化工原理課程設(shè)計(jì)苯甲苯連續(xù)篩板式精餾塔的設(shè)計(jì)

1、 化工原理 課 程 設(shè) 計(jì)題目： 苯-甲苯二元物系篩板式精餾塔的設(shè)計(jì) 化工原理課程設(shè)計(jì)任務(wù)書 一 設(shè)計(jì)題目：苯-甲苯連續(xù)篩板式精餾塔的設(shè)計(jì)二 任務(wù)要求 設(shè)計(jì)一連續(xù)篩板精餾塔以分離苯和甲苯，具體工藝參數(shù)如下：原料加料量 F100kmol/h進(jìn)料組成 xF0.462餾出液組成 xD0.932釜液組成 xw0.032塔頂壓力 p100kpa單板壓降 0.7 kPa2 工藝操作條件：常壓精餾，塔頂全凝器，塔底間接加熱，泡點(diǎn)進(jìn)料，泡點(diǎn)回流。 三 主要設(shè)計(jì)內(nèi)容 1、設(shè)計(jì)方案的選擇及流程說明2、工藝計(jì)算3、主要設(shè)備工藝尺寸設(shè)計(jì) （1）塔徑及 精或提 餾段塔板結(jié)構(gòu)尺寸的確定 （2）塔板的流體力學(xué)校核 （3）塔

2、板的負(fù)荷性能圖 （4）總塔高4、輔助設(shè)備選型與計(jì)算5、設(shè)計(jì)結(jié)果匯總6、工藝流程圖及精餾塔設(shè)備條件圖目錄摘要化工生產(chǎn)常需要進(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，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部分冷凝達(dá)到輕重組分分離的方法。精餾操作在化工、石油化工、輕工等工業(yè)生產(chǎn)中中占有重要的地位。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(jì)和分析分離過程中的各種參數(shù)是非常重要的。塔設(shè)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)的篩板塔是化工生產(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

3、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。精餾設(shè)計(jì)包括設(shè)計(jì)方案的選取，主要設(shè)備的工藝設(shè)計(jì)計(jì)算物料衡算、熱量衡算、工藝參數(shù)的選定、設(shè)備的結(jié)構(gòu)設(shè)計(jì)和工藝尺寸的設(shè)計(jì)計(jì)算，輔助設(shè)備的選型，工藝流程圖，主要設(shè)備的工藝條件圖等內(nèi)容。通過對精餾塔的運(yùn)算，可以得出精餾塔的各種設(shè)計(jì)如塔的工藝流程、生產(chǎn)操作條件及物性參數(shù)是合理的，換熱器和泵及各種接管尺寸是合理的，以保證精餾過程的順利進(jìn)行并使效率盡可能的提高。關(guān)鍵詞：苯、甲苯、精餾段、提餾段、篩板塔。 第一章 緒論§1.1設(shè)計(jì)方案苯和甲苯的混合液是使用機(jī)泵經(jīng)原料預(yù)熱器加熱后，送入精餾塔。塔頂上升蒸汽采用全凝器冷凝后，冷凝液部分利用重力泡點(diǎn)回流；部分連

4、續(xù)采出經(jīng)冷卻器冷卻后送至產(chǎn)品罐。塔釜采用間接蒸汽加熱，塔底產(chǎn)品經(jīng)冷卻后送入貯槽。具體連續(xù)精餾流程參見下圖（圖1-2-1）：全凝器 回流 出料 乙胺二乙胺溶液 塔釜全塔物料衡算 §1.2 設(shè)計(jì)板數(shù)的確定篩板塔的設(shè)計(jì)畫篩板負(fù)荷性能圖熱量衡算附屬設(shè)備及主要附件的設(shè)計(jì)§1.3 選塔依據(jù) 篩板塔是現(xiàn)今應(yīng)用最廣泛的一種塔型，設(shè)計(jì)比較成熟，具體優(yōu)點(diǎn)如下：1) 結(jié)構(gòu)簡單、金屬耗量少、造價(jià)低廉.2) 氣體壓降小、板上液面落差也較小.3) 塔板效率較高.改進(jìn)的大孔篩板能提高氣速和生產(chǎn)能力，且不易堵塞塞孔.第二章 精餾塔的工藝設(shè)計(jì)2.1 精餾塔的物料衡算原料液及塔頂塔底產(chǎn)品的摩爾分率：進(jìn)料組成：

