苯-甲苯精餾塔課程設(shè)計

課程設(shè)計任務(wù)書一、課題名稱苯——甲苯混合體系分離過程設(shè)計二、課題條件(原始數(shù)據(jù))1、設(shè)計方案得選定原料:苯、甲苯年處理量:1０8０00ｔ原料組成（甲苯得質(zhì)量分率):0、5塔頂產(chǎn)品組成:塔底產(chǎn)品組成:２、操作條件操作壓力:常壓進料熱狀態(tài):泡點進料冷卻水：20加熱蒸汽:0、2MPa塔頂為全凝器,中間泡點進料,連續(xù)精餾3、設(shè)備型式:篩板塔三、設(shè)計內(nèi)容1、概述2、設(shè)計方案得選擇及流程說明３、塔板得計算(板式塔)4、主要設(shè)備工藝尺寸設(shè)計板式塔:(１）塔徑及提餾段塔板結(jié)構(gòu)尺寸得確定(2)塔板得流體力學(xué)校核(3)塔板得負荷性能圖(4)總塔高、總壓降及接管尺寸得確定5、輔助設(shè)備選型與計算(泵、塔頂冷凝器與塔釜再沸器)6、設(shè)計結(jié)果匯總7、工藝流程圖設(shè)計內(nèi)容摘要：精餾就就是分離液體混合物最常用得一種單元操作，在化工﹑煉油﹑石油化工等工業(yè)中得到廣泛得應(yīng)用。本設(shè)計得題目就就是苯—甲苯二元物系板式精餾塔得設(shè)計。在確定得工藝要求下,確定設(shè)計方案,設(shè)計內(nèi)容包括精餾塔工藝設(shè)計計算,塔輔助設(shè)備設(shè)計計算,精餾工藝過程流程圖,精餾塔設(shè)備結(jié)構(gòu)圖，設(shè)計說明書。關(guān)鍵詞:板式塔;苯--甲苯；工藝計算；結(jié)構(gòu)圖簡介塔設(shè)備就就是煉油、化工、石油化工等生產(chǎn)中廣泛應(yīng)用得氣液傳質(zhì)設(shè)備。根據(jù)塔內(nèi)氣液接觸部件得結(jié)構(gòu)型式,可分為板式塔與填料塔。板式塔內(nèi)設(shè)置一定數(shù)目得塔板，氣體以鼓泡或噴射形式穿過板上液層進行質(zhì)熱傳遞,氣液相組成呈階梯變化,屬逐級接觸逆流操作過程。填料塔內(nèi)裝有一定高度得填料層,液體自塔頂沿填料表面下流,氣體逆流向上(也有并流向下者)與液相接觸進行質(zhì)熱傳遞,氣液相組成沿塔高連續(xù)變化,屬微分接觸操作過程。工業(yè)上對塔設(shè)備得主要要求就就是:(1）生產(chǎn)能力大；(２)傳熱、傳質(zhì)效率高；（３)氣流得摩擦阻力?。?4)操作穩(wěn)定,適應(yīng)性強，操作彈性大;(5)結(jié)構(gòu)簡單,材料耗用量少;(6)制造安裝容易,操作維修方便。此外,還要求不易堵塞、耐腐蝕等。板式塔大致可分為兩類:(1)有降液管得塔板,如泡罩、浮閥、篩板、導(dǎo)向篩板、新型垂直篩板、蛇形、S型、多降液管塔板；(2)無降液管得塔板,如穿流式篩板（柵板)、穿流式波紋板等。工業(yè)應(yīng)用較多得就就是有降液管得塔板,如浮閥、篩板、泡罩塔板等。苯得沸點為80、１℃,熔點為5、５℃,在常溫下就就是一種無色、味甜、有芳香氣味得透明液體,易揮發(fā)。苯比水密度低，密度為0、88g/ml,但其分子質(zhì)量比水重。苯難溶于水，1升水中最多溶解１、７g苯;但苯就就是一種良好得有機溶劑,溶解有機分子與一些非極性得無機分子得能力很強。甲苯就就是最簡單,最重要得芳烴化合物之一。在空氣中,甲苯只能不完全燃燒,火焰呈黃色。甲苯得熔點為-95℃，沸點為１11℃。甲苯帶有一種特殊得芳香味(與苯得氣味類似)，在常溫常壓下就就是一種無色透明,清澈如水得液體,密度為0、8６6克/厘米3，對光有很強得折射作用(折射率：1,49６１)。