苯-甲苯連續(xù)精餾浮閥塔課程設(shè)計

1、實用標(biāo)準(zhǔn)文案設(shè)計任務(wù)書設(shè)計題目：苯甲苯連續(xù)精餾浮閥塔設(shè)計設(shè)計條件：常壓：p 1atm處理量：100Kmol h進料組成：xf0.45餾出液組成：xd0.98釜液組成：xw0.02 （以上均為摩爾分率）塔頂全凝器：泡點回流回流比：R(1.1 2.0)Rmin加料狀態(tài)：q0.96單板壓降：0.7kpa設(shè)計要求：(1)完成該精餾塔的工藝設(shè)計（包括物料衡算、熱量衡算、篩板塔的設(shè)計算）。(2) 畫出帶控制點的工藝流程圖、塔板負荷性能圖、精餾塔工藝條件圖。(3) 寫出該精餾塔的設(shè)計說明書，包括設(shè)計結(jié)果匯總和設(shè)計評價。精彩文檔實用標(biāo)準(zhǔn)文案目錄摘要.I緒論.1設(shè)計方案的選擇和論證 .3第一章塔板的工藝計算 .

2、51.1基礎(chǔ)物性數(shù)據(jù) .51.2精餾塔全塔物料衡算 .51.2.1已知條件 .51.2.2物料衡算 .51.2.3平衡線方程的確定 .61.2.4求精餾塔的氣液相負荷 .71.2.5操作線方程 .71.2.6用逐板法算理論板數(shù) .71.2.7實際板數(shù)的求取 .81.3精餾塔的工藝條件及有關(guān)物性數(shù)據(jù)的計算.91.3.1進料溫度的計算 .91.3.2操作壓力的計算 .錯誤！未定義書簽。1.3.3平均摩爾質(zhì)量的計算 .91.3.4平均密度計算 .101.3.5液體平均表面張力計算 .111.3.6液體平均粘度計算 .121.4精餾塔工藝尺寸的計算 .121.4.1塔徑的計算 .121.4.2精餾塔有

3、效高度的計算 .141.5塔板主要工藝尺寸的計算 .141.5.1溢流裝置計算 .141.6浮閥數(shù)目、浮閥排列及塔板布置.151.7塔板流體力學(xué)驗算 .161.7.1計算氣相通過浮閥塔板的靜壓頭降hf .161.7.2計算降液管中清夜層高度 Hd .171.7.3計算霧沫夾帶量 eV .181.8塔板負荷性能圖 .191.8.1霧沫夾帶線 .191.8.2液泛線 .191.8.3液相負荷上限線 .211.8.4漏液線 .211.8.5液相負荷下限線 .211.9小結(jié) .22第二章熱量衡算 .232.1相關(guān)介質(zhì)的選擇 .232.1.1加熱介質(zhì)的選擇 .232.1.2冷凝劑 .232.2熱量衡算

4、.23第三章輔助設(shè)備 .28精彩文檔實用標(biāo)準(zhǔn)文案3.1冷凝器的選型 .283.1.1計算冷卻水流量 .283.1.2冷凝器的計算與選型 .283.2冷凝器的核算 .293.2.1管程對流傳熱系數(shù) 1 .293.2.2計算殼程流體對流傳熱系數(shù) 0.303.2.3污垢熱阻 .313.2.4核算傳熱面積 .313.2.5核算壓力降 .31第四章塔附件設(shè)計 .344.1接管 .344.1.1進料管 .344.1.2回流管 .344.1.3塔底出料管 .344.1.4塔頂蒸氣出料管 .354.1.5塔底進氣管 .354.2筒體與封頭 .354.2.1筒體 .354.2.2封頭 .354.3除沫器.354

5、.4裙座 .364.5人孔 .364.6塔總體高度的設(shè)計 .364.6.1塔的頂部空間高度 .364.6.2塔的底部空間高度 .374.6.3塔立體高度 .37設(shè)計結(jié)果匯總 .38結(jié)束語 .39參考文獻.40主要符號說明 .41附 錄 .43精彩文檔實用標(biāo)準(zhǔn)文案摘要化工生產(chǎn)常需進行二元液相混合物的分離以達到提純或回收有用組分的目的，精餾是利用液體混合物中各組分揮發(fā)度的不同并借助于多次部分汽化和多次部分冷凝達到輕重組分分離目的的方法。精餾操作在化工、石油化工、輕工等工業(yè)生產(chǎn)中占有重要的地位。為此，掌握氣液相平衡關(guān)系，熟悉各種塔型的操作特性，對選擇、設(shè)計和分析分離過程中的各種參數(shù)是非常重要的。塔設(shè)

