苯和甲苯常壓連續(xù)篩板精餾塔設(shè)計(jì)

1、化工原理課程設(shè)計(jì)任務(wù)書學(xué)生姓名：吳荔荔 班 級(jí)：化工1572指導(dǎo)教師：王許云 完成日期： 2018.1.20設(shè)計(jì)題目：常壓連續(xù)篩板精餾塔的設(shè)計(jì)一、設(shè)計(jì)任務(wù)及操作條件1. 物 系：苯甲苯 2. 塔板型式：篩板塔3. 處 理 量：（化藝1571班4000/化藝1572班5000+50 x）kg /h ( x為各自學(xué)號(hào)后兩位) 4. 進(jìn)料組成(質(zhì)量分率)：含苯（350.5x）%5. 分離要求(質(zhì)量分率)：含苯量塔頂不低于96，塔底不高于4% 6. 進(jìn)料狀態(tài)：自選7. 操作壓強(qiáng)：常壓 8. 設(shè)計(jì)參數(shù)：廠址選擇：青島地區(qū)另外，塔頂壓強(qiáng)，4kPa(表壓)；熱源，低壓飽和水蒸氣；單板壓降，不大于0. 7kP

2、a；全塔效率 ET=50% 二、設(shè)計(jì)內(nèi)容及要求設(shè)計(jì)方案確定選擇工藝流程、主要設(shè)備及典型輔助設(shè)備的形式。工藝過(guò)程計(jì)算物料衡算、回流比和理論塔板數(shù)確定、熱量衡算等。要求：手算，ASPEN軟件模擬比較典型輔助設(shè)備的計(jì)算冷凝器的傳熱面積和冷卻介質(zhì)的用量計(jì)算；再沸器的傳熱面積和加熱介質(zhì)的用量計(jì)算。冷凝器和再沸器的選型。塔的結(jié)構(gòu)設(shè)計(jì)塔徑、溢流裝置及塔板布置、塔高等設(shè)計(jì)；要求以單線圖的形式繪制塔板布置結(jié)構(gòu)圖。盡量用軟件模擬。流體力學(xué)驗(yàn)算繪制塔板負(fù)荷性能圖塔的工藝條件圖以單線圖的形式繪制，圖面上應(yīng)包括主體設(shè)備的外形、工藝參數(shù)等。編寫設(shè)計(jì)說(shuō)明書使用統(tǒng)一A4紙，用黑或藍(lán)墨水工整書寫或打印，主要項(xiàng)目及編排順序?yàn)椋涸O(shè)

3、計(jì)說(shuō)明書封面 (使用統(tǒng)一模板)；任務(wù)書；目錄；設(shè)計(jì)方案簡(jiǎn)介；工藝過(guò)程計(jì)算及主要設(shè)備工藝尺寸的計(jì)算；輔助設(shè)備的計(jì)算；設(shè)計(jì)評(píng)述；附錄：主體設(shè)備工藝條件圖，工藝流程圖；參考文獻(xiàn)化工原理課程設(shè)計(jì)評(píng)分表評(píng)價(jià)單元評(píng)價(jià)要素評(píng)價(jià)內(nèi)涵滿分評(píng)分說(shuō)明書質(zhì)量60%說(shuō)明書格式符合課程設(shè)計(jì)說(shuō)明書的基本要求，用語(yǔ)、格式、圖表、數(shù)據(jù)、量和單位及各種資料引用規(guī)范等。10工藝設(shè)計(jì)計(jì)算根據(jù)選定的方案和規(guī)定的任務(wù)進(jìn)行物料衡算，熱量衡算，主體設(shè)備工藝尺寸計(jì)算，附屬設(shè)備及塔內(nèi)構(gòu)件的計(jì)算選型等。40軟件模擬能夠采用先進(jìn)的化工設(shè)計(jì)軟件進(jìn)行模擬計(jì)算10制圖質(zhì)量20%制圖圖形制圖正確性圖紙的布局合理、線形、字體、箭頭、整潔，尺寸標(biāo)注完整、規(guī)范1

4、0與化工原理課程設(shè)計(jì)任務(wù)書要求符合，正確繪制流程圖和工藝條件圖等。10答辯20對(duì)設(shè)計(jì)原理及設(shè)計(jì)方案的理解答辯過(guò)程中，思路清晰、論點(diǎn)正確、對(duì)設(shè)計(jì)方案理解深入，主要問(wèn)題回答正確20指導(dǎo)教師綜合評(píng)定成績(jī)：實(shí)評(píng)總分；成績(jī)等級(jí) 指導(dǎo)教師（簽名）： 2018年 月 日 目錄： TOC o 1-6 h z u HYPERLINK l _Toc508483300 設(shè)計(jì)方案簡(jiǎn)介 設(shè)計(jì)方案簡(jiǎn)介本設(shè)計(jì)任務(wù)為分離苯-甲苯混合物。該混合物可視為較理想物系，即可用常規(guī)精餾計(jì)算。在計(jì)算常規(guī)精餾塔的工藝設(shè)計(jì)時(shí),本設(shè)計(jì)先根據(jù)分離任務(wù)進(jìn)行了塔裝置的物料衡算,在確定回流比，分別按照?qǐng)D解法、逐板計(jì)算法計(jì)得出塔的理論塔板數(shù)。然后,計(jì)算

5、得出塔徑,確定塔板的數(shù)目與排列,由塔板的負(fù)荷性能圖確定了塔的操作點(diǎn),求出精餾段和提餾段的操作彈性,最后進(jìn)行了塔裝置的能量衡算。本設(shè)計(jì)采用泡點(diǎn)進(jìn)料，塔釜采用間接蒸汽加熱，塔頂為全凝器，回流比取最小回流比的1.9倍。（本設(shè)計(jì)所用軟件:aspen plus流程模擬，MATLAB編程畫圖，cuptower塔設(shè)計(jì)）。篩板塔的計(jì)算1.1設(shè)計(jì)條件1.1.1工藝條件原料液為泡點(diǎn)溶液,進(jìn)料組成(質(zhì)量分?jǐn)?shù))為41%,；設(shè)計(jì)要求得到(質(zhì)量分率)：含苯量塔頂不低于96，塔底不高于4% 。 1.1.2操作條件1.操作壓為:常壓操作，另外，塔頂壓強(qiáng)，4kPa(表壓)；單板壓降，不大于0. 7kPa； 2.加熱劑: 低壓飽

