(zhì)量和質(zhì)量分?jǐn)?shù)63.物料衡算原料處理量6三、塔板數(shù)的確定71.理論板層數(shù)的求取72.全塔效率83.實(shí)際板層數(shù)的求取8四、精餾塔的工藝條件及有關(guān)物性數(shù)據(jù)的計(jì)算81.操作壓強(qiáng)計(jì)算92.操作溫度計(jì)算93.平均摩爾質(zhì)量計(jì)算94.平均

2、密度計(jì)算95.液相平均表面張力計(jì)算106.液相平均粘度計(jì)算11五、精餾塔的塔體工藝尺寸計(jì)算111.塔徑的計(jì)算112.精餾塔的有效高度的計(jì)算12六、塔板主要工藝尺寸的計(jì)算131.溢流裝置計(jì)算132.塔板布置143.篩孔數(shù)與開孔率15七、篩板的流體力學(xué)驗(yàn)算151.氣體通過(guò)篩板壓降相當(dāng)?shù)囊褐叨?52.霧沫夾帶量的驗(yàn)算163.漏液的驗(yàn)算174.液泛驗(yàn)算17八、塔板負(fù)荷性能圖171.漏液線172.霧沫夾帶線183.液相負(fù)荷下限線194.液相負(fù)荷上限線195.液泛線206. 操作線21九、設(shè)計(jì)一覽表22十、操作方案的說(shuō)明：23附表24總結(jié)26參考文獻(xiàn)26第一部分 概述一、設(shè)計(jì)目標(biāo)分離苯甲苯混合液的篩板式

3、精餾塔設(shè)計(jì)二、設(shè)計(jì)任務(wù)試設(shè)計(jì)分離苯-甲苯混合物的篩板精餾塔。已知原料液的處理量為9000kg/h，組成為0.49（苯的摩爾分?jǐn)?shù)），要求塔頂餾出液的組成為0.93，塔底釜液的組成為0.02。三、設(shè)計(jì)條件操作壓力進(jìn)料熱狀況回流比與最小回流比比值單板壓降全塔效率4kpa（塔頂表壓）泡點(diǎn)20.7kpa四、設(shè)計(jì)內(nèi)容編制一份設(shè)計(jì)說(shuō)明書，主要內(nèi)容包括：1、前言2、流程的確定和說(shuō)明3、生產(chǎn)條件的確定和說(shuō)明4、精餾塔的設(shè)計(jì)計(jì)算：（1）工藝條件及有關(guān)物性數(shù)據(jù)的計(jì)算（2）精餾塔塔體工藝尺寸的計(jì)算（3）塔板主要工藝尺寸的計(jì)算（4）塔板的流體力學(xué)驗(yàn)算（5）塔板負(fù)荷性能圖（精餾段）（選作）5、設(shè)計(jì)結(jié)果列表6、設(shè)計(jì)結(jié)果的討

4、論和說(shuō)明7、主要參考資料8、結(jié)束語(yǔ)五、工藝流程圖精餾裝置包括精餾塔，原料預(yù)熱器，再沸器，冷凝器。釜液冷卻器和產(chǎn)品冷凝器等設(shè)備。熱量自塔釜輸入，物料在塔內(nèi)經(jīng)多次部分汽化與與部分冷凝器進(jìn)行精餾分離，由冷凝器和冷卻器中的冷卻介質(zhì)將余熱帶走。在此過(guò)程中，熱能利用率很低，為此，在確定流程裝置時(shí)應(yīng)考慮余熱的利用，注意節(jié)能。另外，為保持塔的操作穩(wěn)定性，流程中除用泵直接送入塔原料外，也可以采用高位槽送料以免受泵操作波動(dòng)的影響。原料液由高位槽經(jīng)過(guò)預(yù)熱器預(yù)熱后進(jìn)入精餾塔內(nèi)。操作時(shí)連續(xù)的從再沸器中取出部分液體作為塔底產(chǎn)品（釜?dú)堃海┰俜衅髦性弦翰糠制a(chǎn)生上升蒸汽，依次通過(guò)各層塔板。塔頂蒸汽進(jìn)入冷凝器中全部冷凝或