甲苯幾乎不溶于水（0,52g／ｌ),但可以與二硫化碳，酒精,乙醚以任意比例混溶,在氯仿,丙酮與大多數(shù)其她常用有機溶劑中也有很好得溶解性。甲苯得粘性為0，6mＰas,也就就就是說它得粘稠性弱于水。甲苯得熱值為40、940kJ／kg，閃點為4℃,燃點為535℃。?分離苯與甲苯，可以利用二者沸點得不同,采用塔式設(shè)備改變其溫度,使其分離并分別進行回收與儲存。板式精餾塔、浮法塔都就就是常用得塔類型,可以根據(jù)不同塔各自特點選擇所需要得塔。篩板就就是在塔板上鉆有均布得篩孔，呈正三角形排列。上升氣流經(jīng)篩孔分散、鼓泡通過板上液層,形成氣液密切接觸得泡沫層（或噴射得液滴群)。篩板塔就就是１932年提出得,當(dāng)時主要用于釀造,其優(yōu)點就就是結(jié)構(gòu)簡單,制造維修方便,造價低,氣體壓降小，板上液面落差較小，相同條件下生產(chǎn)能力高于浮閥塔,塔板效率接近浮閥塔。其缺點就就是穩(wěn)定操作范圍窄,小孔徑篩板易堵塞,不適宜處理粘性大得、臟得與帶固體粒子得料液。但設(shè)計良好得篩板塔仍具有足夠得操作彈性，對易引起堵塞得物系可采用大孔徑篩板，故近年我國對篩板得應(yīng)用日益增多，所以在本設(shè)計中設(shè)計該種塔型。二、設(shè)計方案得確定２、1操作條件得確定確定設(shè)計方案就就是指確定整個精餾裝置得流程、各種設(shè)備得結(jié)構(gòu)型式與某些操作指標(biāo)。例如組分得分離順序、塔設(shè)備得型式、操作壓力、進料熱狀態(tài)、塔頂蒸汽得冷凝方式等。下面結(jié)合課程設(shè)計得需要,對某些問題作些闡述。２、1、１操作壓力蒸餾操作通?？稍诔?、加壓與減壓下進行。確定操作壓力時,必須根據(jù)所處理物料得性質(zhì),兼顧技術(shù)上得可行性與經(jīng)濟上得合理性進行考慮。例如,采用減壓操作有利于分離相對揮發(fā)度較大組分及熱敏性得物料,但壓力降低將導(dǎo)致塔徑增加,同時還需要使用抽真空得設(shè)備。對于沸點低、在常壓下為氣態(tài)得物料,則應(yīng)在加壓下進行蒸餾。當(dāng)物性無特殊要求時,一般就就是在稍高于大氣壓下操作。但在塔徑相同得情況下,適當(dāng)?shù)靥岣卟僮鲏毫梢蕴岣咚锰幚砟芰ΑＳ袝r應(yīng)用加壓蒸餾得原因，則在于提高平衡溫度后,便于利用蒸汽冷凝時得熱量，或可用較低品位得冷卻劑使蒸汽冷凝,從而減少蒸餾得能量消耗。2、1、２進料狀態(tài)進料狀態(tài)與塔板數(shù)、塔徑、回流量及塔得熱負荷都有密切得聯(lián)系。在實際得生產(chǎn)中進料狀態(tài)有多種,但一般都將料液預(yù)熱到泡點或接近泡點才送入塔中,這主要就就是由于此時塔得操作比較容易控制,不致受季節(jié)氣溫得影響。此外，在泡點進料時,精餾段與提餾段得塔徑相同,為設(shè)計與制造上提供了方便。2、１、3加熱方式蒸餾釜得加熱方式通常采用間接蒸汽加熱,設(shè)置再沸器。有時也可采用直接蒸汽加熱。然而,直接蒸汽加熱,由于蒸汽得不斷通入,對塔底溶液起了稀釋作用,在塔底易揮發(fā)物損失量相同得情況下,塔底殘液中易揮發(fā)組分得濃度應(yīng)較低，因而塔板數(shù)稍有增加。采用直接蒸汽加熱時,加熱蒸汽得壓力要高于釜中得壓力,以便克服蒸汽噴出小孔得阻力及釜中液柱靜壓力。對于苯-甲苯溶液，一般采用1、１~2、0KPa(表壓)。２、2確定設(shè)計方案得原則確定設(shè)計方案總得原則就就是在可能得條件下,盡量采用科學(xué)技術(shù)上得最新成就,使生產(chǎn)達到技術(shù)上最先進、經(jīng)濟上最合理得要求,符合優(yōu)質(zhì)、高產(chǎn)、安全、低消耗得原則。