6、和水蒸氣；3.塔板形式: 篩板；全塔效率 ET=50% ；4.進(jìn)料狀態(tài)：泡點(diǎn)溶液5.廠址選擇：青島地區(qū)1.2物料衡算苯的摩爾質(zhì)量 MA甲苯的摩爾質(zhì)量 處理量 5600kg/h進(jìn)料質(zhì)量分?jǐn)?shù)W塔頂餾出液質(zhì)量分?jǐn)?shù)W進(jìn)料組成（摩爾分?jǐn)?shù)）x塔頂餾出液組成（摩爾分?jǐn)?shù)）x釜?dú)堃航M成（摩爾分?jǐn)?shù)）x根據(jù)全塔物料及輕組分衡算列平衡方程式，如下：F=D+WF可得進(jìn)料量F=5600可得餾出液流量D=28.6613kom/h釜?dú)堃毫髁縒=36.5916kom/h表1.2-1物料平衡表名稱 摩爾流量（kmol/h） 名稱 摩爾分?jǐn)?shù) F65.2529X0.4505D28.6613X0.9659W36.5916X0.0468

7、1.3塔板數(shù)的確定1.3.1苯-甲苯混合物的t-X-y圖和X-y圖表1.3.1-1常壓下苯一甲苯氣液平衡數(shù)據(jù)溫度t，液相中苯的摩爾分率x氣相中苯的摩爾分率y110.560.000.00109.911.002.50108.793.007.11107.615.0011.2105.0510.020.8102.7915.029.4100.7520.037.298.8425.044.297.1330.050.795.5835.056.694.0940.061.992.6945.066.791.4050.071.390.1155.075.580.8060.079.187.6365.082.586.5270

8、.085.785.4475.088.584.4080.091.283.3385.093.682.2590.095.981.1195.098.080.6697.098.880.2199.099.6180.01100100.0根據(jù)表1.3.1-1作苯-甲苯混合液的X-y圖，如圖所示圖1.3.1-1苯甲苯混合液的x-y圖根據(jù)表1.3.1-1作苯-甲苯混合液的t-X-y相平衡圖如圖所示：圖1.3.1-1 苯甲苯混合液的t-x-y圖1.3.2確定最小回流比Rmin和回流比本題中原料的進(jìn)料狀態(tài)為泡點(diǎn)進(jìn)料，q值等于1。由于q線過(guò)點(diǎn)e（XF,XF）,在苯一甲苯混合液的x-y圖中作q線,可知q線與平衡線相交點(diǎn)（

9、Xqy=0.597代入Xq=0.4505R得：Rmin由于能源緊張和昂貴，為了減少操作費(fèi)用，最佳回流比相應(yīng)的減少。根據(jù)生產(chǎn)數(shù)據(jù)的統(tǒng)計(jì)，最佳回流比的范圍為：R=(1.12)R本設(shè)計(jì)中選擇1.9，即：R=2.53321.3.3利用圖解法及逐板計(jì)算法確定理論板層數(shù)圖1.3.3-1理論板的圖解法由圖1-3可看出,本塔的總理論板層數(shù)為NT=(12-1)塊(不包括釜)表1.3.3-1逐板計(jì)算法數(shù)據(jù)表理論板數(shù)YXxy10.96590.9159950.9659000.96590020.9301190.8374680.9159950.93011930.8738180.7295880.8374680.873818

10、40.7964710.6078530.7295880.79647150.7091910.4956920.6078530.70919160.6287750.4098320.4956920.62877570.541010.3281920.4098320.54101080.429870.2410480.3281920.42987090.3112380.1606230.2410480.311238100.2017520.0965790.1606230.201752110.1145670.051290.0965790.114567120.0529120.0218490.0512900.052912(注:

11、X-Y是指位于氣液相平衡的點(diǎn)，x-y是指位于操作線方程的點(diǎn))。表1.3.3-2每層理論板氣液平衡數(shù)據(jù)理論板數(shù)x(液相）y（氣相)10.965920.91600.930130.83750.873840.72960.796550.60790.709260.49570.628870.40980.541080.32820.429990.24100.3112100.16060.2018110.09660.1146120.05130.05290.02181.3.4實(shí)際板層數(shù)的確定根據(jù)塔板效率公式：E精餾段的實(shí)際理論板數(shù)：N提餾段的實(shí)際理論板數(shù)：N總理論板數(shù)：N總實(shí)際塔板層數(shù)22塊，進(jìn)料位置11塊板。1.4

12、精餾塔的工藝條件及有關(guān)的物性數(shù)據(jù)的計(jì)算1.4.1操作壓力計(jì)算精餾塔操作在常壓下進(jìn)行，則：塔頂操作壓力 P每層塔板壓降取則進(jìn)料板的壓力P塔釜操作壓力P精餾段平均操作壓強(qiáng)：P提餾段平均操作壓強(qiáng)：P1.4.2平均摩爾質(zhì)量的計(jì)算塔頂：XD=塔頂?shù)钠骄栙|(zhì)量計(jì)算：MM進(jìn)料板：yF=0.7092進(jìn)料板的平均摩爾質(zhì)量計(jì)算：MM塔底：y12=0.0529塔底的平均摩爾質(zhì)量計(jì)算：MM精餾段與提餾段的平均摩爾質(zhì)量計(jì)算：MMMM1.4.3平均溫度tm及平均密度的計(jì)算表1.4.3-1 Antoine方程常數(shù)組分ABC苯6.0231206.35220.24甲苯6.0781343.94219.58苯、甲苯的飽和蒸氣壓可

