3噸連續(xù)篩板精餾塔設(shè)計(jì)

1、設(shè)計(jì)任務(wù)書一、 設(shè)計(jì)題目苯甲苯連續(xù)篩板精餾塔工藝設(shè)計(jì) 設(shè)計(jì)目的 綜合運(yùn)用“化工原理”和相關(guān)選修課程的知識(shí)，聯(lián)系化工生產(chǎn)的實(shí)際完成單元操作的化工設(shè)計(jì)實(shí)踐，初步掌握化工單元操作的基本程序和方法。 熟悉查閱資料和標(biāo)準(zhǔn)、正確選用公式，數(shù)據(jù)選用簡(jiǎn)潔，文字和工程語言正確表達(dá)設(shè)計(jì)思路和結(jié)果。 樹立正確設(shè)計(jì)思想，培養(yǎng)工程、經(jīng)濟(jì)和環(huán)保意識(shí)，提高分析工程問題的能力。二、設(shè)計(jì)任務(wù)及操作條件在一常壓操作的連續(xù)精餾塔內(nèi)分離乙醇水混合物。生產(chǎn)能力（塔頂產(chǎn)品）  3800  kg/h操作周期        

2、0;  360  天年進(jìn)料組成          38% （質(zhì)量分?jǐn)?shù)，下同）塔頂餾出液組成       95%        塔底餾出液組成       2%        操作壓力 

3、60;   4.2kPa（塔頂表壓）進(jìn)料熱狀況  泡點(diǎn)      單板壓降：     0.7 kPa   設(shè)備型式      篩板    三、設(shè)計(jì)內(nèi)容：(1) 精餾塔的物料衡算；(2) 塔板數(shù)的確定：(3) 精餾塔的工藝條件及有關(guān)物件數(shù)據(jù)的計(jì)算；(4) 精餾塔的塔體工藝尺寸計(jì)算；(5) 塔板主要工藝尺寸的計(jì)算；(6) 塔板的流體力學(xué)驗(yàn)算：(7) 塔

4、板負(fù)荷性能圖；(8) 精餾塔接管尺寸計(jì)算；(9) 繪制生產(chǎn)工藝流程圖；(10) 繪制精餾塔設(shè)計(jì)條件圖；(11) 對(duì)設(shè)計(jì)過程的評(píng)述和有關(guān)問題的討論。 設(shè)計(jì)計(jì)算 （一） 設(shè)計(jì)方案選定本設(shè)計(jì)任務(wù)為分離苯-甲苯混合物。    原料液由泵從原料儲(chǔ)罐中引出，在預(yù)熱器中預(yù)熱至84后送入連續(xù)板式精餾塔（篩板塔），塔頂上升蒸汽流采用強(qiáng)制循環(huán)式列管全凝器冷凝后一部分作為回流液，其余作為產(chǎn)品經(jīng)冷卻至25后送至產(chǎn)品槽；塔釜采用熱虹吸立式再沸器提供氣相流，塔釜?dú)堃核椭翉U熱鍋爐。1精餾方式：本設(shè)計(jì)采用連續(xù)精餾方式。原料液連續(xù)加入精餾塔中，并連續(xù)收集產(chǎn)物和排出殘液。其優(yōu)點(diǎn)是集成度高，可控性好，

5、產(chǎn)品質(zhì)量穩(wěn)定。由于所涉濃度范圍內(nèi)乙醇和水的揮發(fā)度相差較大，因而無須采用特殊精餾。2操作壓力：本設(shè)計(jì)選擇常壓，常壓操作對(duì)設(shè)備要求低，操作費(fèi)用低，適用于乙醇和水這類非熱敏沸點(diǎn)在常溫（工業(yè)低溫段）物系分離。3塔板形式：根據(jù)生產(chǎn)要求，選擇結(jié)構(gòu)簡(jiǎn)單，易于加工，造價(jià)低廉的篩板塔，篩板塔處理能力大，塔板效率高，壓降較低，在乙醇和水這種黏度不大的分離工藝中有很好表現(xiàn)。4加料方式和加料熱狀態(tài)：加料方式選擇加料泵打入。由于原料溫度穩(wěn)定，為減少操作成本采用30度原料冷液進(jìn)料。5由于蒸汽質(zhì)量不易保證，采用間接蒸汽加熱。6再沸器，冷凝器等附屬設(shè)備的安排：塔底設(shè)置再沸器，塔頂蒸汽完全冷凝后再冷卻至65度回流入塔。冷凝冷卻