6、備是化工、煉油生產(chǎn)中最重要的設(shè)備類型之一。本次設(shè)計的浮閥塔是化工生產(chǎn)中主要的氣液傳質(zhì)設(shè)備。此設(shè)計針對二元物系的精餾問題進行分析、選取、計算、核算、繪圖等，是較完整的精餾設(shè)計過程，該設(shè)計方法被工程技術(shù)人員廣泛的采用。本設(shè)計書對苯和甲苯的分離設(shè)備浮閥精餾塔做了較詳細的敘述，主要包括：工藝計算，輔助設(shè)備計算 , 塔設(shè)備等的附圖。采用浮閥精餾塔，塔高13.11 米，塔徑 1.4 米，按逐板計算理論板數(shù)為25。算得全塔效率為 0.534。塔頂使用全凝器，部分回流。精餾段實際板數(shù)為 13，提餾段實際板數(shù)為 12。實際加料位置在第 13 塊板 ( 從上往下數(shù) ) ，操作彈性為 3.43。通過板壓降、漏液、液

7、泛、霧沫夾帶的流體力學(xué)驗算，均在安全操作范圍內(nèi)。塔的附屬設(shè)備中，所有管線均采用無縫鋼管。再沸器采用臥式浮頭式換熱器。用140飽和蒸汽加熱，用15循水作冷凝劑。飽和蒸汽走管程，釜液走殼程。關(guān)鍵詞 ：苯 _甲苯、精餾、圖解法、負荷性能圖、精餾塔設(shè)備結(jié)構(gòu)精彩文檔實用標(biāo)準(zhǔn)文案緒論化工生產(chǎn)中常需進行液體混合物的分離以達到提純或回收有用組分的目的?；ト芤后w混合物的分離有多種方法，蒸餾及精餾是其中最常用的一種。蒸餾是分離均相混合物的單元操作之一，精餾是最常用的蒸餾方式，是組成化工生產(chǎn)過程的主要單元操作。為實現(xiàn)高純度的分離已成為蒸餾方法能否廣泛應(yīng)用的核心問題，為此而提出了精餾過程。精餾的核心是回流，精餾操作的

8、實質(zhì)是塔底供熱產(chǎn)生蒸汽回流，塔頂冷凝造成液體回流。我們工科大學(xué)生應(yīng)具有較高的綜合能力、解決實際生產(chǎn)問題的能力和創(chuàng)新的能力。課程設(shè)計是一次讓我們接觸并了解實際生產(chǎn)的大好機會，我們應(yīng)充分利用這樣的機會去認真去對待。而新穎的設(shè)計思想、科學(xué)的設(shè)計方法和優(yōu)秀的設(shè)計作品是我們所應(yīng)堅持努力的方向和追求的目標(biāo)。浮閥塔盤自 20 世紀 50 年代初期開發(fā)以來，由于制造方便及其性能上的優(yōu)點，很多場合已取代了泡罩塔盤。這類塔盤的塔盤板開有閥孔，安置了能在適當(dāng)范圍內(nèi)上下浮動的閥片，其形狀有圓形、條形及方形等。由于浮閥與塔盤板之間的流通面積能隨氣體負荷的變動而自動調(diào)節(jié)，因而在較寬的氣體負荷范圍內(nèi)，均能保持穩(wěn)定操作。氣體