5、=0.45+0.001×(20-8)=0.462溜出液組成：=0.92+0.001×(20-8)=0.932釜液組成：=0.02+0.001×(20-8)=0.032進(jìn)料量F=100kmol/h總物料衡算： 即：易揮發(fā)組分物料衡算： 即：聯(lián)立解得：D=47.78kmol/h，W=52.22kmol/h2.1.2原料液及塔頂塔底產(chǎn)品的平均摩爾質(zhì)量：苯的摩爾質(zhì)量：kg/mol 甲苯的摩爾質(zhì)量：kg/mol=O.462×78.11+(1-0.462)×92.14=85.66kg/mol=0.932×78.11+(1-0.932)×

6、92.14=79.06kg/mol=0.032×78.11+(1-0.032)×92.14=91.69kg/mol2.2物性參數(shù)的計(jì)算2.2.1操作溫度的計(jì)算由苯-甲苯的氣液平衡關(guān)系表2-1知：（101.3kPa) 表2-1溫度 t/ 苯的摩爾分?jǐn)?shù)溫度t/苯的摩爾分?jǐn)?shù)液相x/氣相y/液相x/氣相y/110.4 0.0 0.0 90.0 58.4 77.8 106.0 10.8 23.2 86.0 73.8 87.6 102.0 21.0 39.9 84.082.4 92.1 98.0 32.2 54.3 82.0 91.5 96.4 94.0 44.6 66.8 81.0

7、96.3 98.5 92.0 51.2 72.5 80.2 100.0 100.0 下面用內(nèi)插法分別求塔頂，進(jìn)料，塔釜的溫度，分別用，表示：對于塔頂：=0.93，由氣液平衡關(guān)系表用內(nèi)插法求，即：塔頂溫度：= 解得：=81.65進(jìn)料溫度：= 解得：=93.52塔底溫度：= 解得：=109.10精餾段平均溫度：t=87.585提溜段平均溫度：t=101.312.2.2 相對揮發(fā)度的計(jì)算苯甲苯的飽和蒸汽壓可用安托因方程求解，即：Lg=A- 式中：t：物系溫度，單位： .：飽和蒸汽壓，A,B,C,Antoine常數(shù)，見如下表2-2 表2-2組分ABC苯(A)6.0231206.35220.24甲苯(B

8、)6.0781342.94219.58 即：苯-甲苯的安托因方程分別為：對于塔頂：=81.65，則 =6.023- =106.42Kpa =6.078- =41.35Kpa=2.574同理，塔底：=109.10 則 =6.023- =229.12Kpa =6.078- =97.52Kpa 解得：p=229.308kPa, p=97.230kPa=2.349相對揮發(fā)度為：=2.459從而得到相平衡方程:y= 泡點(diǎn)進(jìn)料：q=1，X=X=0.462，代入相平衡方程，得y=0.68最小回流比為：R=1.16R=（1.12.0）R，取R=1.8R=1.81.16=2.092.3 精餾塔汽液相負(fù)荷精餾段：

9、L=RD= 2.0947.78=99.86kmol/h V=(R+1)D=(2.09+1)47.78=147.64kmol/h提餾段：=L+qF=99.86+1100=199.86kmol/h kmol/h2.4 操作線方程的確定精餾段操作線方程的確定：= 提餾段操作線方程的確定 聯(lián)立以上兩式得：，2.5精餾塔理論塔板數(shù)的計(jì)算對于苯-甲苯物系，我采用了相平衡方程與操作線方程式逐板計(jì)算法求理論板數(shù)：精餾段操作線方程： （1）提溜段操作線方程： （2）平衡線方程： （3）由于是全凝器： 從第一塊塔板下降的液體組成由式（3）求得：第二塊板上升的氣相組成用式（1）求得：第二塊板下降的液相組成由（3）式