5、部分冷凝，然后進(jìn)入貯槽再經(jīng)過(guò)冷卻器冷卻。并將冷凝液借助重力作用送回塔頂作為回流液體，其余部分經(jīng)過(guò)冷凝器后被送出作為塔頂產(chǎn)品。為了使精餾塔連續(xù)的穩(wěn)定的進(jìn)行，流程中還要考慮設(shè)置原料槽。產(chǎn)品槽和相應(yīng)的泵,有時(shí)還要設(shè)置高位槽。且在適當(dāng)位置設(shè)置必要的儀表（流量計(jì)、溫度計(jì)和壓力表）。以測(cè)量物流的各項(xiàng)參數(shù)。塔頂冷凝裝置根據(jù)生產(chǎn)狀況以決定采用全凝器，以便于準(zhǔn)確地控制回流比。若后繼裝置使用氣態(tài)物料，則宜用全分凝器?？偠灾_定流程時(shí)要較全面，合理的兼顧設(shè)備，操作費(fèi)用操作控制及安全因素。連續(xù)精餾操作流程圖第二部分 工藝設(shè)計(jì)計(jì)算一、設(shè)計(jì)方案的確定本設(shè)計(jì)任務(wù)書為分離苯-甲苯混合物。對(duì)于二元混合物的分離，應(yīng)采用連續(xù)精餾

6、流程。設(shè)計(jì)中采用泡點(diǎn)進(jìn)料，將原料液通過(guò)預(yù)熱器加熱至泡點(diǎn)后送入精餾塔內(nèi)，其余部分經(jīng)產(chǎn)品冷卻器冷卻后送至儲(chǔ)罐。該物系屬易分離物系，最小回流比較小，故操作回流比取最小回流比的2倍。二、精餾塔的物料衡算1.原料液及塔頂、塔底產(chǎn)品的摩爾分?jǐn)?shù) 苯的摩爾質(zhì)量 =78.11kg/mol 甲苯的摩爾質(zhì)量 =92.13kg/mol2.原料液及塔頂、塔底產(chǎn)品的平均摩爾質(zhì)量和質(zhì)量分?jǐn)?shù)=0.4978.11+ (1-0.49)92.14=85.26kg/mol =0.9378.11+ (1-0.93)92.14=79.09kg/mol =0.0278.11+ (1-0.02)92.14=91.85kg/mol 3.物料衡

7、算原料處理量 總物料衡算 d+w9000 苯物料衡算 0.92+ 0.020.459000 聯(lián)立解得 d= 4300 k/h，w= 4700 k/h， 9000kg/hf=9000/85.26= 105.56 kmol/h, d=4300/79.09= 54.39 kmol/h,w=4700/91.85= 51.17kmol/h 三、塔板數(shù)的確定 1.理論板層數(shù)的求取 苯-甲苯屬理論物系，可采用圖解法求理論板層數(shù)。 由附表查得苯-甲苯物系的氣液平衡數(shù)據(jù)，繪出x-y圖及t-x-y圖求最小回流比及操作回流比 采用作圖法求最小回流比。在圖中對(duì)角線上，自點(diǎn)e（0.49, 0.49）做垂線，ef即為進(jìn)料

8、線（q線），該線與平衡線的交點(diǎn)f坐標(biāo)為： =0.70 =0.49 故最小回流比為：= =1.095 取操作回流比為： 求操作線方程 精餾段操作線方程： 圖解法求理論板層數(shù) 采用圖解法求理論板層數(shù)，由圖可知求解結(jié)果為： 總理論板層數(shù)層，精餾段4層，提餾段6層。進(jìn)料板是第五塊板2.全塔效率 0.17-0.616，度根據(jù)塔頂、塔底液相組成查圖，求得平均溫度為86.5度，該溫度下進(jìn)料液相平均黏度為 故 3.實(shí)際板層數(shù)的求取 精餾段實(shí)際板層數(shù)： 提餾段實(shí)際板層數(shù)： 四、精餾塔的工藝條件及有關(guān)物性數(shù)據(jù)的計(jì)算 以精餾段為例進(jìn)行計(jì)算。1.操作壓強(qiáng)計(jì)算塔頂操作壓強(qiáng) kpa每層塔板壓降 kpa進(jìn)料板壓強(qiáng) kpa提