6、器安裝在較低的框架上，通過回流比控制期分流后，用回流泵打回塔內(nèi)，餾出產(chǎn)品進(jìn)入儲(chǔ)罐。塔釜產(chǎn)品接近純水，一部分用來補(bǔ)充加熱蒸汽，其余儲(chǔ)槽備稀釋其他工段污水排放。（二） 精餾塔的物料衡算原料液處理量為3800kg/h,（每年生產(chǎn)300天），塔頂產(chǎn)品組成95%（w/w）苯。原料組成41%（w/w），釜?dú)堃汉?%（w/w）的水溶液。分子量M苯=78.11 kg/kmol；M甲苯=92.13kg/kmol。1.原料液及塔頂、塔底產(chǎn)品的摩爾分率原料摩爾分?jǐn)?shù)：xF=（0.41/78.11）/(0.41/78.11+0.59/92.13)=0.450塔頂摩爾分?jǐn)?shù) ： xD=（0.95/78.11）/（0.95

7、/78.11+0.05/92.13）=0.957塔釜?dú)堃旱哪柗謹(jǐn)?shù)： xW=(0.02/78.11)/(0.02/78.11+0.98/92.13)=0.0242 原料及塔頂、塔底產(chǎn)品的平均摩爾質(zhì)量MF=0.450*78.11+(1-0.450)*92.13=85.82kg/kmolMD=0.957*78.11+(1-0.957)*92.13=78.71kg/kmolMW=0.024*78.11+(1-0.024)*92.13=91.79kg/kmol3 物料衡算 原料的處理量 F=3800/85.82=44.28kmol/h總物料衡算 44.28=D+W苯物料衡算 44.28*0.45=0.

8、957D+0.024W 解得： 塔頂采出量 D=20.22 塔底采出量 W=24.06（三） 精餾工藝條件計(jì)算1.理論塔板數(shù)NT 的求取 確定回流比R苯甲苯屬于理想物系，可采用圖解法求回流比R和理論塔板數(shù)。 由手冊(cè)查得苯甲苯物系的氣液平衡數(shù)據(jù)，繪出x-y圖，見下圖。常壓下苯甲苯溶液的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1中對(duì)角線上，自點(diǎn)G（0.45，0.45）作垂線ec即為進(jìn)料線，該線與平衡線的交點(diǎn)坐標(biāo)為 yq=0.667 xq =0.45故最小回流比為Rmin=(xd-yq)/(yq-xq)=(0.957-0.667)/(0.667-0.45) =1.34 取

9、操作的回流比為 R=2Rmin=2*1.34=2.68 求精餾塔的氣、液相負(fù)荷L=RD=2.68*20.22=54.19V=（R+1）D=3.68*20.22=74.41L=L+F=54.19+46.64=98.47V=V=74.41 求操作線方程精餾段操作線方程為: Y=L*X/V + D*XD/ V =0.728+0.260提餾段操作線方程為: Y= L*X/V - W*XW/ V =1.323-0.008 確定理論塔板數(shù)。采用圖解法求理論板層數(shù)結(jié)果見上圖5-19，求解結(jié)果為：總理論板層數(shù)NT =12.7塊（包括再沸器）進(jìn)料板位置 NF=6 確定實(shí)際塔板數(shù)。 精餾段實(shí)際塔板數(shù) N精 = 5

10、/0.52=10塊 提餾段實(shí)際塔板數(shù) N提 = 7.7/0.52= 15塊精餾塔工藝參數(shù)匯總表精餾塔工藝參數(shù)匯總NpN精N提ETNTRRmin2510150.5212.73.11.554精餾塔的工藝條件及有關(guān)物性數(shù)據(jù)的計(jì)算41 操作壓力計(jì)算 塔頂操作壓力 PD =101.34.2105.5 kPa 每層塔板壓降 P = 0.7kPa 進(jìn)料板壓力P= 105.5 + 0.7 * 10 = 112.5kPa 精餾段平均壓力 PM = ( 105.3+115.3)/2= 108.91kPa 42 操作溫度計(jì)算 依據(jù)據(jù)操作壓力,由泡點(diǎn)方程通過試差法計(jì)算出泡點(diǎn)溫度,其中乙醇與水的飽和蒸氣壓由安托因方程P