9、在塔盤板上以水平方向吹出，氣液接觸時間長，霧沫夾帶量少，液面落差也較小。與泡罩塔盤相比，處理能力較大，壓力降較低，而塔板效率較高，缺點是閥孔易磨損，閥片易脫落。操作氣速不可能會很高，因為會產(chǎn)生嚴重的霧沫夾帶，這就限制了生產(chǎn)能力的進一步提高。具有代表性的浮閥塔有 F1 型（ V1 型）浮閥塔板、重盤式浮閥塔、盤式浮閥、條形浮閥及錐心形浮閥等。精彩文檔實用標(biāo)準(zhǔn)文案設(shè)計方案的選擇和論證1 設(shè)計流程本設(shè)計任務(wù)為分離苯 _甲苯混合物。對于二元混合物的分離， 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入精餾塔內(nèi)。塔頂上升蒸氣采用全凝器冷凝，冷凝液在泡點下一部分回流至塔內(nèi)，其余部

10、分經(jīng)產(chǎn)品冷凝器冷卻后送至儲罐。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。塔釜采用間接蒸汽加熱，塔底產(chǎn)品經(jīng)冷卻后送至儲罐。連續(xù)精餾塔流程流程圖連續(xù)精餾流程附圖圖 1-1 流程圖2 設(shè)計思路在本次設(shè)計中，我們進行的是苯和甲苯二元物系的精餾分離，簡單蒸餾和平衡蒸餾只能達到組分的部分增濃，如何利用兩組分的揮發(fā)度的差異實現(xiàn)高純度分離，是精餾塔的基本原理。實際上，蒸餾裝置包括精餾塔、原料預(yù)熱器、蒸餾釜、冷凝器、釜液冷卻器和產(chǎn)品冷卻器等設(shè)備。蒸餾過程按操作方式不同，分為連續(xù)蒸餾和間歇蒸餾，我們這次所用的就是浮閥式連續(xù)精餾塔。蒸餾是物料在塔內(nèi)的多次部分汽化與多次部分冷凝所實現(xiàn)分離的

11、。熱量自塔釜輸入，由冷凝器和冷卻器中的冷卻介質(zhì)將余熱帶走。在此過程中，熱能利用率很低，有時后可以考慮將余熱再利用，在此就不敘述。要保持塔的穩(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。塔頂冷凝器可采用全凝器、分凝器- 全能器連種不同的設(shè)置。在這里準(zhǔn)備用全凝器，因為可精彩文檔實用標(biāo)準(zhǔn)文案以準(zhǔn)確的控制回流比。此次設(shè)計是在常壓下操作。 因為這次設(shè)計采用間接加熱，所以需要再沸器?；亓鞅仁蔷s操作的重要工藝條件。選擇的原則是使設(shè)備和操作費用之和最低。在設(shè)計時要根據(jù)實際需要選定回流比。塔板工藝計算流體力學(xué)驗算塔負荷性能圖全塔熱量衡算塔附屬設(shè)備計算圖 1-2設(shè)計思路流程圖1、本設(shè)計采用連續(xù)精餾操作方

12、式。 2、常壓操作。 3、泡點進料。 4、間接蒸汽加熱。 5、選R=2.0Rmin。6、塔頂選用全凝器。 7、選用浮閥塔。在此使用浮閥塔，浮閥塔塔板是在泡罩塔板和篩孔塔板的基礎(chǔ)上發(fā)展起來的，它吸收了兩者的優(yōu)點，其突出優(yōu)點是可以根據(jù)氣體的流量自行調(diào)節(jié)開度， 這樣就可以避免過多的漏液。另外還具有結(jié)構(gòu)簡單，造價低，制造方便，塔板開孔率大，生產(chǎn)能力大等優(yōu)點。浮閥塔一直成為化工生中主要的傳質(zhì)設(shè)備，其多用不銹鋼板或合金 。近年來所研究開發(fā)出的新型浮閥進一步加強了流體的導(dǎo)向作用和氣體的分散作用， 使氣液兩相的流動接觸更加有效， 可顯著提高操作彈性和效率。從苯甲苯的相關(guān)物性中可看出它們可近似地看作理想物系。而

13、且浮閥與塔盤板之間的流通面積能隨氣體負荷的變動而自動調(diào)節(jié)，因而在較寬的氣體負荷范圍內(nèi)，均能保持穩(wěn)定操作。氣體在塔盤板上以水平方向吹出，氣液接觸時間長，霧沫夾帶量少，液面落差也較小。精彩文檔實用標(biāo)準(zhǔn)文案第一章塔板的工藝設(shè)計1.1 基礎(chǔ)物性數(shù)據(jù)表 1-1苯、甲苯的粘度溫度020406080100120苯 mPa s0.6380.4850.3810.3080.2550.215甲苯 mPa s0.7580.580.4590.3730.3110.2640.228表 1-2苯、甲苯的密度溫度020406080100120苯 kg / m3-877.4857.3836.6815.0792.5767.9甲苯

