化工原理課程設(shè)計---苯-甲苯連續(xù)精餾篩板塔工藝設(shè)計

1、苯-甲苯連續(xù)精餾篩板塔工藝設(shè)計?化工原理?課程設(shè)計任務(wù)書 設(shè)計題目 苯-甲苯溶液連續(xù)精餾篩板塔的設(shè)計。 設(shè)計任務(wù) 精餾塔設(shè)計的工藝計算及塔設(shè)備計算 流程及操作條件確實定； 物料衡算及熱量衡算； 塔板數(shù)的計算； 塔板結(jié)構(gòu)設(shè)計塔板結(jié)構(gòu)參數(shù)確實定、流動現(xiàn)象校核、負荷性能圖； 塔體各接管尺寸確實定； 冷卻劑與加熱劑消耗量估算。 設(shè)計說明及討論繪制設(shè)計圖 流程圖A4紙； 塔盤布置圖16開坐標(biāo)紙2張，精餾段和提餾段分別繪制； 工藝條件圖A3紙。 原始設(shè)計數(shù)據(jù) 原料液：苯-甲苯，其中苯含量分別為35%質(zhì)量%，溫度為20； 餾出液含苯為：99.2%質(zhì)量； 殘液含苯為：不超過0.5%質(zhì)量； 生產(chǎn)能力：按 280

2、0 (kg原料/h)。 設(shè)計時間開始時間：二一一年五月二十三日完成時間： 六月三日含考核時間目 錄第1篇 緒 論 4 第2篇 流程及相關(guān)參數(shù)的選擇 5 第3篇 計算過程 63.1精餾塔的物料衡算.63.2 相對揮發(fā)度 及回流比R.73.3求理論塔板數(shù).113.4 確定全塔效率ET并求解實際塔板數(shù).13.14.19.22.26.29及熱量衡算.36第4篇 計算結(jié)果列表 42 第5篇 小結(jié)與體會 44第6篇 參考文獻 45第1篇 緒 論精餾所進行的是汽、液兩相之間的傳質(zhì)，而作為汽、液兩相傳質(zhì)所用的塔設(shè)備，首先必須要能使汽、液兩相得到充分的接觸，以到達較高的傳質(zhì)效率。板式塔為逐級接觸型汽液傳質(zhì)設(shè)備，

3、其種類繁多，根據(jù)塔板上汽液接觸元件的不同，可分為泡罩塔、浮閥塔、篩板塔、穿流多孔板塔、舌形塔、浮動舌形塔和浮動噴射塔等多種。篩板塔是傳質(zhì)過程常用的塔設(shè)備，它的主要優(yōu)點有： () 結(jié)構(gòu)比浮閥塔更簡單，易于加工，造價約為泡罩塔的60，為浮閥塔的80左右。 () 處理能力大，比同塔徑的泡罩塔可增加1015。 () 塔板效率高，比泡罩塔高15左右。 () 壓降較低，每板壓力比泡罩塔約低30左右。 篩板塔的缺點是： () 塔板安裝的水平度要求較高，否那么氣液接觸不勻。 () 操作彈性較小(約23)。() 小孔篩板容易堵塞。第2章 流程及相關(guān)參數(shù)選擇 1、 設(shè)計方案確實定 本設(shè)計任務(wù)為別離苯-甲苯混合物。

4、對于二元混合物的別離，應(yīng)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入精餾塔內(nèi)。塔頂上升蒸汽采用全凝器冷凝，冷凝液在泡點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，回流比要充分考慮到費用問題。塔釜采用間接蒸汽加熱，塔頂產(chǎn)品經(jīng)冷卻后送至儲罐。1、 加料方式的選擇：設(shè)計任務(wù)年產(chǎn)量雖小，但每小時2300Kg的進料量，為維持生產(chǎn)穩(wěn)定，采用高位槽進料，從減少固定投資，提高經(jīng)濟效益的角度出發(fā)，選用泡點進料的加料方式。2、回流方式的選擇：塔的生產(chǎn)負荷不大，從降低操作費用的角度出發(fā)，使用列管式冷凝器，利用重力泡點回流,同時也減少了固定投資。3、再沸器的

