《化工原理》課程設(shè)計(jì) 目篩板式連續(xù)精餾塔

目錄TOC\o"1-2"\h\z\u一、符號說明 1（一）物料衡算部分 1（二）塔及塔板工藝計(jì)算部分 1二、概述 2三、設(shè)計(jì)說明 2（一）工藝方式的選擇 2（二）進(jìn)料方式的選擇 3（三）再沸器、冷凝器的選擇 4四、設(shè)計(jì)計(jì)算 4（一）數(shù)據(jù)準(zhǔn)備 4（二）物料衡算 5（三）塔板數(shù)的確定 5（四）精餾塔的工藝條件及有關(guān)物性數(shù)據(jù)的計(jì)算 8（五）精餾段的塔體工藝尺寸計(jì)算 11（六）塔板主要工藝尺寸的計(jì)算 14五、篩板的液體力學(xué)驗(yàn)算 16（一）塔板壓降 16（二）液面落差 17（三）液沫夾帶 17（四）漏液 18（五）液泛 18（六）液泛在降液管中的停留時(shí)間 19六、塔板負(fù)荷性能圖 19（一）漏液線 19（二）液沫夾帶線 20（三）液相負(fù)荷下限線 21（四）液相負(fù)荷上限線 21（五）液泛線 21七、塔的工藝設(shè)計(jì) 22（一）主要接管的選擇 23（二）塔的內(nèi)部工藝設(shè)計(jì) 23八、附錄：計(jì)算結(jié)果匯總 24九、結(jié)束語 26十、參考書目 26十一、附圖 26一、符號說明（一）物料衡算部分符號單位意義符號單位意義組分名稱摩爾比熱塔頂產(chǎn)品流出率總塔板效率原料流率下降液體流率塊理論塔板數(shù)塊實(shí)際塔板數(shù)壓力純組分飽和分壓再沸器熱負(fù)荷冷凝器熱負(fù)荷進(jìn)料中液相所占分率回流比汽化摩爾潛熱溫度上升蒸汽流率釜內(nèi)液體流速液相中苯的摩爾分率氣相中苯的摩爾分率黏度回收率（二）塔及塔板工藝計(jì)算部分符號單位意義符號單位意義塔的截面積塔板的工作面積降液管截面積塔板的有效面積篩管總面積氣體負(fù)荷參數(shù)孔流系數(shù)流體表面張力為yn/cm的C塔徑篩孔直徑液沫夾帶量弓形堰的校正系數(shù)氣相負(fù)荷降液管的清夜層高度板間距液體管內(nèi)清夜層高度板上泡沫層高度清液氣體通過泡沫層的壓降清液氣體通過篩孔壓力降清液發(fā)生漏夜時(shí)干板的壓降堰上液層高度液泛氣速堰高氣體通過篩孔氣速空塔氣速液體在降液管內(nèi)停留時(shí)間說明：符號右上角加“’”的為提餾段符號； 無“’”者為精餾段符號。二、概述化工、石油等生產(chǎn)過程中常常需要均相液體的混合物分離以達(dá)到提純或回收利用有用組分的目的。分離均相液體的方法有很多種，如蒸餾，萃取等，其中蒸餾是最常用的方法.蒸餾在工業(yè)生產(chǎn)中的應(yīng)用十分廣泛，例如從合成物中分離出乙烯，丙烯等高純度單體，從發(fā)酵液中提取白灑，工業(yè)酒精等。由此可見，蒸餾是分離組合物的重要單元操作之一。此次設(shè)計(jì)的目的是設(shè)計(jì)一個(gè)可以年生產(chǎn)4.4萬噸的苯－甲苯混合物（含苯40%）的篩板式連續(xù)精餾塔，以達(dá)到產(chǎn)品含量不低于98%，殘液中含苯不高3%的生產(chǎn)要求。三、設(shè)計(jì)說明（一）工藝方式的選擇1.蒸餾過程按操作方法可分為簡單蒸餾、平衡蒸餾、精餾，由于苯－甲苯的沸點(diǎn)相差較大，相對揮發(fā)度適中，屬于較難分離的物系，且分離要求較高，采用精餾方法即可。采用簡單蒸餾和平衡蒸餾達(dá)不到分離要求，特殊蒸餾用不上，故選擇了精餾方式分離混合物。2.由于苯－甲苯常壓下呈液態(tài)，且由于沸點(diǎn)在室溫150℃之間的混合物，通常在常壓下進(jìn)行精餾（苯－甲苯的沸點(diǎn)見數(shù)據(jù)準(zhǔn)備），所以用常壓蒸餾即可達(dá)到分離目的，不必采用加壓或真空蒸餾。3.由于間歇蒸餾用于小批量生產(chǎn)，而需求是大批量生產(chǎn)，所以必須采用連續(xù)蒸餾。4.塔型的選擇有以下幾種理由：(1).從塔徑大小考慮：塔徑大小涉及塔的放大性能，制造安裝等問題。板式塔的塔徑增大，塔的效率變化不大，一般說還可以提高，還填料塔的傳質(zhì)效率隨塔徑增大而下降。(2).