10、求得：用此法依次計(jì)算得:， ， ， <因?yàn)?所以第6塊板上升的氣相組成由提餾段操作線方程(2)求得:以此計(jì)算得：， ， ， ， ， 根據(jù)以上求解結(jié)果可得：總理論板數(shù)為 ，第6塊板為進(jìn)料板，精餾段理論板數(shù)為5塊，提餾段理論板數(shù)為6塊。2.6 板效率的計(jì)算對于進(jìn)料：=93.52 得：又 精餾段平均相對揮發(fā)度： 提餾段平均相對揮發(fā)度：由液體平均粘度公式： 可求得不同溫度下苯和甲苯的粘度對于苯(A)，其中， 即：當(dāng)時(shí)， 當(dāng)時(shí)， 對于甲苯(B)，其中， 即：當(dāng)時(shí)， 當(dāng)時(shí) 又精餾段的液相組成：提餾段的液相組成：精餾段平均液相粘度：提餾段的平均液相粘度:精餾段的板效率：提餾段的板效率：2.7實(shí)際板數(shù)的

11、計(jì)算及全塔效率的計(jì)算其中第11塊為加料版。全塔效率：第三章 板式塔主要工藝尺寸的設(shè)計(jì)計(jì)算 3.1 塔的工藝條件及物性的數(shù)據(jù)計(jì)算3.1.1 操作壓力的計(jì)算塔頂操作壓力 假設(shè)每層塔板壓降 進(jìn)料板壓力 精餾段平均壓力 塔釜壓力 進(jìn)料板壓力 提餾段平均壓力 3.1.2操作溫度計(jì)算=81.65 t=93.52 t=109.10精餾段平均溫度 提餾段平均溫度 3.1.3平均摩爾質(zhì)量的計(jì)算塔頂平均摩爾質(zhì)量的計(jì)算 由,?？芍哼M(jìn)料板平均摩爾質(zhì)量計(jì)算 由，塔釜平均摩爾質(zhì)量的計(jì)算 ·由，精餾段平均摩爾質(zhì)量的計(jì)算提餾段平均摩爾質(zhì)量的計(jì)算3.1.4平均密度氣相平均密度計(jì)算 由理想氣體狀態(tài)方程計(jì)算,即 精餾段

12、 提餾段液相平均密度計(jì)算液相平均密度依下式計(jì)算，即 塔頂液相平均密度的計(jì)算 ，得： 質(zhì)量分率為 則 進(jìn)料板液相平均密度的計(jì)算 ，得： 質(zhì)量分率為 則 塔底液相平均密度的計(jì)算 ，得： 質(zhì)量分率為 則 精餾段平均液相密度：提餾段平均液相密度：3.1.5液體平均表面張力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的計(jì)算： 得進(jìn)料板液相平均表面張力的計(jì)算： 得 塔釜液相平均表面張力的計(jì)算： 得 則:精餾段液相表面張力： 提餾段液相表面張力：3.1.5液體粘度計(jì)算 塔頂液相平均粘度計(jì)算 由 得 進(jìn)料板液相平均粘度計(jì)算 由 得 塔釜液相平均粘度計(jì)算 由 得 則： 3.2 精餾塔的主要工藝尺寸計(jì)算3.