5、選擇：塔釜再沸器采用臥式換熱器，使用低壓蒸汽作為熱源，做到了不同品位能源的綜合利用，大大降低了能源的消耗量。第3章 計算過程1、將任務(wù)書中的質(zhì)量分?jǐn)?shù)換算成摩爾分?jǐn)?shù)摩爾百分?jǐn)?shù)摩爾百分?jǐn)?shù)摩爾百分?jǐn)?shù)2、求平均分子量，將換算成 進料處: 塔頂處: 塔釜處: 進 料： 3、全塔的物料衡算由物料衡算得：代入數(shù)據(jù)得： 解之得： 及回流比R1、求全塔平均相對揮發(fā)度：表3-112345678984889296100104108 00（1） 塔內(nèi)溫度的計算：采用內(nèi)插法計算塔內(nèi)的溫度1） 塔頂：由于采用全凝器，因此。查表可知，在與84之間，值很接近，因此這兩點之間可近似看作為直線，設(shè)此直線方程為：，代入與84時的值

6、： 解得：即直線方程為：將y11=tD=80.442） 塔底：xW，設(shè)直線方程為：t=kx+b，代入108與時的x值： 解得：所以直線方程為：將xW代入方程解出tW=。3） 進料： =0.388，設(shè)直線方程為t=kx+b，代入92到96的x值： 解得：所以直線方程為：將F=。 所以全塔的平均溫度 =2塔內(nèi)平均相對揮發(fā)度：采用內(nèi)插法計算塔內(nèi)平均溫度下的相對揮發(fā)度設(shè)直線方程x=kt+b,代入92到96之間的x的值 解得：將=95.45代入方程解出設(shè)直線方程y=kt+b,代入92到96之間的y的值 解得：將=95.45代入方程解出 =將，代入得：= 2、求回流比R1最小回流比Rmin由=，代入整理得

7、：y= 由于采用泡點進料，所以q=1,故q線方程為xe=0.388 聯(lián)立、 ，求解得： Rmin 2確定最適宜操作回流比R一般取R1.22.0Rmin ，然后在其間取適當(dāng)值，通過計算作圖，從而找出最適宜操作回流比R。其中X=，Y=，Y=Nmin=min=2.50時，所得的回流比費用最小，即最適宜回流比R=2.50。表3-2R/RminXYRNN*R0080000002.00求解方法：采用逐板法計算理論板數(shù)，交替使用操作線方程和相平衡關(guān)系。(利用操作線方程)(利用相平衡關(guān)系)精餾段：操作線方程： 將R=2.50代入方程得： 即：相平衡關(guān)系為： x=對于第一層塔板： ，由相平衡關(guān)系求得：x=0.9

8、83 (其中相對揮發(fā)度取2.45)。將x代入操作線方程得：y2×0.983+0.284=0.986。然后再次應(yīng)用相平衡關(guān)系即可求得x2=0.966之后取全塔平均相對揮發(fā)度。依次求解可求得其他值，如下表所列： 表3-3y1x1y2x2y3x3y4x4y5x50.828y6x6y7x7y8x8Y9x9y10x10由表可以看出，x9>xe>x10,因此第10層為進料層，從第10層開始進入提鎦段。提鎦段：操作線方程：× kmol/h kmol/hq=1代入方程得：將x10代入提餾段操作線方程方程求得y11，之后用相平衡關(guān)系即可求得x11。同理可求出其他值，如下表所列：表