13、用Antoine方程求算，即：通過(guò)逐步掃描法編程可得:塔頂組成xD=0.9659加料板組成xF=0.4957的苯和甲苯的穩(wěn)態(tài)情況下的塔釜組成xW=0.0218因此，精餾段的平均溫度：t提餾段的平均溫度：t氣相平均密度計(jì)算精餾段與提餾段的平均氣相密度計(jì)算如下：液相平均密度計(jì)算混合液平均密度計(jì)算公式：1/苯和甲苯在不同溫度下的液相密度如表1.4.3-2所示:表1.4.3-2 苯與甲苯的液相密度溫度t，8090100110120苯，815803.9792.5780.3768.9甲苯，810800.2790.3780.3770.0圖1.4.3-1 圖通過(guò)圖1.4.3-1可得：（1）塔頂液相平均密度塔頂

14、溫度tD=83.04時(shí)，D塔頂組成x1aa因此，（2）進(jìn)料板液相平均密度進(jìn)料板穩(wěn)態(tài)情況下的溫度為tFF苯由xFaa因此，（3）塔底液相平均密度塔釜溫度tW=109.30由xWaa因此，綜上所述:精餾段液相平均密度：提餾段液相平均密度：1.4.4液體平均表面張力的計(jì)算液相平均表面張力依據(jù)下式計(jì)算,即苯和甲苯在不同溫度下的液相表面張力如表2-4所示:表1.4.4-1 液體表面張力數(shù)據(jù)表溫度t，8090100110120苯，mN/m21.2720.0618.8517.6616.49甲苯，mN/m21.6920.5919.9418.4117.31圖1.4.4-1 表面張力溫度t（1）塔頂液相平均表面張

15、力塔頂溫度tD=83.04 D苯（2）進(jìn)料板液相平均表面張力進(jìn)料板穩(wěn)態(tài)情況下的溫度為tF=95.68 時(shí)，F(xiàn)苯（3）塔釜液相平均表面張力塔釜溫度為tW=109.30W苯綜上所述：精餾段液相平均表面張力為:提餾段液相平均表面張力為:1.5塔徑的計(jì)算與板間距的確定1.5.1氣液相流率（摩爾量流率）1.精餾段V=L=DR=2.53322.提餾段VL1.5.2氣液相流率（體積流率）VLVL1.5.3板間距的確定及塔徑、塔高的計(jì)算1.5.3.1板間距的確定HT塔板間距HT的選取與塔高、塔徑、物性性質(zhì)、分離效率、操作彈性以及塔的安裝、檢修等因素有關(guān)。設(shè)計(jì)時(shí)通常根據(jù)塔徑的大小，由表1.5.3.1-1列出的塔

16、板間距的經(jīng)驗(yàn)數(shù)值選取。表1.5.3.1-1 塔間距參考數(shù)值塔徑D（mm）塔板間距HT（mm）600-7003003504508001000350*45050060012001400350*450500600800*16003000450*50060080033004200600800 *不推薦采用圖1.5.3.1-1篩板塔塔徑估算結(jié)果圖1.5.3.1-2 篩板塔塔徑核算結(jié)果最大液泛因子為0.6847小于0.8合適，全塔壓降6.8204合適，最大降液管液位為160mm，最大降液管液位/板間距= 0.3558，介于0.250.5之間，合適。液體在降液管內(nèi)最大流速為55.65mm/s,液體在進(jìn)料管的

17、內(nèi)的停留時(shí)間大于規(guī)定的35秒，停留時(shí)間合適。因此，估算值合理。通過(guò)Aspen Plus估算可以塔徑為1米，故可取板間距HT一般常壓塔取hL=50100mm(通常選用5080mm)，減壓塔取hLHT1.5.3.2 塔徑的計(jì)算由于帶有降液管，所以溢流式的塔板的塔截面實(shí)際分為了兩個(gè)部分，即氣體流通截面和降液管所占截面。若AT為塔板截面積，A為氣體流通截面積，若設(shè)氣體流通截面上的適宜氣速為，當(dāng)塔內(nèi)處理的氣體體積流量為VS，塔板的計(jì)算中，通常是以泛點(diǎn)氣速uf作為u本設(shè)計(jì)中安全系數(shù)取0.7。根據(jù)索德爾斯和布朗公式： u式中C QUOTE 為氣體負(fù)荷因子，由 QUOTE C=C20l200.2計(jì)算,其中的

18、QUOTE C20由史密斯關(guān)聯(lián)圖查取。如圖1.5.3.2-1所示：圖1.5.3.2-1 史密斯關(guān)聯(lián)圖關(guān)聯(lián)圖橫坐標(biāo)即氣液兩相流動(dòng)參數(shù)的確定：1.對(duì)精餾段L查史密斯關(guān)系圖可得：C精餾段液相平均表面張力為:C=uu=0.7塔徑D=2.對(duì)提餾段L查史密斯關(guān)系圖可得：C提餾段液相平均表面張力為:Cuu塔徑D結(jié)合精餾塔、提餾塔以及理論板內(nèi)徑，按標(biāo)準(zhǔn)圓整為D=1.2m。則空塔氣速為：u=V對(duì)精餾段：u對(duì)提餾段：u1.5.3.3 塔高的計(jì)算塔高計(jì)算公式：Z=本設(shè)計(jì)中實(shí)際塔板層數(shù)NP-all對(duì)精餾段：Z=對(duì)提餾段：Z1.6溢流裝置的設(shè)計(jì)1.6.1板上液流型式的確定塔徑為1200mm，精餾段液體負(fù)荷：L提餾段液體

19、負(fù)荷：L則可確定選擇塔板流型為單溢流型，詳細(xì)參考見下表1.6.1-1。表1.6.1-1 液體負(fù)荷與板上流型的關(guān)系塔徑（mm）液體流量（m3/h）U形流單流型雙流型階梯流型10007以下45以下14009以下70以下200011以下90以下90160300011以下110以下110200200300400011以下110以下110230230350500011以下110以下110250250400600011以下110以下1102502504501.6.2溢流堰主要尺寸的確定（堰高和堰長(zhǎng)）1.6.2.1堰長(zhǎng)的確定lw溢流堰主要作用是維持塔板上有一定的液層厚度，并使液體能較均勻地橫過(guò)塔板流動(dòng)，其主