13、2.1 塔徑 D的計(jì)算 (1)精餾段精餾段的氣液相體積流率：式中C由：求得由史密斯關(guān)聯(lián)圖得，圖的橫坐標(biāo)參數(shù)為：取板間距，板上液層高度，則：可得到：校正表面張力為 ： 液泛速度：取安全系數(shù)為0.70則空塔速度為：塔徑： 按標(biāo)準(zhǔn)塔徑圓整后為： 塔截面積為： 精餾實(shí)際空塔氣速為： (2)提餾段提餾段的氣液相體積流率：式中C由：求得由史密斯關(guān)聯(lián)圖查得，圖的橫坐標(biāo)參數(shù)為： 取板間距，板上液層高度，則：校正表面張力為： 液泛速度：取安全系數(shù)為0.70則空塔速度為：塔徑： 按標(biāo)準(zhǔn)塔徑圓整后為： 塔截面積為：提餾實(shí)際空塔氣速為: 3.2.2精餾塔有效高度的計(jì)算精餾段的有效高度為： 提餾段的有效高度為：在進(jìn)料板

14、上方開一人孔，其高度為0.8m，故精餾塔的有效高度為：3.3塔板主要工藝尺寸的計(jì)算3.3.1溢流裝置因塔徑，可選用單溢流，弓型降液管，凹行受液盤，不設(shè)進(jìn)口堰。溢流堰長堰流堰高度選用平直堰，堰上液高度由 計(jì)算近似取，則：精餾段：取板上清液層高度 故：提餾段：取板上清液層高度 故：弓形降液管的寬度與降液管的面積由 查圖 5-7得， 故： 液體在降液管中停留時(shí)間：精餾段 ，提餾段 ， 故降液管設(shè)計(jì)合理。3.3.2降液管底隙高度(1)精餾段 取液體通過降液管底隙的流速，依下式計(jì)算降液管底隙高度（2）提餾段取液體通過降液管底隙的流速，則：故降液管底隙高度設(shè)計(jì)合理。選選凹形受液盤，深度 3.4 塔板布置3

15、.4.1塔板的分塊 因D=1400mm>800mm,故塔板采用分塊式：表2-1塔徑mm800塔板分塊數(shù)3456因此,塔板分為4塊.邊緣區(qū)寬度確定: 精餾段:取 提餾段:取開孔區(qū)面積計(jì)算 開孔區(qū)面積 精餾段: 提餾段: 篩孔計(jì)算及其排列因?yàn)樗幚淼奈锵禑o腐蝕性,可選用碳鋼板,取篩孔直徑,篩孔按正三角排列,取孔中心距：精餾段: 篩孔數(shù)目為提餾段: 篩孔數(shù)目為 開孔率為精餾段氣體通過閥孔的氣速為提餾段氣體通過閥孔的氣速為3.5篩板的流體力學(xué)驗(yàn)算3.5.1塔板壓降干板阻力計(jì)算 由, 精餾段: 提餾段: 氣體通過液層的阻力計(jì)算 氣體通過液層的阻力 精餾段: 提餾段: 液體表面張力的阻力計(jì)算 精餾段

16、: 氣體通過每層塔板的液柱高度按下式計(jì)算 氣體通過每層塔板的壓降為： (設(shè)計(jì)允許值) 提餾段: 氣體通過每層塔板的液柱高度按下式計(jì)算 氣體通過每層塔板的壓降為： <0.7Kpa(設(shè)計(jì)允許值)3.5.2 液面落差 對于篩板塔,液面落差很小且本例的塔徑和液流量均不大,故可忽略液面落差的影響.3.5.3液沫夾帶 液面夾帶量: 其中: 精餾段: 提餾段: 故在本設(shè)計(jì)中液沫夾帶量在允許范圍內(nèi).3.5.4漏液對篩板塔,漏液點(diǎn)氣速精餾段: 實(shí)際孔速 穩(wěn)定系數(shù)提餾段: 實(shí)際孔速 穩(wěn)定系數(shù) 故在本設(shè)計(jì)中無明顯漏液3.6液泛 為防止塔內(nèi)發(fā)生液泛,降液管內(nèi)液層高度應(yīng)服從 甲苯-對二甲苯屬一般物系,取,則 精餾