9、3-4y110.560 x110.342 y120.494 x120.285 y130.411 x130.222 y140.320 x140.161 y150.231 x150.109 y160.156 x160.0703 y170.0995 x170.0431 y180.0600 x180.0254 y190.0342 x190.0143 y200.0181 x200.00745 y210.00815 x210.00334 由表可看出x20> >x21，因此理論減去塔釜相當(dāng)?shù)囊粚铀?，理論塔板?shù)在19和20塊之間，又：=，所以理論塔板數(shù)為塊不含塔釜。其中精餾段9塊，提餾段10.3

10、8塊，第10塊為進料板。3.4 確定全塔效率ET并求解實際塔板數(shù)1、確定全塔效率利用奧康奈爾的經(jīng)驗公式其中：全塔平均溫度下的平均相對揮發(fā)度；全塔平均溫度下的液相粘度；液相混合物粘度，按下式求?。篿組分粘度：i組分摩爾分率1全塔平均溫度的求解：查表3-1，采用內(nèi)插法求得:塔頂溫度：tD=80.44進料溫度：tF=塔底溫度：tW=3精餾段平均溫度為：提餾段平均溫度為：全塔平均溫度為：2全塔平均溫度下的相對揮發(fā)度的求解： 用內(nèi)插法求得當(dāng)=95.45時， =0.391,3全塔平均溫度下的液相粘度的求解：根據(jù)液體粘度共線圖查得：在95.45下，苯液體的粘度為131 ，甲苯的液體粘度為2=因此=0.553

11、2、確定實際塔板數(shù)實際板數(shù)： ，取36塊。實際精餾段塔板數(shù)：，取17塊。實際提餾段塔板數(shù)：，取19塊。1、操作壓力的計算塔頂操作壓力：PD=101.325kPa，每層壓降設(shè)為P0=1kPa.進料板操作壓力：PF=101.325+171=118.325kPa.；塔底操作壓力：PW=101.325+136=137.325kPa.；精餾段平均操作壓力： kPa.；提餾段平均操作壓力： kPa.；2、平均摩爾質(zhì)量的計算塔頂平均摩爾質(zhì)量： x1=0.983 y1=xDMVDM78.11+(1-0.993) 92.13=78.21 kg/kmol；MLDM=0.983 78.11+(1-0.983 ) 9

12、2.13=78.35 kg/kmol；進料板平均摩爾質(zhì)量：xF=0.388 yFMVFM )92.13= kg/kmol；MLFM=78.11+(1-0.388) 92.13=86.69 kg/kmol；塔底平均摩爾質(zhì)量：xW=0.00589 yWMVWM )92.13=91.93 kg/kmol；MLWM78.11+(1-0.00589) 92.13=92.05 kg/kmol；精餾段平均摩爾質(zhì)量： kg/kmol； kg/kmol；提餾段平均摩爾質(zhì)量： kg/kmol； kg/kmol；3、平均密度計算1氣相平均密度計算：精餾段： kg/m3；提餾段： kg/m3；（2） 液相平均密度計算

13、：1） 塔頂液相平均密度：tD=80.44, 根據(jù)有機液體相對密度共線圖查得：kg/m3，kg/m3； kg/m3；2進料口液相平均密度：tF=, 根據(jù)有機液體相對密度共線圖查得：kg/m3，kg/m3； kg/m3；3） 塔底液相平均密度：tW=3, 根據(jù)有機液體相對密度共線圖查得：kg/m3，kg/m3； kg/m3；故：精餾段液相平均密度： kg/m3；提餾段液相平均密度： kg/m3；4、液體平均外表張力的計算表3-6溫度 8090100110120外表張力dyne/cm苯甲苯根據(jù)上表作出苯的外表張力與溫度的關(guān)系圖和甲苯的外表張力與溫度的關(guān)系圖如下：液相混合物外表張力，按下式求取：混合