20、要尺寸是堰高和堰長(zhǎng)。根據(jù)經(jīng)驗(yàn)數(shù)據(jù)，單流式塔板的堰長(zhǎng)一般為塔徑的60%80%，此處取為60%，可得堰長(zhǎng)l此時(shí)對(duì)應(yīng)堰上的最大液流量（液流強(qiáng)度）21.4936m3/(m堰長(zhǎng)h)，不超過(guò)經(jīng)驗(yàn)值7087.5 m3/(m堰長(zhǎng)h)，檢驗(yàn)合格。1.6.2.2堰高的確定hWh式中：hL hW堰 hOW本設(shè)計(jì)中板上液層高度為hL=50mm，由此可知：h堰上液層高度太小會(huì)造成液體在堰上分布不不均，影響傳質(zhì)效果，設(shè)計(jì)時(shí)應(yīng)使堰上液層高度hOW大于6mm，若小于此值須采用齒形堰。但hOW也不宜過(guò)大，否則會(huì)增大塔板壓降及霧沫夾帶量。一般設(shè)計(jì)時(shí)，對(duì)于本課程設(shè)計(jì)中的常壓精餾塔，溢流堰選用平直堰。h式中Lh塔內(nèi)液體流量，mlw一

21、般情況下可取E為1，所引起的誤差不大。所以本設(shè)計(jì)取E=1。對(duì)精餾塔：hh對(duì)提餾段：hh1.6.2.3弓形降液管的寬度和截面積本精餾塔中采用弓形降液管，根據(jù)之前所選的塔徑D和堰長(zhǎng)lw，由化工原理（王曉紅編制）查弓形降液管的參數(shù)，如下圖1.6.2.3-1圖1.6.2.3-1 弓形降液管相關(guān)屬性圖由于l查圖可知：A弓形降液管的寬度Wd降液管截面積Ad為降低氣泡夾帶，液體在降液管內(nèi)應(yīng)有足夠的停留時(shí)間以使氣體從液相中分離出，一般要求不應(yīng)小于35s，而對(duì)于高壓下操作的塔以及易起泡的物系，停留時(shí)間應(yīng)更長(zhǎng)些，為此，必須進(jìn)行校核。則液體在降液管的停留時(shí)間為：對(duì)精餾段：對(duì)提餾段：由于停留時(shí)間，故降液管尺寸設(shè)合理。

22、1.6.2.4降液管底隙高度hoh根據(jù)經(jīng)驗(yàn)，一般可取uo本次設(shè)計(jì)取uo精餾段：h提餾段：h降液管底隙高度不宜小于2025mm，否則易于堵塞，或因?yàn)榘惭b偏差液流不暢，造成液泛。對(duì)于大塔徑取ho-all為40mm左右，最大可達(dá)到150mm。1.6.2.5受液盤為了避免塔板上出現(xiàn)死角，同時(shí)可以緩沖液體流向，更好地使氣泡分離以及它在低液量時(shí)形成良好的液封。并便于液體從側(cè)線抽出。因此選用凹形受液盤，深度為50mm。因?yàn)榘夹问芤罕P不需要設(shè)置進(jìn)口堰，并且節(jié)省了板面。此外，為了停工時(shí)能夠排盡板上的廢液，在受液盤上開有兩個(gè)101.6.2.6進(jìn)口堰本精餾塔中液相流量相對(duì)較小，同時(shí)選用了凹形受液盤，故不設(shè)進(jìn)口堰。1

23、.7塔板布置因，故塔板采用分塊式，以便通過(guò)人孔裝拆塔板。當(dāng)D1500mm時(shí)，寬度WS=6075mm。因，故選擇WS=70mm，W1.7.1開孔區(qū)面積計(jì)算W開孔區(qū)面積 其中 故 1.7.2篩孔計(jì)算及其排列篩板厚：一般碳鋼，=34mm；不銹鋼，=22.5mm。孔徑do。do的選取與塔的操作性能要求、物系性能、塔板厚度等諸多因素有關(guān)。一般本設(shè)計(jì)中所處理的物系無(wú)腐蝕性，可選用碳鋼板，取篩孔直徑篩孔按正三角形排列，通常取孔心距t=(2.55)do, 篩孔數(shù)目 開孔率為 每層塔板的開孔面積：A精餾段： 氣體通過(guò)篩孔的氣速為 提餾段：氣體通過(guò)篩孔的氣速為 1.8篩板的流體力學(xué)計(jì)算1.8.1塔板壓降hP（1）

24、氣體通過(guò)篩板壓降相當(dāng)?shù)囊褐叨萮h eq oac(,1)干板壓降相當(dāng)?shù)囊后w高度hC。由干板阻力對(duì)于精餾段:對(duì)于提餾段: eq oac(,2)有效液層高度hl h將板上層液層阻力hl和由表面張力引起的阻力h，兩項(xiàng)合成液層有效阻力，以氣體通過(guò)液層的阻力由式：對(duì)于精餾段： 查圖，得hl對(duì)于提餾段：查圖，得hl 氣體通過(guò)每層塔板的液柱高度可按下式計(jì)算：對(duì)精餾段： 氣體通過(guò)每層塔板的壓降為： 對(duì)于提餾段：氣體通過(guò)每層塔板的壓降為：1.8.2.液面落差對(duì)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。1.8.3霧沫夾帶eV液模夾帶量由式 對(duì)于精餾段： 在本設(shè)計(jì)中液沫夾帶量在允許