11、*=A - B /(T +C) 計(jì)算,計(jì)算過程略.計(jì)算結(jié)果如下: 塔頂溫度 tD = 82.5 進(jìn)料板溫度 tF =99.6 精餾段平均溫度溫 tm =( 82.5 + 99.6 ) /2 = 90.94.3 平均摩爾質(zhì)量的計(jì)算由XD=y1=0.957，查平衡曲線得：X1= 0.925 塔頂液相的平均摩爾質(zhì)量： MVDm=0.957×78.11 +(1-0.957)×92.13 = 78.71kg/kmol MLDm= 0.925 ×78.11 +(1- 0.925 )× 92.13 = 79.16kg/kmol 進(jìn)料板的摩爾質(zhì)量，由圖解理論板得 yF

12、=0.606 由平衡曲線得：XF =0.401 MVFm=0.606×78.11+（1-0.606）×92.13= 83.81kg/kmol MLFm=0.388×78.11 +(1-0.388) ×92.13 = 86.69kg/kmol 平均摩爾質(zhì)量： MVm=(78.71 + 83.81)/2=81.26 kg/kmol MLm=(79.16 + 86.50)/2=82.83kg/kmol 4.4 平均密度計(jì)算氣相平均密度計(jì)算vm = Pm * MVm / R * Tm =108.8 * 81.01/8.314 * (88.9+ 273.15)=2

13、.93 kg/m3液相平均密度計(jì)算塔頂TD=82.5查手冊(cè)A= 812.7 kg/ m3, B = 807.3 kg/m3LDM= 1/XD/A + (1-XD)/ B =1/0.95/812.2 + 0.05/ 807.3 =811.9進(jìn)料TF=97.6查手冊(cè)A= 793.0 kg/ m3, B = 790.6 kg/m3進(jìn)料板的液相質(zhì)量分?jǐn)?shù)：  A= XF*MA/XF*MA+(1-XF)MB = 0.362進(jìn)料板的液相密度:LFM= 1/A /A + (1-A)/ B= 793.7 kg/ m3精餾段的平均密度LM=(818.5+793.7)/2 = 791.5kg/ m34.5

14、 液體平均表面張力的計(jì)算塔頂表面平均張力由TD=82.5查手冊(cè)得：A=21.18mN/m, B=21.39mN/mlDm=0.957×21.18+0.043×21.39=21.19mN/m進(jìn)料板的表面張力由TF=82.1查手冊(cè)得：A=21.18mN/m,B=21.39 mN/mlFm=0.401*18.700.599×19.9819.47 mN/m精餾段的液相平均表面張力LM =（21.19+19.47）/2=20.33 mN/m4.6液體平均粘度計(jì)算 液相平均粘度按此式計(jì)算，即 塔頂液相平均粘度的計(jì)算 由，查手冊(cè)可得 解出 進(jìn)料板液相平均粘度的計(jì)算 由，查手冊(cè)可

15、得 解出精餾段液相平均表面張力為=（0.298+0.260）/2=0.2795 塔徑和塔高的計(jì)算 5.1 塔徑的計(jì)算精餾塔的氣，液體體積流率為VS= VMVM/3600VM= 0.575m3/sLs= LMLM/3600LM=0.0016 m3/s由umax=查圖表 =0.0461取板間距HT=0.45m 板上液層高度hL=0.055m HT-hL=0.45-0.06=0.395M查化工原理課程設(shè)計(jì)P105圖5-1得：C20 = 0.079C = C20 * =0.079 * = 0.0793Umax = C = 0.0793 =1.312 m/s取設(shè)計(jì)的泛點(diǎn)率為0.7，則空塔氣速為：U =

16、0.7 Umax = 0.918m/s塔徑D=0.935m圓整得：D=1.0m塔截面積為：=*=0.785實(shí)際空塔氣速為：U 5.2 精餾塔有效高度的計(jì)算精餾段的有效高度Z精=（N精-1）HT=(10-1)×0.45 = 4.05 m提餾段的有效高度Z提=（N提-1）HT=（15-1）×0.45 = 6.3m在進(jìn)料板的上方開人孔其高度為=0.8m,故精餾段的有效高度為： Z= Z精+ Z提+0.8= 4.05+ 6.3+0.811.15m6. 塔板主要工藝尺寸的計(jì)算 因塔徑D=1.0m，可選用單溢流弓形降液管，采用凹形受液盤。各項(xiàng)計(jì)算如下：堰長(zhǎng)取溢流堰高度由 選用平直堰，堰