9、餾段平均壓強(qiáng) kpa2.操作溫度計(jì)算依據(jù)操作壓力，由泡點(diǎn)方程通過(guò)試差法計(jì)算出泡點(diǎn)溫度，其中苯、甲苯的飽和蒸汽壓由安托尼方程計(jì)算，計(jì)算過(guò)程略。計(jì)算結(jié)果如下: 塔頂溫度td=81.5 進(jìn)料板溫度tf=91.5平均溫度 3.平均摩爾質(zhì)量計(jì)算 塔頂摩爾質(zhì)量計(jì)算：由 查表得：x1=o.83 進(jìn)料板平均摩爾質(zhì)量計(jì)算 由圖解理論板，得 查平衡曲線，得 精餾段平均摩爾質(zhì)量 4.平均密度計(jì)算氣相平均密度計(jì)算 由理想氣體狀態(tài)方程計(jì)算，即液相平均密度計(jì)算 液相平均密度依下式計(jì)算： 塔頂液相平均密度計(jì)算： 由td=81.5，查附表得 進(jìn)料板液相平均密度計(jì)算 由tf=91.5，查附表得 進(jìn)料板液相的質(zhì)量分?jǐn)?shù)計(jì)算 精餾段

10、液相平均密度為 5.液相平均表面張力計(jì)算 液相平均表面張力依下式計(jì)算，即 塔頂液相平均表面張力計(jì)算 由td=81.5 ，查附表得 進(jìn)料板液相平均表面張力計(jì)算 由tf=91.5，查附表得 精餾段液相平均表面張力為： 6.液相平均粘度計(jì)算 液相平均粘度依下式計(jì)算： 塔頂液相平均粘度計(jì)算 由td=81.5 ，查附表得 進(jìn)料板液相平均粘度計(jì)算 由tf=91.5，查附表得 精餾段液相平均粘度為 求精餾塔的氣、液相負(fù)荷 五、精餾塔的塔體工藝尺寸計(jì)算1.塔徑的計(jì)算取板間距，取板上液層高度， 則 查smith圖得=0.072,依式校正到物系表面張力為20.46mn/m時(shí)的 取安全系數(shù)為0.70，則空塔氣速為：

11、 按標(biāo)準(zhǔn)塔徑圓整后為 2.精餾塔的有效高度的計(jì)算 精餾段有效高度為 提餾段有效高度為 在進(jìn)料板上方開一人孔，其高度為0.64m，故精餾塔的有效高度為 六、塔板主要工藝尺寸的計(jì)算 1.溢流裝置計(jì)算篩板式塔的溢流裝置包括溢流堰，降液管和受液盤等幾部分。其尺寸和結(jié)構(gòu)對(duì)塔的性能有著重要影響。根據(jù)經(jīng)驗(yàn)并結(jié)合其他影響因素，當(dāng)因d=1.0m,可選用單溢流弓形降液管，不設(shè)進(jìn)口堰，采用凹形受液盤。各項(xiàng)計(jì)算如下：溢流堰長(zhǎng) 取堰長(zhǎng)為0.66d 即 溢流堰高度 計(jì)算如下：， 由， 査下圖知e=1.03 依式 得 取板上清液層高度 弓形降液管寬度和降液管面積 由，査下圖得， 故 驗(yàn)算液體在降液管中停留時(shí)間以檢驗(yàn)降液管面

12、積，即 (5s,符合要求) 故降液管設(shè)計(jì)合理。降液管底隙高度 取液體通過(guò)降液管底隙的流速 計(jì)算降液管底隙高度 即： 2.塔板布置 取邊緣區(qū)寬度，安定區(qū)寬度 開孔區(qū)面積計(jì)算 開孔區(qū)面積計(jì)算，得 3.篩孔數(shù)與開孔率 本例所處理的物系無(wú)腐蝕性，取篩孔孔徑，正三角形排列，可選用碳鋼板，取，故 孔中心距 依式計(jì)算塔板上開孔區(qū)的開孔率，即 每層塔板上的開孔面積為 氣體通過(guò)篩孔的氣速為 七、篩板的流體力學(xué)驗(yàn)算1.氣體通過(guò)篩板壓降相當(dāng)?shù)囊褐叨纫朗?干板壓降相當(dāng)?shù)囊褐叨?，?jì)算如下 依，査圖得 氣體通過(guò)板上液層壓降相當(dāng)?shù)囊褐叨?，?jì)算如下： 由圖查取板上液層充氣系數(shù) 克服液體表面張力壓降相當(dāng)?shù)囊褐叨?依式