25、范圍內(nèi)。對(duì)于提餾段： 在本設(shè)計(jì)中液沫夾帶量在允許范圍內(nèi)。1.8.4.漏液驗(yàn)算對(duì)此篩板塔，hL=0.05m，篩孔直徑為d0=0.005m為使篩板塔具有足夠的操作彈性，應(yīng)保持一定的穩(wěn)定系數(shù)K，即K=對(duì)于精餾段: 實(shí)際孔速 穩(wěn)定系數(shù)為 故在本設(shè)計(jì)中無(wú)明顯漏液。對(duì)于提餾段: 實(shí)際孔速 穩(wěn)定系數(shù)為 故在本設(shè)計(jì)中無(wú)明顯漏液。1.8.5液泛Hd為使液體能夠從上層塔板穩(wěn)定的流入下層塔板，降液管內(nèi)必須維持一定高度的液柱Hd，用于克服相鄰兩個(gè)塔板間的壓力降。H本篩板設(shè)計(jì)不設(shè)進(jìn)口堰，即為防止塔內(nèi)發(fā)生液泛，降液管內(nèi)液層高為校正系數(shù)一般取0.5，苯-甲苯物系屬一般物系，即。對(duì)精餾段： 故在本設(shè)計(jì)中不會(huì)發(fā)生液泛現(xiàn)象。對(duì)提

26、餾段： 故在本設(shè)計(jì)中不會(huì)發(fā)生液泛現(xiàn)象。1.9塔板負(fù)荷性能圖1.9.1霧沫夾帶線1對(duì)精餾段：當(dāng)氣相負(fù)荷超過(guò)此線時(shí)，液沫夾帶量過(guò)大，使塔板效率大為降低。對(duì)于精餾，一般控制eV0.1kg液/kg氣。以 取霧沫夾帶極限值為eV對(duì)精餾段：化簡(jiǎn)得：對(duì)提餾段：化簡(jiǎn)得：1.9.2液相負(fù)荷下限線5液相負(fù)荷低于此線，就不能保證塔板上液流的均勻分布，將導(dǎo)致塔板效率下降。取堰上液層高度作為最小液體負(fù)荷標(biāo)準(zhǔn)，取E=1。 1.9.3液相上限線3該線又稱降液管超負(fù)荷線。液體流量超過(guò)此線，表明液體流量過(guò)大，液體在降液管內(nèi)停留時(shí)間過(guò)短，進(jìn)入降液管的氣泡來(lái)不及與液相分離而被帶入下層塔板，造成氣相返混，降低塔板效率。取液相在降液管

27、內(nèi)停留時(shí)間最低允許值（35s），計(jì)算出最大液相負(fù)荷LS,maxL以作為液體在漿液管中停留時(shí)間的下限 1.9.4液泛線2若操作的氣液負(fù)荷超過(guò)此線時(shí)，塔內(nèi)將發(fā)生液泛現(xiàn)象，使塔不能正常操作。液泛可分為降液管液泛和液沫夾帶液泛兩種情況，在浮閥塔板的流體力學(xué)驗(yàn)算中通常對(duì)降液管液泛進(jìn)行驗(yàn)算。為使液體能由上層塔板順利地流入下層塔板，降液管內(nèi)須維持一定的液層高度Hd。為校正系數(shù)一般取0.5，苯-甲苯物系屬一般物系，即。0是反映板上液層充氣程度的因數(shù)，稱為充氣因數(shù)。當(dāng)液相為碳?xì)浠衔飼r(shí)0=0.40.5。本設(shè)計(jì)中取0=0.5hh因物系一定，塔板結(jié)構(gòu)尺寸一定，則、及等均為定值，而與又有如下關(guān)系，即對(duì)精餾段：對(duì)提餾段

28、：1.9.5漏液線（氣相負(fù)荷下線）4L對(duì)精餾段：LS,max=0.2777對(duì)提餾段：LS,max=0.27771.9.6操作線1.9.6-1塔板負(fù)荷性能圖（精餾段）在負(fù)荷性能圖上，作出操作點(diǎn)及操作線。由圖可看出，該篩板上限為液泛控制，下限為漏液控制。由圖查得故操作彈性為 對(duì)提餾段：1.9.6-2塔板負(fù)荷性能圖（提餾段）在負(fù)荷性能圖上，作出操作點(diǎn)以及操作線。由圖可看出，該篩板上限為液相負(fù)荷上線控制，下限為漏液控制。由圖查得 故操作彈性為 1.10篩板塔工藝的設(shè)計(jì)計(jì)算結(jié)果總表表1.10-1計(jì)算結(jié)果總表項(xiàng)目符號(hào)單位計(jì)算數(shù)據(jù)精餾段提餾段各段平均壓強(qiáng)PkPa108.825116.525各段平均溫度t89

29、.36102.49平均流量氣相Vm0.77900.7539液相Lm0.00210.0043實(shí)際塔板數(shù)N塊1022板間距Hm0.450.45塔的有效高度Zm4.55.4塔徑Dm1.21.2空塔氣速um/s0.68880.6666塔板液流型式塔板液流型式單流型單流型溢流管型式弓形弓形堰長(zhǎng)lm0.720.72溢流裝置 堰高h(yuǎn)m0.03650.022溢流堰寬度Wm0.1200.120管底與受液盤距離hm0.0500.050板上清液層高度hm0.0500.050孔徑dm0.0050.005孔間距tm0.0150.015孔數(shù)n個(gè)41654165開孔面積Am0.081740.08174篩孔氣速um/s9.5

30、3029.2231塔板壓降pa536.6508540.6610液體在降液管中停留的時(shí)間s13.336.51降液管內(nèi)清液層高度Hm0.11860.1221霧沫夾帶霧沫夾帶kg0.0037210.003561負(fù)荷上線負(fù)荷上線液泛控制液相負(fù)荷上線負(fù)荷下線負(fù)荷下線漏液控制漏液控制氣相最大負(fù)荷氣相最大負(fù)荷m1.8041.231氣相最小負(fù)荷氣相最小負(fù)荷m0.45260.4243操作彈性操作彈性3.98592.90121.11塔的熱量衡算1.11.1加熱介質(zhì)的選擇低壓蒸汽一般處于1.57Mpa以下，本設(shè)計(jì)采用溫度為130、壓力為2.7011051.11.2冷卻劑的選擇本次設(shè)計(jì)選用25的冷凝水,冷卻塔頂蒸汽后