17、上液層高度=*1*=0.013m取板上清液層高度=55mm故m 弓形降液管寬度和截面積 由 查化工原理課程設(shè)計(jì)P112圖5-7得 故液體在降液管停留的時(shí)間，即故降液管設(shè)計(jì)合理。降液管底隙高度 取 m/s，則0.030m故降液管底隙高度設(shè)計(jì)合理。選用凹形受液盤，深度50mm 6.2塔板布置邊緣寬度的確定，查化工原理課程設(shè)計(jì)P114 取 ，所以開孔的面積代入式中解得：0.536篩孔的計(jì)算篩孔的孔徑，孔中心距 t為 篩孔的數(shù)目為 開孔率為 10.1氣體通過閥孔的氣速為： m/s 7. 塔板流動(dòng)性能的校核7.1 液沫夾帶的校核液沫夾帶量ev，即 代入得：<0.1故設(shè)計(jì)中液沫夾帶量ev在

18、允許范圍內(nèi)。 7.2 塔板壓降干板阻力h0可計(jì)算如下：查化工原理課程設(shè)計(jì)圖5-10，得代入故 m液柱氣體通過液層阻力由 /(s)查化工原理課程設(shè)計(jì)圖5-11，得代入得： m液柱液體表面張力的阻力氣體通過每層板的液柱高度p= 設(shè)計(jì)允許值7.3 降液管液泛校核為防止塔內(nèi)發(fā)生液泛，降液管中的清夜柱高度Hd 因?yàn)楸?甲苯為不易起泡物系，取故 m液柱。故在本設(shè)計(jì)中不會(huì)產(chǎn)生降液管液泛。7.4 漏液對(duì)于篩板塔，濾液點(diǎn)氣速取漏液點(diǎn)氣速 可由式，則 m/s<實(shí)際孔速（m/s）穩(wěn)定系數(shù)k=,故在本設(shè)計(jì)中不會(huì)產(chǎn)生嚴(yán)重漏液。8. 塔板負(fù)荷性能圖 在 m/s 式中， 并將塔板有關(guān)尺寸數(shù)據(jù)和物性常數(shù)等值代入，整理之

19、可得=3.125*      （1）在操作范圍內(nèi)，取幾個(gè)值，列與下表 0.00080.00150.00250.0040 0.0.3230.3300.3390.344                 作漏液線1 8.2 過量液沫夾帶線關(guān)系式 由ev = =2.5=2.5(hw + how) hw=0.040 how=0.105+2.2 =0.345-2.2ev

20、 = 得   =1.30-10.32 （2）在操作范圍內(nèi)，取幾個(gè)值，列與下表 0.00080.00150.00250.0040 1.2131.1681.1141.045           作液沫夾帶線28.3 液相下限關(guān)系式由令E=1，取=0.0055m代入，可解得=0.00049  可作出也氣體流量無關(guān)的垂直液相負(fù)荷下限線3          

21、                              8.4 液相上限關(guān)系式以降液管中停留時(shí)間的下限，故=0.00638  可作出也氣體流量無關(guān)的垂直液相負(fù)荷上限線4           

22、60;                     8.5 液泛線由降液管液泛校核條件式 或 ，將 ，hf和hd計(jì)算式代入，即：令， 由； ； ；聯(lián)立得 忽略，將與，與，與的關(guān)系式代入上式，并整理得 式中 可得將塔板有關(guān)尺寸數(shù)據(jù)和物性常數(shù)等值代入并整理之，可得：  在操作范圍內(nèi)，取幾個(gè)值，列與下表 0.00080.00150.00250.0040 1.5641.4991.

23、4141.288               作掖泛線5 根據(jù)以上各線方程，可作出篩板的負(fù)荷性能圖，如下圖所示。以為橫坐標(biāo)，為縱坐標(biāo)，作本塔板的負(fù)荷性能圖（附圖）。圖中，作出操作點(diǎn)A，連接OA，即作出操作線。由圖可讀得,該篩板的操作上限為液泛控制，下限為漏液控制，由圖查得Vs,max=1.092 m3/S Vs,min=0.325 m3/S 故其操作彈性為設(shè)計(jì)計(jì)算的主要結(jié)果序 號(hào) 項(xiàng) 目 數(shù)值 1 平均溫度tm，oC 90.92 平均壓力Pm，k

24、Pa 108.93 氣相流量Vs，（m3/s） 0.5754 液相流量Ls，（m3/s） 0.00135 實(shí)際塔板數(shù) 256 有效段高度Z，m 107 塔徑，m 1.08 板間距，m 0.459 溢流形式 單溢流10 降液管形式 弓形11 堰長(zhǎng)，m 0.6612 堰高，m 0.04213 板上液層高度，m 0.05514 堰上液層高度，m 0.01315 降液管底隙高度，m 0.030 16 安定區(qū)寬度，m 0.063 17 邊緣區(qū)寬度，m 0.03218 開孔區(qū)面積，m2 0.53619 篩孔直徑，m 0.00520 篩孔數(shù)目 273121 孔中心距，m 0.01222 開孔率，% 10.1