13、氣體通過(guò)每層塔板的液柱高度可按下式計(jì)算： 氣體通過(guò)每層塔板的壓降為： （設(shè)計(jì)允許值） 2.霧沫夾帶量的驗(yàn)算 故在設(shè)計(jì)負(fù)荷下不會(huì)發(fā)生過(guò)量霧沫夾帶。3.漏液的驗(yàn)算 對(duì)篩板塔，漏液點(diǎn)氣速可由式（5-25）計(jì)算： 穩(wěn)定系數(shù)為 故在本設(shè)計(jì)中無(wú)明顯漏液。4.液泛驗(yàn)算 為防止塔內(nèi)發(fā)生液泛，降液管內(nèi)液層高應(yīng)服從如下關(guān)系： 依式計(jì)算，即 苯-甲苯物系屬一般物系，取，則 故，在設(shè)計(jì)負(fù)荷下不會(huì)發(fā)生泛液。 根據(jù)以上塔板的各項(xiàng)流體力學(xué)的驗(yàn)算，可認(rèn)為精餾段塔徑及各工藝尺寸是合適的。 八、塔板負(fù)荷性能圖1.漏液線漏液線，又稱氣相負(fù)荷下限線。氣相負(fù)荷低于此線將發(fā)生嚴(yán)重的漏液現(xiàn)象，氣、液不能充分接觸，使塔板效率下降。 代入原式

14、得 已算出，代入整理得 在操作范圍內(nèi)，任取幾個(gè)值，依上式計(jì)算出值，計(jì)算結(jié)果列于下表。0.00060.790.00150.850.00300.860.00450.88 由此表數(shù)據(jù)即可作出漏液線1。 2.霧沫夾帶線當(dāng)氣相負(fù)荷超過(guò)此線時(shí)，液沫夾帶量過(guò)大，使塔板效率大為降低。對(duì)于精餾，一般控制ev0.1kg液/kg氣。以ev=0.1kg液/kg為限,求vs-ls關(guān)系如下: 由 近似取， 取霧沫夾帶極限值，已知，代入原式得： 整理得 在操作范圍內(nèi)，任取幾個(gè)值，依上式計(jì)算出值，計(jì)算結(jié)果列于下表。0.00060.150.00150.150.00300.140.00450.13 由此表數(shù)據(jù)即可作出液沫夾帶線2

15、。3.液相負(fù)荷下限線液相負(fù)荷低于此線，就不能保證塔板上液流的均勻分布，將導(dǎo)致塔板效率下降。 對(duì)于平直堰，取堰上液層高度作為最小液體負(fù)荷標(biāo)準(zhǔn)。由式（5-7）得 取e=1，則 整理上式得 據(jù)此可作出與氣體流量無(wú)關(guān)的垂直液相負(fù)荷下限線3。4.液相負(fù)荷上限線該線又稱降液管超負(fù)荷線。液體流量超過(guò)此線，表明液體流量過(guò)大，液體在降液管內(nèi)停留時(shí)間過(guò)短，進(jìn)入降液管的氣泡來(lái)不及與液相分離而被帶入下層塔板，造成氣相返混，降低塔板效率。以作為液體在漿液管中停留時(shí)間的下限，由式（5-9）得 據(jù)此可作出與氣體流量無(wú)關(guān)的垂直液相負(fù)荷上限線4。5.液泛線若操作的氣液負(fù)荷超過(guò)此線時(shí)，塔內(nèi)將發(fā)生液泛現(xiàn)象，使塔不能正常操作。液泛可

16、分為降液管液泛和液沫夾帶液泛兩種情況，在浮閥塔板的流體力學(xué)驗(yàn)算中通常對(duì)降液管液泛進(jìn)行驗(yàn)算。為使液體能由上層塔板順利地流入下層塔板，降液管內(nèi)須維持一定的液層高度hd聯(lián)立式得 近似取，由式 故 （已算出） 故 將、以及以上式代入得： 整理得下式： 在操作范圍內(nèi)，任取幾個(gè)值，依上式計(jì)算出值，計(jì)算結(jié)果列于下表：0.00062.850.00152.770.00302.680.00452.59 由此表數(shù)據(jù)即可作出液泛線56. 操作線 由，及與之間的關(guān)系可作出篩板塔的負(fù)荷性能圖： 在負(fù)荷性能圖上，作出操作點(diǎn)a，連接oa，即作出操作線。由圖可看出，該篩板上限為液泛控制，下限為漏液控制。由圖查得 故操作彈性為