17、段: 板上不設(shè)進(jìn)口堰， 提餾段: 板上不設(shè)進(jìn)口堰， 故在本設(shè)計(jì)中不會(huì)發(fā)生液泛現(xiàn)象漏液線 由 , 得精餾段: =在操作線范圍內(nèi),任取幾個(gè)值,依上式計(jì)算出表2-20.00060.00150.00300.00450.5640.5790.5980.613提餾段: =4.870操作線范圍內(nèi),任取幾個(gè)值,依上式計(jì)算出表2-30.00060.00150.00300.00450.4580.4720.4890.503由上表數(shù)據(jù)可作出漏液線13.6.2 液沫夾帶線以為限,求出關(guān)系如下:由 精餾段: , 整理得: 在操作范圍內(nèi),任取幾個(gè)值,依上式計(jì)算出值表2-40.00060.00150.00300.00452.4

18、572.3622.242.138提餾段: , , 整理得: 在操作范圍內(nèi),任取幾個(gè)值,依上式計(jì)算出值表2-50.00060.00150.00300.00452.632.532.422.32由上表數(shù)據(jù)可作出液沫夾帶線2.3.6.3液相負(fù)荷下限線 對于平直堰,取堰上液層高度作為最小液體負(fù)荷標(biāo)準(zhǔn)取E=1,則據(jù)此可作為與氣體流量無關(guān)的垂直液相負(fù)荷下限線3.3.6.4液相負(fù)荷上限線 以作為液體在降液管中停留時(shí)間的下限 據(jù)此可作出與氣體流量無關(guān)的垂直液相負(fù)荷上限線4.3.6.5液泛線 令,由, , 聯(lián)立得: 忽略,將與,與,的關(guān)系代入上式,并整理得: 式中: 將相關(guān)數(shù)據(jù)代入上式,得:精餾段: 故 繼續(xù)整理

19、得: 在操作范圍內(nèi).任取幾個(gè)值,依上式計(jì)算出值表2-60.00060.00150.00300.00452.232.0551.981.90提餾段: 故 繼續(xù)整理得 在操作范圍內(nèi).任取幾個(gè)值,依上式計(jì)算出值表2-70.00060.00150.00300.00452.041.9961.9331.875 由上表數(shù)據(jù)即可作出液泛線5 第四章 熱量衡算4.1熱量衡算示意圖4.2加熱介質(zhì)和冷凝劑的選擇4.2.1 加熱介質(zhì)的選擇選擇飽和水蒸氣，溫度133.3，工程大氣壓為300KPa原因：水蒸氣清潔易得，不易結(jié)垢，不腐蝕管道，飽和水蒸氣冷凝放熱值大，而水蒸氣壓力越高，冷凝溫差越大，管程數(shù)相應(yīng)越小，但水蒸氣不宜

20、太高。4.2.2冷卻劑的選擇常用的冷卻劑是水和空氣。故選用25的冷卻水，溫升10，即冷卻水的出口溫度為35。4.3熱量衡算4.3.1 比熱容及汽化潛熱的計(jì)算（1） 塔頂溫度下的比熱容=81.69下，苯和甲苯的比熱容分別為（2）進(jìn)料板溫度=93.55時(shí)，（3） 塔釜溫度 =109.18（4）汽化潛熱(1)=81.69下,4.3.2熱量衡算： （1）0時(shí)塔頂上升的熱量,塔頂以0為基準(zhǔn)。（2）回流液的熱量與塔頂組成相同。 (3)塔頂流出液的熱量： （4）進(jìn)料的熱量： （5）塔底殘夜的熱量： （6）冷凝器消耗的熱量： 項(xiàng) 目 進(jìn) 料 塔頂溜出液 塔底殘液平均比熱容 169.88 153.22185.3