31、升溫10,即冷卻水的出口溫度為35。1.11.3比熱容及汽化潛熱的計(jì)算1.塔頂溫度tD對(duì)于對(duì)于苯和甲苯分別查化工原理(上)（陳敏恒P2778）液體比熱容共線圖。根據(jù)相似三角形原理，當(dāng)共線圖的兩邊標(biāo)尺為等距刻度時(shí)，可用cp=At+B的關(guān)系式來(lái)表示因變量與自變量的關(guān)系，式中的c可知苯處于溫度范圍1080，擬合參數(shù)A,B分別為4.42910-3,1.606；甲苯處于溫度范圍060可計(jì)算出當(dāng)苯分別處于80,50時(shí)，對(duì)應(yīng)的比熱容為1.9603 kJkg-出當(dāng)甲苯分別處于60,30時(shí)，對(duì)應(yīng)的比熱容為1.8800 kJkg-1已知塔頂溫度tD=83.04，塔頂組成xD=苯：C甲苯：CC進(jìn)料板溫度tF=95.

32、68，塔頂組成xF=0.4957苯：C甲苯：CC塔頂溫度tW=109.30，塔頂組成x苯：C甲苯：CC表1.11.3-1液體汽化熱溫度t，8090100110120苯，kJ/kg394.1386.9379.3371.5363.2甲苯，kJ/kg379.9373.8367.6361.2354.6塔頂溫度tD=83.04，塔頂組成xD=0.9659的二元體系苯：r=394.1+甲苯：r=r=30735.8721 kJ/kmol1.11. 4熱量的計(jì)算1.塔頂上升的熱量QV(塔頂以0 KQ2.回流的熱量QL由圖可查塔頂組成下的泡點(diǎn)回流為tL=81.89，在此溫度下，塔頂組成xD=苯：C甲苯：CCQ3

33、.塔頂餾出液的熱量Q(注：餾出液與回流液組成相同，C則：Q4.進(jìn)料的熱量QQ5.塔底殘液的熱量QQ6.冷凝器消耗的熱量QQ7.再沸器提供的熱量Q在全塔范圍內(nèi)列衡算式子，塔釜熱損失為10%，則QQ則再沸器的實(shí)際熱負(fù)荷:0.9Q則Q8.熱量衡算結(jié)果進(jìn)過(guò)計(jì)算得出，本塔的能量衡算結(jié)果，如下表表1.11.4-1熱量衡算總表序號(hào)名稱數(shù)值（kJ/h）1塔頂上升的熱量Q8709151.24082回流的熱量QL39892573塔頂餾出液的熱量Q1574789.93424進(jìn)料的熱量Q4180044.1384 5塔底殘液的熱量QW2711314.1696冷凝器消耗的熱量Q3145104.3067再沸器提供的熱量Q3

34、612404.74531.11.5再沸器與冷凝器的換熱面積估算及選型1.11.5.1冷凝器換熱面積估算及用量計(jì)算對(duì)于管殼式換熱器熱流體為低沸點(diǎn)烴類蒸汽冷凝（常壓），冷流體為水，傳熱系數(shù)K=4551140/W/(m2本次估算取K=800/W/(出料液溫度83.04蒸汽 83.04液體走殼程冷卻水溫度35.00 25.00液體走管程選用逆流換熱：則傳熱面積為：A=則冷卻水的用量為：m1.11.5.2再沸器換熱面積估算及用量計(jì)算選用130飽和水蒸氣，取總傳熱系數(shù)K=800/W/(出料液溫度107.5 109.3液體走管程水蒸氣溫度130.00 130走殼程選用逆流換熱：則傳熱面積為：A=則飽和水蒸氣

35、的用量為：m1.11.5.3再沸器、冷凝器選型結(jié)果表1.11.5.3-1再沸器、冷凝器選型結(jié)果公稱直徑/mm公稱壓力/MPa管程數(shù)管子中心排數(shù)管程流通面積/m換熱管長(zhǎng)度mm換熱面積/m再沸器450112370.0419450062.6冷凝器450142000.0088200022.7篩板塔的Aspen Plus計(jì)算由于采用常規(guī)精餾塔算法,未考慮苯-甲苯二元物系的作用參數(shù)之間的相互影響,所以用AspenPlus軟件對(duì)本次設(shè)計(jì)的篩板塔進(jìn)行模擬優(yōu)化，然后對(duì)常規(guī)算法的結(jié)果進(jìn)行驗(yàn)證。從而得出常規(guī)算法的準(zhǔn)確性和可靠性。2.1物性方法選擇與驗(yàn)證由于苯-甲苯存在氣相-液相平衡,兩液相熱力學(xué)模型采用NRTL-R

36、K方程,氣相采用理想氣體狀態(tài)方程進(jìn)行計(jì)算。2.2模擬計(jì)算本文采用Aspen Plus軟件對(duì)本設(shè)計(jì)進(jìn)行了模擬。為了簡(jiǎn)化設(shè)計(jì)過(guò)程，本文所提出的設(shè)計(jì)方法主要有以下三步，(1)簡(jiǎn)捷設(shè)計(jì)(為計(jì)算提供初值)；(2)嚴(yán)格計(jì)算；(3)系統(tǒng)優(yōu)化。2.2.1簡(jiǎn)捷設(shè)計(jì)簡(jiǎn)捷設(shè)計(jì)采用Aspen Plus中的DSTWU模塊,該模塊根據(jù)Fenske-Underwood-Galliland公式進(jìn)行設(shè)計(jì)計(jì)算，計(jì)算結(jié)果為計(jì)算提供初值。模擬流程如圖2.2.1-1所示：圖2.2.1-1 簡(jiǎn)捷設(shè)計(jì)模擬流程圖中進(jìn)料(FEED1)質(zhì)量組成為40%的苯,60%甲苯。根據(jù)分離要求(質(zhì)量分率)：含苯量塔頂不低于96，塔底不高于4%，計(jì)算可得簡(jiǎn)捷