17、九、設(shè)計(jì)一覽表將設(shè)計(jì)篩板的主要結(jié)果匯總于下表：序號(hào) 項(xiàng)目數(shù)值 序號(hào)項(xiàng)目數(shù)值 1 平均溫度86.517邊緣區(qū)寬度，m0.0352平均壓力108.118開孔區(qū)面積0.323氣相流量1.3319篩孔直徑，m0.0054液相流量0.003220篩孔數(shù)目n8655實(shí)際塔板數(shù)1021孔中心距t，m0.0186有效段高度z，m7.8422開孔率，%10.17塔徑d，m1.423空塔氣速u，m/s0.848板間距，m0.424篩孔氣速，m/s3.369溢流形式單溢流25穩(wěn)定系數(shù)2.8410降液管形式弓形26每層塔板壓降，kpa0.711堰長(zhǎng)，m0.92427負(fù)荷上限液泛控制12堰高，m0.050428負(fù)荷下限

18、漏液控制13板上液層高度，m0.0629液沫夾帶，（kg液/kg氣）0.016814堰上液層高度，m0.01130氣相負(fù)荷上限，0.0036315降液管底隙高度0.043331氣相負(fù)荷下限，0.00045316安定區(qū)寬度，m0.06532操作彈性8.776 十、操作方案的說(shuō)明：本設(shè)計(jì)任務(wù)為分離苯甲苯混合物。對(duì)于二元混合物的分離，應(yīng)采用連續(xù)精餾流程。設(shè)計(jì)中采用泡點(diǎn)進(jìn)料，降原料液通過(guò)預(yù)熱器加熱至泡點(diǎn)后送入精餾塔內(nèi)。塔頂上升蒸汽采用全凝器冷凝。冷凝器在泡點(diǎn)下一部分回流到塔內(nèi)，其余部分經(jīng)產(chǎn)品冷卻器冷卻后送入儲(chǔ)罐。該物系屬于易分離物系，最小回流比較小，故操作回流比去最小回流比的兩倍。塔釜采用間接蒸汽加熱

19、，塔底產(chǎn)品冷卻送到儲(chǔ)罐。附表 表 1 苯和甲苯的物理性質(zhì)項(xiàng)目分子式相對(duì)分子質(zhì)量mr沸點(diǎn)/臨界溫度tc/臨界壓強(qiáng)pc/kpa苯c6h678.1180.1288.56833.4甲苯c6h5-ch392.13110.6318.574107.7表 2 常壓下苯-甲苯的氣液平衡數(shù)據(jù)溫度t/液相中苯的摩爾分?jǐn)?shù)/x氣相中苯的摩爾分?jǐn)?shù)/y110.560.000.00109.911.002.50108.793.007.11107.615.0011.2105.0510.020.8102.7915.029.4100.7520.037.298.8425.044.297.1330.050.795.5835.056.69

20、4.0940.061.992.6945.066.791.4050.071.390.1155.075.580.8060.079.187.6365.082.586.5270.085.785.4475.088.584.4080.091.283.3385.093.682.2590.095.981.1195.098.080.6697.098.880.2199.099.6180.01100.0100.1表3 antoine 常數(shù)值組分abc苯6.0231206.35220.24甲苯60.781343.94219.58表4 苯與甲苯的液相密度溫度t/8090100110120l,苯/(kg/m3)815803.9792.5780.3768.9l，甲苯/(kg/m3)810800.2790.3780.3770.9 表5 液體表面張力溫度t/8090100110120,苯/(mn/m)21.2720.0618.8517.6616.49，甲苯/(mn/m)21.6920.5919.9418.4117.31表6 液體粘度溫度t/8090100110120l苯/（mpas）0.3080.2790.2550.2330.215l甲苯/（mpas）0.3110.2860.2640.254