從塔高考慮：由于理論板數(shù)較多時(shí)，填料塔需要分層，層間需氣液再分層器，結(jié)構(gòu)復(fù)雜，而板式塔增加板數(shù)相對簡單得多。(3).從物料的沉積與清除角度看：板式塔優(yōu)于填料塔。(4).從塔內(nèi)設(shè)置換熱構(gòu)件與氣液的加入與引出的角度看：板式塔中，塔板上可以放置換熱器，便于與塔內(nèi)直接進(jìn)行加熱與冷卻，也可將液體引出塔外，經(jīng)換熱器后再送入塔內(nèi)，在板上加入或引出物料都很方便，但上述操作對填料塔來說則很困難。(5).從操作彈性看：填料塔操作范圍小，對于液體負(fù)荷變化更為敏感，負(fù)荷過大或過小都會(huì)引起不正常操作，而板式塔對液體的負(fù)荷的適應(yīng)范圍大。(6).板型的選擇：篩板由于結(jié)構(gòu)簡單，易于制造成本低，氣體通過塔板的壓力減小，板上的液面差小，生產(chǎn)能力較大等優(yōu)點(diǎn)而被廣泛應(yīng)用。綜上所述，在此次設(shè)計(jì)中選擇篩板式常壓連續(xù)精餾塔。（二）進(jìn)料方式的選擇1．進(jìn)料熱狀態(tài)的選擇進(jìn)料熱狀態(tài)可用q值表征，進(jìn)料可能有以下五種不同的熱狀態(tài)：(1).溫度低于泡點(diǎn)的過冷液體q>1(2).泡點(diǎn)以下的飽和液體q=1(3).汽液混合物0<q<1(4).飽和蒸汽q=0(5).溫度高于露點(diǎn)的過熱蒸汽q<0由于泡點(diǎn)進(jìn)料所帶熱量少，所以塔頂冷凝量小。這樣可以減少塔釜供熱量，且因苯—甲苯常溫常壓下呈液態(tài)，所以不必采用露點(diǎn)進(jìn)料，否則會(huì)增加熱量供應(yīng)。2．進(jìn)料方式選擇在此次設(shè)計(jì)中，采用了高溢槽的加料方式因?yàn)檫@樣可以起到緩沖的作用，又清除了用泵直接加熱的不穩(wěn)定性。（三）再沸器、冷凝器的選擇 連續(xù)精餾過程的裝置由精餾塔、再沸器（蒸餾釜）和冷凝器組成。料液從加料板上加入，向下流動(dòng)。在塔下部的再沸器中，通過加熱使液體沸騰，讓部分物料氣化產(chǎn)生的上升蒸汽沿塔上升與下降的液體逆流接觸并進(jìn)行物質(zhì)傳遞。塔頂設(shè)有冷凝器，將塔頂蒸汽全為液體，冷凝液的一部分由塔頂進(jìn)入塔內(nèi)，其余部分作為塔頂產(chǎn)品連續(xù)排出。四、設(shè)計(jì)計(jì)算（一）數(shù)據(jù)準(zhǔn)備1．物性數(shù)據(jù)分子式C6H6C7H8分子量78.1192.132．密度（）溫度（℃）8090100110120苯815.0803.9792.5780.3768.9甲苯810.0800.2790.3780.3770.03．表面張力（）溫度（℃）8090100110苯21．2720．0618．8517．66甲苯21．6920．5919．9418．404．液體汽化潛熱（）溫度（℃）8090100110苯394.1386.9379.3371.5甲苯379.9373.8367.6361.25．汽液平衡數(shù)據(jù)苯－甲苯在101.3下的（℃）80.184889296100104108110.61.0000.8160.6510.5020.3730.2560.1520.05701.0000.9190.8250.7170.5940.4550.3000.1250（二）物料衡算由原始數(shù)據(jù)得：塔頂餾出液中苯的回收率為：塔底殘液中甲苯的回收率為：（三）塔板數(shù)的確定 1．理論板數(shù)的求取(1).參照汽液平衡數(shù)據(jù)繪制苯-甲苯的溫度組成圖(圖2)查表得(2).求最小回流及操作回流比查得因泡點(diǎn)進(jìn)料，故 此時(shí)取操作回流比為：=1.6=1.6×1.461=2.338(3).氣、液相負(fù)荷(4).操作線方程精餾段操作線方程為：提餾段操作線方程為：(5).圖解法求理論板層數(shù)：a.采用圖解法求理論層數(shù)，如圖3所示。求得：總理論板層數(shù)（包括再沸器）進(jìn)料板位置b.逐板計(jì)算法： 第8塊板為加料板以下為提餾段，應(yīng)用提餾段方程： 求得：總理論板層數(shù)（包括再沸器）進(jìn)料板位置2．