14、物的外表張力，mN/m: i組分的等張比容；P苯: 205.1 P甲苯：混合物液相摩爾濃度，mol/cm3：混合物氣相摩爾濃度，mol/cm3（1） 塔頂液相平均外表張力： tD=80.44 x13 y1=xD mN/m；2進料板液相平均外表張力：tF=, xF=0.388 yF （3） 塔底液相平均外表張力：tW=3, xW=0.00589 yW3 故：精餾段液相平均外表張力： kg/m3；提餾段液相平均外表張力： kg/m3；5、液相平均粘度的計算 按下式求?。篿組分粘度：i組分摩爾分率（1） 塔頂液相平均粘度：tD=80.44,根據(jù)液體粘度共線圖查得：， ； （2） 進料口液相平均粘度：

15、tF=, 根據(jù)液體粘度共線圖查得：， ；（3） 塔底液相平均粘度：tW=3, 根據(jù)液體粘度共線圖查得： ， ；故：精餾段液相平均粘度： mPa S；提餾段液相平均粘度： mPa S；3.6精餾塔塔體工藝尺寸計算1、板間距和塔徑的計算板間距的大小與液泛和霧沫夾帶有密切的關(guān)系。板距取大些，塔可允許氣流以較高的速度通過，對完成一定生產(chǎn)任務(wù)，塔徑可較??；反之，所需塔徑就要增大些。板間距取得大，還對塔板效率、操作彈性及安裝檢修有利。但板間距增大以后，會增加塔身總高度，增加金屬耗量，增加塔基、支座等的負荷，從而又會增加全塔的造價。初選板間距時可參考下表所列的推薦值。表3-8 板間距與塔徑關(guān)系塔徑D, m塔

16、板間距HT mm200300250350350450450600精餾段：精餾段的氣相體積流率：m3/s精餾段的液相體積流率： m3/s橫坐標(biāo)取塔板間距HT= m，板上液層高度hL=,那么 m由?常用化工單元設(shè)備的設(shè)計?圖4-9 篩板塔的泛點關(guān)聯(lián)圖得：C20 m/s取平安系數(shù)為0.7，那么空塔氣速= m/sm按標(biāo)準(zhǔn)塔徑圓整后=0.763m (公稱外徑取775mm,壁厚取6mm的管)塔截面積 m2實際空塔氣速 m/s校核：實際空塔氣速/最大氣速在0.60.8范圍內(nèi)符合要求。提餾段同理可得： V=V=(R+1)D=(2.50+1)×koml/h 其中D為塔頂產(chǎn)品流量提餾段的氣相體積流率：

17、m3/s提餾段的液相體積流率： m3/s橫坐標(biāo)取塔板間距HT= m，板上液層高度hL=0.06 m,那么 m由史密斯圖得： m/s取平安系數(shù)為0.7，那么空塔氣速= m/sm按標(biāo)準(zhǔn)塔徑圓整后=38m (公稱外徑取864mm,壁厚取13mm的管) 塔截面積 m2實際空塔氣速 m/s經(jīng)核算，實際空塔氣速與最大氣速之比，在0.60.8范圍內(nèi)，滿足要求。2、精餾塔有效高度的計算精餾段有效高度： m提餾段有效高度： m 精餾塔有效高度： m它包括板間距的初估，塔徑的計算，塔板液流型式確實定，板上清液高度、堰長、堰高的初估與計算，降液管的選型及系列參數(shù)的計算，塔板布置和篩板的篩孔和開孔率，最后是水力校核和

18、負荷性能圖。1、溢流裝置計算因為=0.763，=0.838，可選用單溢流弓形降液管，采用凹形受液盤，各項計算如下：(1) 堰長單溢流型塔板堰長一般取為0.60.8D，所以取=0.7D精餾段堰長取=0.534m 提餾段堰長取38= m(2)溢流堰高度精餾段：由,選用平直堰。堰上液層高度，其中E近似為1。那么。取板上清液層高度hL=60 mm，故有精餾段溢流堰高度：提餾段同理：校核：綜上可知<、<6m, 、也符合下面的參考表本設(shè)計常壓操作故本設(shè)計的堰長、板上清液層高度hL的選取合理.3弓形降液管寬度Wd和截面積Af由,查表得：，精餾段： ；提餾段： ； ；驗證液體在降液管內(nèi)的停留時間，