14、kg / m3885.6867.0848.2829.3 810.0790.3770.0表 1-3苯、甲苯的表面張力溫度020406080100120苯 mN / m31.6028.8026.2523.7421.27 18.8516.49甲苯 mN / m30.8928.5426.2223.9421.69 19.4917.34表 1-4溫度苯kJ / (kmol k)甲苯 kJ / ( kmol k )表 1-5溫度20苯kJ / kg431.1甲苯kJ / kg412.71.2 物料衡算1.2.1 塔的物料衡算苯、甲苯的摩爾定比熱容05010015072.789.7104.8118.193.3

15、113.3131.0146.6苯、甲苯的汽化潛熱406080100120420.0407.7394.1379.3363.2402.1391.0379.4367.1354.2（1）苯的摩爾質(zhì)量：M A78.11 kg / kmol甲苯的摩爾質(zhì)量：M B =92.13 kg / kmol精彩文檔實用標(biāo)準(zhǔn)文案2M F0.4578.11(10.45)92.1385.82kg / kmolM D0.9878.11(10.98)92.1378.39kg / kmolM W0.0278.11(10.02)92.1391.86kg / kmol3FDWDW1001 Dx D Wxw FxFD 0.98 W 0

16、.02 100 0.452D+W=1000.98D+0.02W=0.45100 D= 44.79 kmol / hW= 55.21kmol / h1.2.21-m1210101-6 101.3kPat-x-y0.00.0110.60.5920.78989.40.0880.212106.10.7000.85386.80.2000.370102.20.8030.91484.40.3000.50098.60.9030.95782.30.3970.61895.20.9500.97981.20.4890.71092.11.001.0080.2xA / x B=0.212 /(10.212)= 2.791

17、=0.088 /(10.088)yA / y B23456789102.352.332.462.562.582.492.612.392.45從而推出m2.50精彩文檔所以平衡線方程y實用標(biāo)準(zhǔn)文案x2.5x1(1)x11.5x因為 q=0.96 即exFye2.50.450.6721.510.45RminxDye0.98 0.672yexe0.6721.390.42取操作回流比 R2Rmin2.78 。1.2.4 求精餾塔的氣液相負荷LRD2.78 44.79124.52 kmol / hV( R1) D (2.781)44.79 169.31kmol / hL'LF124.521002

18、24.52kmol / hV 'V169.31kmol / h1.2.5 操作線方程精餾段操作線方程為：RxD2.780.98yn 1R 1xnR 1 2.78 1 xn2.78 1yn 10.735xn0.259提餾段操作線方程為：yn 1L'Wxw224.5255.210.02 1.3260.0065xnV 'xnxnV'169.31169.311.2.6 用逐板法算理論板數(shù)y1xDy1x12.5x1x1y10.980.9511 (1) x11 1.5x1( 1)xD2.5 1.5 0.98y20.7350.9510.2590.958x2y20.9580.9

19、01(1) y22.5 1.5 0.958同理可算出如下值：精彩文檔實用標(biāo)準(zhǔn)文案y30.921; x3 0.824y40.865; x40.719y50.787; x50.597y60.698; x60.480y70.612; x70.387x f0.45所以第 7塊板上進料，以后將數(shù) 據(jù)代入提餾段方程中。y81.326 0.387 0.00650.507; x80.5071.50.2912.50.507y90.379; x90.196y100.253; x100.119y110.151; x110.0664y120.0931; x120.0392y130.0454; x130.0187 xw 0.02所以總理論板數(shù)為 NT13 塊（包括再沸器），第 7 塊板上進料。1.2.7 實際板數(shù)的求取由苯與甲苯不同溫度下的平衡組成作出其二元液相圖。由圖可知 xw0.02 對應(yīng)的溫度為塔底溫度，查得為 tW109.6 。苯：06.0311211log PAt220.8由它們的安托因方程21345甲苯：06.08log p B219.5txDppB00.9