實(shí)際板層數(shù)的求取由和相平衡組成圖(圖2)得則精餾段平均操作溫度：提餾段平均操作溫度：查液體粘度共線，得苯-甲苯的液體粘度同理：提餾段 精餾段實(shí)際板層數(shù)提餾段實(shí)際板層數(shù)（四）精餾塔的工藝條件及有關(guān)物性數(shù)據(jù)的計(jì)算1．操作壓力的計(jì)算利用安托因方程計(jì)算組分的飽和蒸汽壓塔頂溫度塔頂操作壓力取每層塔板壓降進(jìn)料板壓力精餾段平均壓力塔底壓力提餾段平均壓力2．操作溫度的計(jì)算塔頂溫度進(jìn)料板溫度精餾段平均溫度同理，提餾段平均溫度3．平均摩爾質(zhì)量計(jì)算精餾段的平均操作溫度為87.16℃，查平衡曲線，得精餾段平均摩爾質(zhì)量同理，提餾段平均摩爾質(zhì)量4．平均密度計(jì)算(1).氣相平均密度的計(jì)算由理想氣體狀態(tài)方程計(jì)算，即(2).液相平均密度計(jì)算液相平均密度依據(jù)下式的計(jì)算由，查手冊得 塔頂?shù)拿芏葹橛?，查手冊? 由精餾段平均密度同理，提餾段平均密度計(jì)算(1).提餾段氣相平均密度(2).提餾段液相平均密度5．液體平均表面張力液相平均表面張力依據(jù)下式計(jì)算塔頂液相平均表面張力的計(jì)算由，查手冊得進(jìn)料板液相平均表面張力的計(jì)算由，查手冊得精餾段液相平均張力為6．液體平均粘度計(jì)算精餾段液相平均粘度為同理，提餾段液相平均粘度為（五）精餾段的塔體工藝尺寸計(jì)算1．塔徑的計(jì)算(1).精餾段的氣、液相體積流率為由式中，其中由史密斯關(guān)聯(lián)圖查取，圖的橫坐標(biāo)為取板間距，板上液層高度則查圖得(2).提餾段的氣、液相體積流率為由 式中，其中由史密斯關(guān)聯(lián)圖查取，圖的橫坐標(biāo)為：取板間距，板上液層高度則查史密斯關(guān)聯(lián)圖，得按標(biāo)準(zhǔn)塔徑圓整以后為：塔的截面積為：實(shí)際空塔氣速為：2．精餾塔有效高度的計(jì)算精餾段有效高度為：提餾段有效高度為：故精餾塔的有效高度為：（六）塔板主要工藝尺寸的計(jì)算1．溢流裝置計(jì)算因塔徑，可選用單溢流方形降液管，采用凹形受液盤。各項(xiàng)計(jì)算如下：(1).堰長，弓形降液管寬度(2).溢流堰高度選用平直堰，堰上液層高度，即：近似取，則：取板上層清液層高度故同理(2).降液管底隙高度取則：精餾段提餾段(3).清液區(qū)及破沫區(qū)寬度Ws，可選取Ws=0.06m(4).邊緣區(qū)寬度Wc.因?yàn)镈<2.5m,所以Wc=50mm2．塔板布置(1).塔板的分塊因，故塔板采用分塊式。查得，塔板分為5塊。(2).邊緣區(qū)寬度確定取(3).開孔區(qū)面積計(jì)算開孔區(qū)面積其中故(4).篩孔計(jì)算及其排列本例所處理的物系無腐蝕性?？蛇x用碳鋼板，取篩孔直徑，篩孔按正三角排列，取孔中心距為：篩板數(shù)目n為：開孔率為：氣體通過閥孔的氣速為：五、篩板的液體力學(xué)驗(yàn)算（一）塔板壓降1.塔板阻力計(jì)算干板阻力由前面的式子計(jì)算。即：由，查圖得：故液柱液柱2.氣體通過液層的阻力由前面的式子計(jì)算。即：同理，m/s同理，查圖得：=0.610.53故：液柱所以，液柱3.液柱表面張力，即：液柱0.001656m液柱氣體通過每層塔板的液柱高度液柱同理：0.06766m液柱氣體通過每層塔板的壓降為：526.47Pa<0.7kpa精餾段，提餾段符合要求。（二）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。（三）液沫夾帶液沫夾帶量由式計(jì)算即：故：故在本設(shè)計(jì)中液沫夾帶量在允許的范圍內(nèi)。（四）漏液=6.392m/s穩(wěn)定系數(shù)為：故在本設(shè)計(jì)中無明顯的漏液。（五）液泛為防止塔內(nèi)發(fā)生液泛，降液管內(nèi)液層高應(yīng)服從上式的關(guān)系，即：苯—甲苯物系屬一般物系，取，則：φ(HT+HW)=0.5(0.45+0.4447)=0.2472mφ而 當(dāng)板上不設(shè)進(jìn)口堰時(shí)，可由前面的式子計(jì)算。