19、即：精餾段： s > 5 s提餾段： s > 5 s故降液管設(shè)計合理。（1） 降液管底隙高度為了保證良好的液封，又不使得液流阻力太大，一般取為精餾段： >0.02 0.025m提餾段： >0.02 0.025m液體流過底隙的流速u隙精餾段：提餾段： 2、塔板布置1塔板的分塊：因<800mm, 在800mm到900 mm之間，應(yīng)選整版式塔板。2安定區(qū)對于篩板塔，=取50100mm之間，小塔取較小值，那么取=5m。3邊緣區(qū)篩板塔一般取5060mm，那么取=m4開孔區(qū)面積對于單流型塔板： 式中： ：孔區(qū)面積，；精餾段： 提餾段： =0.331（5） 篩孔數(shù)的計算及其排列

20、所處理的物系無腐蝕性，可選用碳鋼板，取篩孔直徑。篩孔按正三角形排列，取孔中心距 篩孔數(shù)目 精餾段 提留段 開孔率為 氣體通過篩孔的氣速為 精餾段 提留段 3. 篩板的流體力學(xué)驗算1塔板壓降1干板阻力計算 有查圖得故 精餾段 液注提留段 液注2氣體通過液層阻力計算精餾段 查圖得故液注提留段查圖得故液注（3） 液體外表張力的阻力計算液體外表張力所產(chǎn)生的阻力計算精餾段氣體通過每層塔板的液注高度 液注氣體通過每層塔板的壓降為<1kpa提留段氣體通過每層塔板的液注高度 液注氣體通過每層塔板的壓降為<1Kpa 2、 液面落差對于篩板塔，液面落差很小，且塔徑和液流量均不大，故可忽略液面落差的影響

21、。3、 液沫夾帶液沫夾帶計算 精餾段 故 <故在本設(shè)中液沫夾帶量在允許的范圍內(nèi)提留段m<故在本設(shè)中液沫夾帶量在允許的范圍內(nèi)4、 漏液 精餾段 =實際孔速穩(wěn)定系數(shù) 故無明顯漏液提留段 =實際孔速穩(wěn)定系數(shù) 5、 液泛為防止塔內(nèi)發(fā)生液泛，降液管內(nèi)液層高應(yīng)服從苯-甲苯物系屬一般物系，取那么精餾段 故不會發(fā)生液泛現(xiàn)象提留段 故不會發(fā)生液泛現(xiàn)象3.9塔板負荷性能圖1. 漏液線精餾段， ，得： =在操作范圍內(nèi)任取幾個值 帶入提留段 =在操作范圍內(nèi)任取幾個值 帶入7057968695929由此表數(shù)據(jù)即可作出漏夜線(1)。 以為限，求關(guān)系如下 精餾段 ， 整理得提留段 ， 整理得對于平直埯，取液層高

22、度作為最小液體負荷標(biāo)準(zhǔn)對于精餾段提留段 據(jù)此可作出與氣體流量無關(guān)的垂直液相負荷下限線。4、液相負荷上限線對于精餾段、提留段以作為液體在降壓管中停留的時間的下限 精餾段 提留段 據(jù)此，可作出與氣體流量無關(guān)的垂直液相負荷上限線。5、 液泛線令：， ， 聯(lián)立得： 忽略，將與，與，與的關(guān)系式代入上式，并整理得 對于精餾段 對于提留段 6、操作線精餾段：以為斜率作過原點的直線，即為塔板工作線。提餾段：以為斜率，作過原點的直線。7、負荷性能圖對于精餾段 點P為設(shè)計點， =0.380m/s,氣相負荷下限=m/s。故精餾段操作彈性為： 上操作彈性： 下操作彈性：。對于提留段P為設(shè)計點， =5m/s,氣相負荷下