25、23 空塔氣速，m/s 0.63724 篩孔氣速，m/s 10.62 25 穩(wěn)定系數(shù) 1.8226 每層塔板壓降，Pa 55827 負(fù)荷上限 液泛控制28 負(fù)荷下限 漏液控制29 液沫夾帶ev，（kg液/kg氣） 0.007830 氣相負(fù)荷上限，m3/s 1.09231 氣相負(fù)荷下限，m3/s 0.32532 操作彈性 3.3609.主要接管尺寸的選取9.1 進(jìn)料管 有已知料液流率為5200kg/h,取料液密度為965kg/m3,則料液體積流率為取管內(nèi)流速uf=0.5m/s,則進(jìn)料管的直徑取進(jìn)料管尺寸為63.5×3.09.2 回流管 由已知回流液流率為12298.6kg/h，取回流液

26、密度為742.43kg/m3,則回流液體積流率為 取回流管尺寸為140×4.59.3 釜液出口管 由已知釜液流率為3376kg/h,取釜液密度為920kg/m3,則釜液體積流率取管內(nèi)流速Uw =0.5m/s，則釜液出口管直徑取釜液出口管尺寸為57×3.09.4 塔頂蒸汽管 近似取精餾段體積流率為塔頂蒸汽體積流率VT，并取管內(nèi)蒸汽流速uT=15m/s，則塔頂蒸汽管直徑取塔頂蒸氣管尺寸為180×5.09.5 加熱蒸氣管 取加熱蒸氣管內(nèi)蒸汽流速uT=0.6m3/s加熱蒸氣密度3.25kg/m3,流速取15m/s,則加熱蒸氣管徑取加熱蒸氣管尺寸為245×6。10

27、. 輔助設(shè)備的選取10.1 冷凝器 冷凝器選用單殼程的列管式換熱器，冷凝劑選用冷水，冷水走管程，蒸汽走殼程，該冷凝器為全冷凝器，對(duì)全凝器作熱量衡算并忽略熱量損失，選定冷水的入口溫度為t1=25,出口溫度為t2=40,選定回流液在飽和溫度下進(jìn)入塔內(nèi)，由于塔頂餾出液幾乎為純乙醇作焓按純乙醇計(jì)算，則所以QC=Vr=256.629×16399=4.3×106J為冷水消耗量10.2 再沸器本設(shè)計(jì)分離乙醇-水體系，可以采用直接蒸汽加熱，只需在精餾塔的底部通入水蒸氣即可，不需要外加再沸器。符號(hào)說明 英文字母Ap塔板鼓泡區(qū)面積，m2；Af降液管截面積，m2；A0篩孔面積，m2；AT塔截面積

28、，m2；C負(fù)荷系數(shù)，無因次；C2020dyn/cm時(shí)的負(fù)荷系數(shù)，無因次Cf泛點(diǎn)負(fù)荷系數(shù)，無因次；Cp比熱，kJ/kg&S226;K；d0篩孔直徑，m；D塔徑，m；D塔頂產(chǎn)品流量，kmol/h或kg/h；eV霧沫夾帶量，kg(液)/kg(氣) ；E液流收縮系數(shù)，無因次；ET總板效率或全塔效率，無因次；F原料流量，kmol/h或kg/h；g重力加速度，m/s2；hd干板壓降，m；hd液體通過降液管的壓降，m；ht氣相通過塔板的壓降，m；hf板上鼓泡層高度，m；hl板上液層的有效阻力，m；hL板上液層高度，m；h0降液管底隙高度，m；h0w堰上液層高度，m；hp與單板壓降相當(dāng)?shù)囊褐叨?，m；hW溢流堰高度，m；h與克服表面張力的壓強(qiáng)降相當(dāng)?shù)囊褐叨龋琺；Hd降液管內(nèi)清液層高度，m；HT塔板間距，m；I物質(zhì)的焓，kJ/kg；K穩(wěn)定系數(shù)，無因次；lW堰長(zhǎng)，m；LS塔內(nèi)液體流量，m3/s；M分子量；n篩孔總數(shù)；NT理論板數(shù)；N實(shí)際板數(shù)；P操作壓強(qiáng)，Pa；P單板壓強(qiáng)，Pa；Pp通過一層塔板的壓強(qiáng)降，Pa/層；q進(jìn)料熱狀況參數(shù)，無因次；Q熱負(fù)荷，kJ/h；QB再沸器熱負(fù)