苯-甲苯連續(xù)精餾浮閥塔課程設(shè)計(jì)

1、實(shí)用標(biāo)準(zhǔn)文案設(shè)計(jì)任務(wù)書設(shè)計(jì)題目：苯甲苯連續(xù)精餾浮閥塔設(shè)計(jì)設(shè)計(jì)條件：常壓：p 1atm處理量：100Kmol h進(jìn)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(diǎn)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(jì)要求：(1)完成該精餾塔的工藝設(shè)計(jì)（包括物料衡算、熱量衡算、篩板塔的設(shè)計(jì)算）。(2) 畫出帶控制點(diǎn)的工藝流程圖、塔板負(fù)荷性能圖、精餾塔工藝條件圖。(3) 寫出該精餾塔的設(shè)計(jì)說明書，包括設(shè)計(jì)結(jié)果匯總和設(shè)計(jì)評(píng)價(jià)。精彩文檔實(shí)用標(biāo)準(zhǔn)文案目錄摘要.I緒論.1設(shè)計(jì)方案的選擇和論證 .3第一章塔板的工藝計(jì)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(fù)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(shí)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(jì)算.91.3.1進(jìn)料溫度的計(jì)算 .91.3.2操作壓力的計(jì)算 .錯(cuò)誤！未定義書簽。1.3.3平均摩爾質(zhì)量的計(jì)算 .91.3.4平均密度計(jì)算 .101.3.5液體平均表面張力計(jì)算 .111.3.6液體平均粘度計(jì)算 .121.4精餾塔工藝尺寸的計(jì)算 .121.4.1塔徑的計(jì)算 .121.4.2精餾塔有

3、效高度的計(jì)算 .141.5塔板主要工藝尺寸的計(jì)算 .141.5.1溢流裝置計(jì)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(yàn)算 .161.7.1計(jì)算氣相通過浮閥塔板的靜壓頭降hf .161.7.2計(jì)算降液管中清夜層高度 Hd .171.7.3計(jì)算霧沫夾帶量 eV .181.8塔板負(fù)荷性能圖 .191.8.1霧沫夾帶線 .191.8.2液泛線 .191.8.3液相負(fù)荷上限線 .211.8.4漏液線 .211.8.5液相負(fù)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(shí)用標(biāo)準(zhǔn)文案3.1冷凝器的選型 .283.1.1計(jì)算冷卻水流量 .283.1.2冷凝器的計(jì)算與選型 .283.2冷凝器的核算 .293.2.1管程對(duì)流傳熱系數(shù) 1 .293.2.2計(jì)算殼程流體對(duì)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(jì) .344.1接管 .344.1.1進(jìn)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(jìn)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(jì) .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(jì)結(jié)果匯總 .38結(jié)束語 .39參考文獻(xiàn).40主要符號(hào)說明 .41附 錄 .43精彩文檔實(shí)用標(biāo)準(zhǔn)文案摘要化工生產(chǎn)常需進(jìn)行二元液相混合物的分離以達(dá)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(dá)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(duì)選擇、設(shè)計(jì)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(jì)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(jì)針對(duì)二元物系的精餾問題進(jìn)行分析、選取、計(jì)算、核算、繪圖等，是較完整的精餾設(shè)計(jì)過程，該設(shè)計(jì)方法被工程技術(shù)人員廣泛的采用。本設(shè)計(jì)書對(duì)苯和甲苯的分離設(shè)備浮閥精餾塔做了較詳細(xì)的敘述，主要包括：工藝計(jì)算，輔助設(shè)備計(jì)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(jì)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(shí)際板數(shù)為 13，提餾段實(shí)際板數(shù)為 12。實(shí)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(yàn)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(fù)荷性能圖、精餾塔設(shè)備結(jié)構(gòu)精彩文檔實(shí)用標(biāo)準(zhǔn)文案緒論化工生產(chǎn)中常需進(jìn)行液體混合物的分離以達(dá)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(shí)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(shí)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(shí)際生產(chǎn)問題的能力和創(chuàng)新的能力。課程設(shè)計(jì)是一次讓我們接觸并了解實(shí)際生產(chǎn)的大好機(jī)會(huì)，我們應(yīng)充分利用這樣的機(jī)會(huì)去認(rèn)真去對(duì)待。而新穎的設(shè)計(jì)思想、科學(xué)的設(shè)計(jì)方法和優(yōu)秀的設(shè)計(jì)作品是我們所應(yīng)堅(jiān)持努力的方向和追求的目標(biāo)。浮閥塔盤自 20 世紀(jì) 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(diǎn)，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(dòng)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(fù)荷的變動(dòng)而自動(dòng)調(diào)節(jié)，因而在較寬的氣體負(fù)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(shí)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(diǎn)是閥孔易磨損，閥片易脫落。操作氣速不可能會(huì)很高，因?yàn)闀?huì)產(chǎn)生嚴(yán)重的霧沫夾帶，這就限制了生產(chǎn)能力的進(jìn)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(shí)用標(biāo)準(zhǔn)文案設(shè)計(jì)方案的選擇和論證1 設(shè)計(jì)流程本設(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， 采用連續(xù)精餾流程。設(shè)計(jì)中采用泡點(diǎn)進(jìn)料，將原料液通過預(yù)熱器加熱至泡點(diǎn)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(diǎn)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(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。塔釜采用間接蒸汽加熱，塔底產(chǎn)品經(jīng)冷卻后送至儲(chǔ)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(jì)思路在本次設(shè)計(jì)中，我們進(jìn)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(dá)到組分的部分增濃，如何利用兩組分的揮發(fā)度的差異實(shí)現(xiàn)高純度分離，是精餾塔的基本原理。實(shí)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(shí)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(shí)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?yàn)榭删饰臋n實(shí)用標(biāo)準(zhǔn)文案以準(zhǔn)確的控制回流比。此次設(shè)計(jì)是在常壓下操作。 因?yàn)檫@次設(shè)計(jì)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(fèi)用之和最低。在設(shè)計(jì)時(shí)要根據(jù)實(shí)際需要選定回流比。塔板工藝計(jì)算流體力學(xué)驗(yàn)算塔負(fù)荷性能圖全塔熱量衡算塔附屬設(shè)備計(jì)算圖 1-2設(shè)計(jì)思路流程圖1、本設(shè)計(jì)采用連續(xù)精餾操作方

12、式。 2、常壓操作。 3、泡點(diǎn)進(jìn)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(diǎn)，其突出優(yōu)點(diǎn)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(jià)低，制造方便，塔板開孔率大，生產(chǎn)能力大等優(yōu)點(diǎn)。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(jìn)一步加強(qiáng)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(dòng)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(fù)荷的變動(dòng)而自動(dòng)調(diào)節(jié)，因而在較寬的氣體負(fù)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(shí)間長，霧沫夾帶量少，液面落差也較小。精彩文檔實(shí)用標(biāo)準(zhǔn)文案第一章塔板的工藝設(shè)計(jì)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(shí)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(shí)用標(biāo)準(zhǔn)文案x2.5x1(1)x11.5x因?yàn)?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(fù)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(shí)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(jìn)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(jìn)料。1.2.7 實(shí)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(duì)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