23、限=80m/s。本設(shè)計提餾段的操作彈性：上操作彈性：下操作彈性：3.10 主要尺寸確定及熱量橫算1、塔底高度、塔頂高及塔總高計算 理論板數(shù)為塊不含塔釜，實際塔板數(shù)為塊，精餾段17塊，第18塊為進料板，取, m。設(shè)釜液在釜底停留時間為12min，考慮到釜液波動，此外再考慮塔頂端上方的氣液別離空間高度均取為，以減少出口氣體帶量。本設(shè)計為清潔物料,精餾段共17塊，以每隔6到8塊板設(shè)一個人孔，那么精餾段有2個人孔 (即)；提餾段共19塊，以每隔6到8塊板設(shè)一個人孔，那么提餾段有2個人孔 (即)；人孔處塔間距，人孔高m。進料段高度取m封頭m裙座 塔底空間=3m 塔的總高度為m2、主要接管尺寸確定 1進料

24、管 采用料液由泵流入塔內(nèi)，進料管內(nèi)流速可取m/s，取 m 經(jīng)過圓整后取管型號:公稱外徑為mm，公稱壁厚為mm的鋼管。把圓整后的=代入校核m/s在范圍中。2回流管： 常壓采用強制回流，流速可取1.5m/s，取那么：m 經(jīng)過圓整后取管型號：公稱外徑為mm，公稱壁厚為mm的鋼管。把圓整后的代入校核得m/s3塔頂蒸汽出口管徑 常壓下常壓塔蒸汽流速可取1220m/s，取, 那么：m 經(jīng)過圓整后取管型號: 公稱外徑為mm，公稱壁厚為mm的鋼管。圓整取,校核m/s在范圍內(nèi)。4塔底殘液排出管管徑 殘液在管內(nèi)流速流速可取0.5/s，取m 經(jīng)過圓整后取管型號：公稱外徑為，公稱壁厚為,校核=2m/s在范圍內(nèi)5塔底蒸

25、汽排出管管徑 取蒸汽在管內(nèi)流速取 經(jīng)過圓整后取管型號：稱外徑為，公稱壁厚為的鋼管。圓整取,校核u=/s3、熱量衡算 1、平均汽化熱溫度 8090100110120汽化熱kcal/kmol苯73537218707767766430甲苯83498216808079397794圖7溫度甲苯汽化熱、苯汽化熱關(guān)系圖 由上兩圖可知：；(1)塔頂平均汽化熱，帶入上兩式中：(2)進料口平均汽化熱 ，帶入上兩式中： (3)塔底平均汽化熱 ，帶入上兩式中：精餾塔：提餾段： 2、 熱負荷 塔頂：kal/h 塔底：kal/h3、冷卻劑與加熱劑消耗估算 1冷卻劑 用水作冷卻劑，水由30升高至45。水的比熱 冷卻水用量

26、冷凝器的換熱面積: 水蒸氣冷凝到油沸騰可取290870 w/(m2.k) (由教材P135，表4-11查得) ，現(xiàn)?。?， 那么： 2加熱劑 加熱蒸汽用量 再沸器的換熱面積為： 又：； 第4篇 計算結(jié)果列表序號工程數(shù)據(jù)精餾段提餾段1進料量Fkmol/h2餾出液量Dkmol/h3釜液流量Wkmol/h4塔頂溫度85塔釜溫度6進料溫度7液相分率q18最小回流比Rmin9操作回流比R10理論板數(shù)N911理論加料板位置第10塊12全塔效率ET313實際塔板數(shù)Np171914實際加料板位置第18塊15液相流量L m3/s m3/s16氣相流量V m3/s m3/s17液泛氣速umaxm/s m/s18實際空塔氣速um/s m/s19塔徑D763mm838mm20板間距HT21板上清液層高度hL22堰長 23堰液頭how0938m151m24溢流堰高506m449m25底隙homm26無效區(qū)Wc527邊緣區(qū)Wsm28開孔區(qū)面積am2m2