37、設(shè)計(jì)過(guò)程苯的回收率為94.1792%,塔頂甲苯的回收率為2.7361%.塔頂操作壓力為105.325kpa,單板壓降小于0.7kpa，計(jì)算結(jié)果如下表2.2.1-1精餾塔簡(jiǎn)捷設(shè)計(jì)計(jì)算結(jié)果所示:表2.2.1-1精餾塔簡(jiǎn)捷設(shè)計(jì)結(jié)果由上表可看出,計(jì)算最小回流比為1.54,實(shí)際回流比可取2.93,理論板數(shù)為11(包含再沸器),進(jìn)料板為第7塊。表2.2.1-2精餾塔簡(jiǎn)捷物料衡算平衡Substream: MIXEDFEED1D1W1Mole Flow kmol/hrC6H629.3937727.777121.616658C7H835.85913.981141634.87799Mole FracC6H6.45

38、04593.9658831.0442984C7H8.5495407.0341168.9557015Mass Flow kg/hrC6H62296.0552169.772126.2830C7H83304.07990.402893213.676Mass FracC6H6.4100000.9600018.0378097C7H8.5900000.0399981.9621903Total Flow kmol/hr65.2529028.7582636.49464Total Flow kg/hr5600.1332260.1753339.959Total Flow cum/hr7.1624822.783562

39、4.293537Temperature C107.994882.08503113.0393Pressure bar1.5032501.0532501.143250Vapor Frac0.00.00.0Liquid Frac可以看到塔頂D1流股苯的質(zhì)量分?jǐn)?shù)為96%，塔底W1流股苯的質(zhì)量分?jǐn)?shù)為3.78%，達(dá)到分離要求。2.2.2嚴(yán)格設(shè)計(jì)根據(jù)簡(jiǎn)捷設(shè)計(jì)計(jì)算結(jié)果提供的初值,進(jìn)行嚴(yán)格模擬。嚴(yán)格模擬采用AspenPLUS中的RADFrac模塊進(jìn)行模擬,熱力學(xué)模型采用NRTL方程,氣相采用理想氣體狀態(tài)方程進(jìn)行計(jì)算,NRTL-RK。圖2.2.2-1 嚴(yán)格設(shè)計(jì)模擬流程嚴(yán)格模擬結(jié)果與簡(jiǎn)捷設(shè)計(jì)計(jì)算結(jié)果基本相同,但仍然

40、存在差異。嚴(yán)格模擬物流平衡計(jì)算表如表2.2.2-1所示。表2.2.2-1精餾塔嚴(yán)格設(shè)計(jì)物料衡算平衡Substream: MIXEDFEED2D2W2Mole Flow kmol/hrC6H629.3937727.574991.818784C7H835.859131.18326834.67586Mole FracC6H6.4504593.9588547.0498370C7H8.5495407.0411453.9501630Mass Flow kg/hrC6H62296.0552153.983142.0718C7H83304.079109.02693195.052Mass FracC6H6.410

41、0000.9518222.0425731C7H8.5900000.0481778.9574269Total Flow kmol/hr65.2529028.7582636.49464Total Flow kg/hr5600.1332263.0103337.123Total Flow cum/hr7.1624822.7878104.286224Temperature C107.994882.23010112.3862Pressure bar1.5032501.0532501.130250Vapor Frac0.00.00.0Liquid Frac1.0000001.0000001.000000由嚴(yán)

42、格模擬物流平衡計(jì)算表可以看出,塔頂采出苯質(zhì)量分?jǐn)?shù)為95.1%,不滿足分離耍求,需耍進(jìn)一步優(yōu)化。2.2.3系統(tǒng)優(yōu)化系統(tǒng)優(yōu)化采用AspenPlus中的靈敏度分析功能進(jìn)行系統(tǒng)參數(shù)優(yōu)化。本設(shè)計(jì)為僅為二元組分分離,在保證最小理論板數(shù)的的前提下,在合理的范圍內(nèi)調(diào)節(jié)回流比,回流比通常為(1.22.0)Rmin。此過(guò)程成為單變量分析,其他變量不變，得到該工藝在不同回流比下的物料平衡。經(jīng)過(guò)模擬計(jì)算發(fā)現(xiàn)無(wú)法只控制R在(1.22.0)Rmin范圍內(nèi),通過(guò)適當(dāng)?shù)脑黾永碚摪鍞?shù)，在對(duì)回流比進(jìn)行優(yōu)化，最終在回流比=2.8時(shí),塔頂苯組成9圖2.2.3-1回流比的優(yōu)化當(dāng)回流比=2.8時(shí),所用理論板數(shù)目最少，回流比最小，并且，塔

43、頂苯組成96.9%，塔底苯組成3.94%達(dá)到要求。圖2.2.3-2進(jìn)料位置的優(yōu)化當(dāng)進(jìn)料位置處于7或8塊板時(shí)，進(jìn)料位置最優(yōu)。本設(shè)計(jì)選擇7塊板為進(jìn)料位置。優(yōu)化后的物料平衡表如表2.2.3-1。表2.2.3-1 優(yōu)化后的物料平衡表Substream: MIXEDFEED2D2W2Mole Flow kmol/hrC6H629.3937727.705651.688119C7H835.85913.955645934.90348Mole FracC6H6.4504593.9666573.0461340C7H8.5495407.0333427.9538659Mass Flow kg/hrC6H62296.0

44、552164.189131.8651C7H83304.07988.053713216.025Mass FracC6H6.4100000.9609040.0393875C7H8.5900000.0390960.9606125Total Flow kmol/hr65.2529028.6613036.59160Total Flow kg/hr5600.1332252.2433347.890Total Flow cum/hr7.1624822.7737114.302197Temperature C107.994882.06910112.7693Pressure bar1.5032501.0532501