為此,必須具體考慮如下幾點:2、2、1滿足工藝與操作得要求所設(shè)計出來得流程與設(shè)備,首先必須保證產(chǎn)品達到任務(wù)規(guī)定得要求,而且質(zhì)量要穩(wěn)定，這就要求各流體流量與壓頭穩(wěn)定,入塔料液得溫度與狀態(tài)穩(wěn)定,從而需要采取相應(yīng)得措施。其次所定得設(shè)計方案需要有一定得操作彈性,各處流量應(yīng)能在一定范圍內(nèi)進行調(diào)節(jié),必要時傳熱量也可進行調(diào)整。因此,在必要得位置上要裝置調(diào)節(jié)閥門，在管路中安裝備用支線。計算傳熱面積與選取操作指標(biāo)時,也應(yīng)考慮到生產(chǎn)上得可能波動。再其次,要考慮必需裝置得儀表(如溫度計、壓強計,流量計等)及其裝置得位置,以便能通過這些儀表來觀測生產(chǎn)過程就就是否正常,從而幫助找出不正常得原因，以便采取相應(yīng)措施。2、2、2滿足經(jīng)濟上得要求要節(jié)省熱能與電能得消耗,減少設(shè)備及基建費用。如前所述在蒸餾過程中如能適當(dāng)?shù)乩盟?、塔底得廢熱,就能節(jié)約很多生蒸汽與冷卻水，也能減少電能消耗。又如冷卻水出口溫度得高低,一方面影響到冷卻水用量，另方面也影響到所需傳熱面積得大小,即對操作費與設(shè)備費都有影響。同樣,回流比得大小對操作費與設(shè)備費也有很大影響。2、２、3保證安全生產(chǎn)例如苯屬有毒物料,不能讓其蒸汽彌漫車間。又如,塔就就是指定在常壓下操作得,塔內(nèi)壓力過大或塔驟冷而產(chǎn)生真空,都會使塔受到破壞，因而需要安全裝置。以上三項原則在生產(chǎn)中都就就是同樣重要得。但在化工原理課程設(shè)計中,對第一個原則應(yīng)作較多得考慮,對第二個原則只作定性得考慮，而對第三個原則只要求作一般得考慮。三、塔體計算3、１設(shè)計方案得確定本設(shè)計采用連續(xù)精餾流程,飽與液體進料。塔頂上升蒸汽采用全凝器冷凝,冷凝液在泡點下一部分回流至塔內(nèi),其余部分經(jīng)產(chǎn)品冷卻器冷卻后送至儲罐。該物系屬于易分離物系，最小回流比比較小,故操作回流比取最小回流比得2倍。塔釜采用飽與蒸汽間接加熱，塔底產(chǎn)品冷卻后送至儲罐。3、2精餾塔得物料衡算3、2、1原料液進料量、塔頂、塔底摩爾分率進料量：F=１08０００t/年=150０0ｋｇ/ｈ苯得摩爾質(zhì)量MA=78Kｇ/mol甲苯得摩爾質(zhì)量ＭB=9２Kg／mol３、2、2原料液及塔頂、塔底產(chǎn)品得平均摩爾質(zhì)量MD＝0、99１53、２、3物料衡算原料處理量總物料衡算F＝D+W=177、6７kmol/hF、XF=D、XD+W、XW解得:D＝94、9839Kmｏl/hW=8２、６861Kmｏｌ/h四、塔板計算４、1塔板數(shù)得確定4、１、１理論板數(shù)得求取(１)相對揮發(fā)度得求取苯得沸點為8０、1℃,甲苯得沸點為110、8℃當(dāng)溫度為80、1℃時解得:,當(dāng)溫度為1１０、８℃時解得:，=２39、３３１６/101、835７=２、３5(2)最小回流比得求取由于就就是飽與液體進料，有q＝1,q線為一垂直線,故,根據(jù)相平衡方程有最小回流比為回流比為最小回流比得2倍,即R=2Rmiｎ=2、４6(3)精餾塔得氣、液相負荷(4）操作線方程精餾段操作線方程提餾段操作線方程兩操作線交點橫坐標(biāo)為理論板計算過程如下總理論板數(shù)為1５(包括蒸餾釜）,精餾段理論板數(shù)為７,第8塊板為進料板。