21、6熱量 第五章 附屬設(shè)備及主要附件的設(shè)計(jì)5.1塔附件的設(shè)計(jì)5.1.1 接管管徑的設(shè)計(jì)塔頂蒸汽出料管 操作壓力為常壓，蒸汽速度可取 ，本設(shè)計(jì)取16m/s .整圓后：表4-1塔頂蒸汽管參數(shù)表熱軋無縫鋼管外徑內(nèi)徑壁厚重量標(biāo)準(zhǔn)號(hào)325mm309mm8mm62.54kg/mYB231-70塔釜出料管 取整圓后：表4-2塔釜出料管參數(shù)表熱軋無縫鋼管外徑內(nèi)徑壁厚重量標(biāo)準(zhǔn)號(hào)108mm100mm4mm10.26kg/mYB231-70回流管取整圓后：表4-3回流管參數(shù)表熱軋無縫鋼管外徑內(nèi)徑壁厚重量標(biāo)準(zhǔn)號(hào)133mm125mm4mm12.72kg/mYB231-70進(jìn)料管整圓后：表4-4進(jìn)料管參數(shù)表熱軋無縫鋼管外徑

22、內(nèi)徑壁厚重量標(biāo)準(zhǔn)號(hào)45mm40mm2.5mm3.58kg/mYB231-705.1.2 法蘭的選擇由于常壓操作，所有法蘭均采用標(biāo)準(zhǔn)管法蘭，平焊法蘭，根據(jù)不同的公稱直徑選用相應(yīng)的法蘭，據(jù)材料與零部件可得:表4-5法蘭型號(hào)進(jìn)料管Pg10 Dg40 Hg5010-58回流管Pg10 Dg125 Hg5010-59塔底出料管Pg10 Dg100 Hg5010-60塔頂進(jìn)氣管Pg10 Dg300 Hg5010-61塔釜進(jìn)氣管Pg10 Dg300 Hg5010-625.1.3除沫器 氣速 : 除沫器直徑: 5.1.4 塔底設(shè)計(jì) 料液在釜內(nèi)停留15min，裝料系統(tǒng)取0.5 .塔底高h(yuǎn)：塔徑d =2:1塔底料

23、液量 :塔底體積 : 筒體操作壓力P=1atm ,公稱直徑 dg=1600mm查得筒體壁厚為5mm，所用材質(zhì)為.5.1.6 封頭 封頭分為橢圓形封頭，蝶形封頭幾種，本設(shè)計(jì)采用橢圓形封頭，由公稱直徑Dg=1600mm查得:5.2冷凝器的設(shè)計(jì)取冷凝器傳熱系數(shù) 假如該地區(qū)平均水溫25，升溫15.對于逆流: 冷凝器冷凝面積: 5.3 塔頂封頭本設(shè)計(jì)采用橢圓形封頭，公稱直徑：內(nèi)表面積，容積則封頭高度：5.3.1塔頂空間取塔頂間距考慮到需裝除沫器，選他頂空間5.3.2塔底空間取釜液停留時(shí)間為5mim,取塔底液面至最下一層塔板之劍距離為1.5m，則5.3.3裙座塔底常用裙座支撐，裙座的結(jié)垢性能好，連接處產(chǎn)生

24、的局部阻力小，所以它是設(shè)備的主要支座形式，為了制作方便，一般采用圓筒形。裙座內(nèi)徑為300mm,取裙座壁厚16mm。基礎(chǔ)環(huán)內(nèi)徑：基礎(chǔ)環(huán)外徑：圓整：，基礎(chǔ)環(huán)厚度，考慮到腐蝕余量取18mm，考慮到再沸器裙座高取.塔總高度：第六章 篩板塔的工藝設(shè)計(jì)計(jì)算結(jié)果匯總表序號(hào)項(xiàng)目單位數(shù)值精餾段提餾段1平均溫度87.62101.362平均密度802.63778.5783平均表面張力20.6419.404平均粘度0.2880.2595氣相流量m3/s1.1771.1256液相流量m3/s0.002860.00637實(shí)際塔板數(shù)塊11108有效段高度m3.64.09塔徑m1.41.410板間距m0.400.4011溢流形式單溢流單溢流12降液管形式弓形弓形13堰長wm0.9240.92414堰高wm0.0460.03615板上液層高度hLm0.060.0616堰上液層高度howm0.0140.02417降液管底隙高度hom0.0310.06818安定區(qū)高度WSm0.0650.06519邊緣區(qū)高度WCm0.0350.03520開孔區(qū)面積Aam 20.890.