45、.137250Vapor Frac0.00.00.0Liquid Frac1.0000001.0000001.0000002.3能量衡算表結(jié)果能量衡算如下表：表2.3-1能量衡算2.4塔徑估算Aspen Plus自帶塔徑估算,可以據(jù)此進(jìn)行塔板設(shè)計(jì)。首先設(shè)置估算的塔板數(shù)從2到12塊板,塔板類型選擇篩板,計(jì)算結(jié)果見篩板塔的工藝設(shè)計(jì)1.5塔徑的計(jì)算與板間距的確定1.5.3板間距的確定及塔徑、塔高的計(jì)算1.5.3板間距的確定及塔徑、塔高的計(jì)算1.5.3.1板間距的確定HT。2.5水力學(xué)分析圖2.5-1各理論板液相組成曲線圖通過(guò)圖2.5-1可以看出,塔從下到上,甲苯含量逐漸降低,苯含量逐漸升高,一直到達(dá)

46、到分離要求,沒(méi)有多余的塔板,塔板數(shù)計(jì)算合理,同時(shí)進(jìn)料位置沒(méi)有大的組成波動(dòng),說(shuō)明進(jìn)料板位置選擇準(zhǔn)確。圖2.5-2各理論板溫度曲線圖通過(guò)圖2.5-2可以看出,塔從上到下,隨著重組分甲苯含量增多,每層塔板溫度逐步升高,在再沸器中達(dá)到最高。圖2.5-3各理論扳氣液相負(fù)荷分布圖通過(guò)圖2.5-3可以看出,精餾塔中精餾段和提餾段氣液相負(fù)荷差距不大,原因是進(jìn)料板上的飽和液體進(jìn)料,提餾段液相負(fù)荷明顯大于精餾段,然在塔經(jīng)計(jì)算過(guò)程中,兩段塔徑差別較小,為了塔整體制作方便,選擇整體塔徑1.2m。2.6常規(guī)算法與AspenPlus軟件計(jì)算的工藝設(shè)計(jì)結(jié)果對(duì)比表2.6-1對(duì)比表序號(hào)項(xiàng)目常規(guī)算法ASPEN PLUS模擬1最小

47、回流比1.33331.544583792回流比2.53322.83理論塔板數(shù)，個(gè)12134塔頂苯純度，質(zhì)量分?jǐn)?shù)0.96000.960955865塔頂流出液流量，Kmol/h28.661328.66136塔釜?dú)堃毫髁?，Kmol/h36.591636.59167塔頂冷凝器消耗熱量，KJ/h3145104.30633671108塔底再沸器消耗熱量，KJ/h3612404.74533257674.419塔徑，m1.21可看出經(jīng)過(guò)Aspen Plus軟件計(jì)算后的再沸器的總熱量消耗值比常規(guī)算法的再沸器熱量消耗值低354730.3353 kJ/h,在某種程度上即減少消耗燃煤量,對(duì)于連續(xù)精餾塔可減少二氧化碳的

48、排放量。篩板塔的CUP-TOWER設(shè)計(jì)位于第八塊板時(shí)，氣液相負(fù)荷最大，因此，根據(jù)第八塊板的氣液相水力學(xué)數(shù)據(jù)進(jìn)行設(shè)計(jì)。結(jié)果如下：塔板編號(hào)(實(shí)際)#塔板層數(shù)1塔內(nèi)徑，m1.1板間距，mm450液流程數(shù)1d/t,%5.2開孔率,%6.85堰長(zhǎng)，mm640/1296堰高，mm29底隙/側(cè)隙，mm23降液管寬，mm107受液盤寬，mm107受液盤深，mm23堰型平堰塔板形式普通篩孔塔板編號(hào)#溢流強(qiáng)度，m3/mh23.38停留時(shí)間，s5.04降液管液泛，%56.02閥孔動(dòng)能因子，(m/s)(kg/m3)0.521.81單位塔板壓降，Pa694.16降液管內(nèi)線速度,m/s0.09降液管底隙速度,m/s0.3

49、6 SEQ _ * ARABIC 1篩孔設(shè)計(jì)_：（實(shí)際板號(hào)：第8塊）基本信息1項(xiàng)目名稱7校核人2裝置名稱8日期2018/1/223塔的名稱9說(shuō)明4塔板編號(hào)(實(shí)際)#10計(jì)算選用的理論版#5塔板層數(shù)111塔板編號(hào)(理論)#6塔板形式普通篩孔12分段說(shuō)明工藝設(shè)計(jì)條件液相氣相1質(zhì)量流量kg/h11839.697質(zhì)量流量kg/h8491.782密度kg/m3791.188密度kg/m33.123體積流量m3/h14.969體積流量m3/h2718.554粘度cp0.2710粘度cp0.015表面張力dyn/cm19.1511安全因子/0.826體系因子/0.9512充氣因子/0.60塔板結(jié)構(gòu)參數(shù)1塔徑

50、m1.076孔數(shù)#8657.612板間距m0.45007開孔密度#/m214255.673塔截面積m20.89378溢流程數(shù)/14開孔區(qū)面積m20.60739堰的形式/平堰5開孔率%6.85溢流區(qū)尺寸兩側(cè)中心1降液管面積比%5.202堰徑比%60.00121.503降液管頂部寬度m0.10674彎折距離m0.03985降液管底部寬度m0.06686受液盤深度m0.02257受液盤寬度m0.10678堰高m0.02859降液管底隙m0.022510降液管頂部面積m20.046511降液管底部面積m20.02330.023912頂部堰長(zhǎng)m0.64001.296113底部堰長(zhǎng)m0.51711.296

51、514進(jìn)口堰高度m15進(jìn)口堰寬度m普通篩孔參數(shù)1篩孔孔徑m0.00352孔間距m0.00963748工藝計(jì)算結(jié)果正常操作150%操作60%操作1空塔氣速m/s0.84490.84490.84492空塔動(dòng)能因子m/s(kg/m3)0.51.49331.49331.49333空塔容量因子m/s0.05320.05320.05324孔速m/s12.339711.679913.52145孔動(dòng)能因子m/s(kg/m3)0.521.809020.642823.89746漏點(diǎn)氣速m/s5.45855.45355.45287漏點(diǎn)動(dòng)能因子m/s(kg/m3)0.59.64739.63849.63718相對(duì)泄露量kg液/100kg液9溢流強(qiáng)度m3/