4、１、2實際板數(shù)得求取取全塔效率為0、5２,則有總板數(shù)為2４(包括蒸餾釜)，精餾段板數(shù)為14,提餾段板數(shù)為124、２提溜段得計算4、2、1精餾塔得提餾段工藝條件（１)操作壓力得計算設(shè)每層塔板壓降已知則(２)操作溫度得計算依據(jù)操作壓力,由泡點方程通過試差法計算出泡點溫度,其中苯、甲苯得飽與蒸汽有安托尼方程計算,計算結(jié)果如下：試差得到得PA、PB代入到計算得到得結(jié)果如下:塔頂溫度:塔釜溫度進料板溫度提餾段平均溫度(3)平均摩爾質(zhì)量計算塔釜平均摩爾質(zhì)量得計算由理論板得計算過程可知，,,由理論板得計算過程可知,提餾段得平均摩爾質(zhì)量為:(4)平均密度計算①氣相平均密度計算由理想氣體狀態(tài)方程式計算,即精餾段氣相平均密度:提餾段氣相平均密度：=2\*GB3②液相平均密度計算液相平均密度計算依下式計算,即:塔頂液相平均密度得計算。由,查液體在不同溫度下得密度表得:塔釜液相平均密度得計算。由,查液體在不同溫度下得密度表得:進料板液相平均密度得計算。由，查液體在不同溫度下得密度表得:提餾段得平均密度為:精餾段得平均密度為:(５）液體平均表面張力得計算液相平均表面張力依下式計算,即:進料板液相平均表面張力得計算。由,查液體表面張力共線圖得:塔釜液液相平均表面張力得計算。由，查液體表面張力共線圖得：提餾段平均表面張力為:(6）液體平均黏度計算液相平均黏度依下式計算,即:塔釜液相平均黏度得計算:由，查氣體黏度共線圖得:提餾段液相平均黏度得計算:由,查氣體黏度共線圖得:提餾段液相平均黏度為:4、２、2塔徑得計算(１）最大氣速精餾段得氣、液相體積流率為:設(shè)查篩板塔汽液負荷因子曲線圖得取安全系數(shù)為0、７5,則空塔氣速為:（2）塔徑按標(biāo)準(zhǔn)塔徑圓整后為塔截面積為:4、２、3、塔板主要工藝尺寸得計算(1)溢流堰工藝尺寸得計算因塔徑，液體流量為?？蛇x用單溢流弓形降液管,采用凹形受液盤。各項計算如下:堰長取溢流堰高度由,選用平直堰。由與查表得液流收縮系數(shù)Ｅ=1、051堰上液層高度由下式計算,即:則故弓形降液管寬度與截面積:由,查弓形降液管參數(shù)圖得:則:,驗算液體在降液管中停留時間,即:故降液管設(shè)計合理。降液管底隙得流速,則:則故降液管底隙高度設(shè)計合理。選用凹形受液盤,深度。(2)塔板布置=1\*GB3①塔板得分塊。因,故塔板采用分塊式。查塔板塊數(shù)表得塔板分為4塊。＝2\*ＧB3②邊緣區(qū)寬度確定：取,=3\*GB3③開孔區(qū)面積計算。開孔區(qū)面積計算為:其中故=4\*GB3④篩孔計算及其排列。由于苯與甲苯?jīng)]有腐蝕性,可選用碳鋼板,取篩孔直徑。篩孔按正三角形排列,取孔中心距t為：篩孔數(shù)目ｎ為:開孔率為:氣體通過篩孔得氣速為:4、２、4、篩板得流體力學(xué)驗算(１)塔板壓降=１\*GB3①干板阻力計算。干板阻力由下式計算：由,查篩板塔汽液負荷因子曲線圖得故液柱=2\*ＧB3②氣體通過液層得阻力計算。氣體通過液層得阻力由下式計算,即查充氣系數(shù)關(guān)聯(lián)圖得。故。=3\*GB3③液體表面張力得阻力計算。液體表面張力所產(chǎn)生得阻力由下式計算,即:氣體通過每層塔板得液柱高度按下式計算：氣體通過每層塔板得壓降為:(2)液面落差對于篩板塔,液面落差很小，且本設(shè)計得塔徑與液流量均不大，故可忽略液面落差得影響。(3)溢流液泛為防止塔內(nèi)發(fā)生液泛，降液管內(nèi)液層高應(yīng)服從下式所表示得關(guān)系,即：而塔板不設(shè)進口堰則苯—甲苯物系屬一般物系，取,則:所以設(shè)計中不會發(fā)生液泛現(xiàn)象(4）液沫夾帶液沫夾帶按下式計算:故液沫夾帶量在允許得范圍內(nèi)。