即：液柱液柱液柱液柱當(dāng)板上設(shè)進(jìn)口堰時(shí)，為：液柱液柱液柱液柱故無論有無進(jìn)口堰在本設(shè)計(jì)中不會(huì)發(fā)生液泛現(xiàn)象。（六）液泛在降液管中的停留時(shí)間由得綜合以上幾項(xiàng)核算可以認(rèn)為該精餾塔的塔徑及各項(xiàng)工藝尺寸是合適的，符合要求。六、塔板負(fù)荷性能圖（一）漏液線由：取E=1，得：整理得：在操作范圍內(nèi)，任取幾個(gè)Ls值，依上式計(jì)算出Vs值，計(jì)算結(jié)果列于表中0.00050.0010.0050.0091.11941.13321.20231.25031.17141.18801.27071.3277由上表數(shù)據(jù)即可做出漏液線1。（二）液沫夾帶線以為限，求關(guān)系如下：由：在操作的范圍內(nèi)，任取幾個(gè)的值，依上式計(jì)算出的值，計(jì)算結(jié)果列于表中。0.00050.0010.0050.0095.89565.81025.36595.04206.37706.29165.84735.5234由上表數(shù)據(jù)即可作出液沫夾帶線2。（三）液相負(fù)荷下限線對于平直堰，取堰上液層高度：取，則：據(jù)此可作出與氣體流量無關(guān)的垂直液相負(fù)荷下限線3。（四）液相負(fù)荷上限線以作為液體在降液管中停留時(shí)間的下限由前面的式子得：故：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。（五）液泛線令 由：聯(lián)立得：忽略，將與與的關(guān)系式代入上式，并整理得：式中：故：在操作范圍內(nèi)，任取幾個(gè)值，依上式計(jì)算出的值，計(jì)算結(jié)果于表中0.00050.0010.0050.0094.8194.7794.5524.3654.6144.5794.3914.246根據(jù)上表數(shù)據(jù)即可作出液泛線5。根據(jù)以上各線方程，可作出篩板塔的負(fù)荷性能圖。如附圖所示。在負(fù)荷性能圖上，作出操作點(diǎn)連接即作出操作線。由圖可以看出，該篩板的操作上限為液泛控制，由圖查得：故精餾段操作彈性為：同理，提餾段操作彈性為：七、塔的工藝設(shè)計(jì)（一）主要接管的選擇1.塔頂蒸汽流速為12~20m/s取則：取無縫鋼管：，。選擇鋼管為：Φ48010mm2.回流管依靠動(dòng)回流–速度范圍0.25~0.5m/s。取取無縫鋼管：，。選擇鋼管為：Φ573.5mm3.加料管選取取無縫鋼管：，。選取鋼管為：4.殘液流出殘液由低位槽流出取無縫鋼管：，。選取鋼管為：（二）塔的內(nèi)部工藝設(shè)計(jì)1.塔頂空間取最高層塔板距塔頂距離為：2.塔底空間按高位槽能保證15min的緩沖時(shí)間塔底產(chǎn)品停留時(shí)間為6min則塔底空間求得為3.35m3.進(jìn)料板與人孔之間距離為700mm，每隔7塊板設(shè)一個(gè)人孔，塔頂塔底各開一個(gè)人孔,共5個(gè)人孔。4.人孔：5.實(shí)際塔高裙座高度取為3米，采用橢圓封頭，則：H=(28-1-3-1)×0.45+1×1+5×0.7+1.35+3.35+1+3=23.55m八、附錄：計(jì)算結(jié)果匯總序號項(xiàng)目精餾段數(shù)值提餾段數(shù)值1平均溫度87.16101.432平均壓力106.558116.3583氣相流量2.03321.93574液相流量0.0051870.011145實(shí)際塔板數(shù)15136有效段高度6.35.47塔徑，2.02.08板間距，0.450.459溢流形式單溢流單溢流10降液管形式弓行弓形11堰長，1.461.4612堰高，0.044470.033713板上液層高度，0.060.0614堰上液層高度，0.015530.026315降液管底隙高度，0.050750.111516安定區(qū)寬度，0.060.0617邊緣區(qū)寬度，0.050.0518開孔區(qū)面積，2.2332.23319篩孔直徑，0.060.0620篩孔數(shù)目7981798121孔