(5)漏液對篩板塔,漏液點氣速可由以下公式計算:實際氣速穩(wěn)定系數(shù)為故在本設(shè)計中無明顯漏液。4、2、5、精餾段塔板負荷性能圖(1)漏液線由,,得:在操作范圍內(nèi)，任取幾個值,依上式計算出值,計算結(jié)果列于下表表4-1漏液線計算結(jié)果0、０1３6０、020、0350、0450、7640、797０、85８0、8９2由上表數(shù)據(jù)即可作出漏液線1(２)液沫夾帶線以為限，求關(guān)系如下：在操作范圍內(nèi),任取幾個值,依上式計算出值,計算結(jié)果列于下表表4-２液沫夾帶線計算結(jié)果0、013６0、02０、０３５０、0４52、732、４１41、７831、４１3由上表數(shù)據(jù)即可作出液沫夾帶線2(3）液相負荷下限線對于平直堰,取堰上液層高度=0、006ｍ作為最小液體負荷標(biāo)準(zhǔn)：據(jù)此可作出與氣體流量無關(guān)得垂直液相負荷下限線3(4)液相負荷上限線以作為液體在降液管中停留時間得下限故據(jù)此可作出與氣體流量無關(guān)得垂直液相負荷上限線４。(5）液泛線令由聯(lián)立解得忽略,將與,與，與得關(guān)系式代入上式,并整理得:式中將有關(guān)得數(shù)據(jù)代入整理,得在操作范圍內(nèi),任取幾個值，依上式計算出值,計算結(jié)果列于下表表4-3液泛線計算表０、013６0、020、0350、０450、0989０、0６98-0、0１１8－0、０78２由上表即可作出液泛線圖一:圖一提餾段負荷性能圖由上圖可瞧出,該篩板得操作上限為液泛控制,下限為漏液控制。由圖查得:＝0、664=３、６28故操作彈性為:/＝5、46３所設(shè)計提餾段篩板得主要結(jié)果匯總于下表表4－7提餾段篩板塔設(shè)計計算結(jié)果序號項目數(shù)值１2345678910１11213１41516１7181９20２122２３24252６２728２９平均溫度平均壓力氣相流量液相流量塔得有效高度塔徑／m板間距溢流形式降液管形式堰長／m堰高/m板上液層高度/ｍ堰上液層高度/m降液管底隙高度/m開孔區(qū)面積/篩孔直徑／m篩孔數(shù)目孔中心距／ｍ開孔率/%空塔氣數(shù)/(ｍ/s)篩孔氣速/(m／s)穩(wěn)定系數(shù)單板壓降/kPa負荷上限負荷下限液沫夾帶量/氣相負荷上限/氣相負荷下限/操作彈性126、31９8、15１、4960、０1365、2１、70、4５單溢流弓形1、190、０5４50、0９０、035５0、042８1、50３0、005７７150、01510、10、9099、８7７1、970、9液泛控制漏液控制0、014６0、022980、0０09425、463五、塔附件設(shè)計5、1附件得計算5、1、１接管(1)進料管進料管得結(jié)構(gòu)類型很多,有直管進料管、彎管進料管、T形進料管。本設(shè)計采用直管進料管。F=１０８t/ｈ＝15000Kg/h,=752、9Kg/則體積流量取管內(nèi)流速則管徑取進料管規(guī)格Φ6８×3則管內(nèi)徑d＝6２ｍm進料管實際流速(2）回流管采用直管回流管,回流管得回流量:塔頂液相平均摩爾質(zhì)量，塔頂溫度t=105、3查表得：平均密度則液體流量取管內(nèi)流速則回流管直徑可取回流管規(guī)格Φ42×２、5則管內(nèi)直徑d=37ｍm回流管內(nèi)實際流速(３)塔頂蒸汽接管塔頂蒸汽密度塔頂汽相平均摩爾質(zhì)量則蒸汽得體積流量:取管內(nèi)蒸汽流速則可取回流管規(guī)格Φ24５×6、5則實際管徑d=232