化工原理課程設計--分離苯—甲苯用篩板精餾塔設計

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文檔簡介

1、　　課程設計說明書　　題目：分離苯—甲苯用篩板精餾塔設計　　院系：機械工程學院　　專業(yè)班級：過控10—1班　　2013年1月4日　　課程設計（論文）任務書

2、　　機械工程學院過控教研室　　目錄　　1. 流程和工藝條件的確定和說明6　　2. 操作條件和基礎數(shù)據(jù)6　　2.1. 操作條件6</

3、p>　　2.2. 基礎數(shù)據(jù)6　　3. 精餾塔的物料衡算6　　3.1. 原料液及塔頂、塔頂產品的摩爾分率6　　3.2. 原料液及塔頂、塔底產品的平均摩爾質量7　　3.3. 物料衡算7　　4. 塔

4、板數(shù)的確定7　　4.1. 理論塔板層數(shù)NT的求取7　　4.1.1. 繪x-y圖7　　4.1.2.最小回流比及操作回流比的確定8　　4.1.3.精餾塔氣、液相負荷的確定8　　4.1.4. 求操作線方程8

5、;　　4.1.5. 圖解法求理論板層數(shù)8　　4.2. 實際塔板數(shù)的求取9　　5. 精餾塔的工藝條件及有關物性的計算9　　5.1. 操作壓力計算9　　5.2. 操作溫度計算10　　5.3. 平均摩爾質

6、量計算10　　5.4.平均密度計算10　　5.4.1. 氣相平均密度計算10　　5.4.2. 液相平均密度計算10　　5.5. 液體平均表面張力計算11　　5.6.液體平均黏度計算12<p

7、>　　5.7. 全塔效率計算12　　5.7.1. 全塔液相平均粘度計算12　　5.7.2. 全塔平均相對揮發(fā)度計算13　　5.7.3. 全塔效率的計算13　　6. 精餾塔的塔體工藝尺寸計算13　　6.1. 塔徑的計

8、算13　　6.2. 精餾塔有效高度的計算14　　7. 塔板主要工藝尺寸的計算15　　7.1. 溢流裝置計算15　　7.1.1. 堰長lW15　　7.1.2. 溢流堰高度hW15

9、　　7.1.3. 弓形降液管寬度Wd和截面積Af15　　7.1.4. 降液管底隙高度h015　　7.2. 塔板布置16　　7.2.1. 塔板分布16　　7.2.2. 邊緣區(qū)寬度確定16　　7.2.3. 開孔區(qū)面積計算1

10、6　　7.2.4. 篩孔計算及其排列16　　8. 篩板的流體力學驗算17　　8.1. 塔板壓降17　　8.1.1. 干板阻力hc計算17　　8.1.2. 氣體通過液層的阻力h1計算17<p&

11、gt;　　8.1.3. 液體表面張力的阻力hσ計算17　　8.2. 液面落差17　　8.3. 液沫夾帶18　　8.4. 漏液18　　8.5. 液泛19　　9. 塔板負荷性能圖19

12、;　　9.1. 漏液線19　　9.2. 液沫夾帶線20　　9.3. 液相負荷下限線21　　9.4.液相負荷上限線21　　9.5.液泛線21　　10. 主要工藝接管尺寸的計算和選取23<p&

13、gt;　　10.1. 塔頂蒸氣出口管的直徑dV23　　10.2. 回流管的直徑dR23　　10.3. 進料管的直徑dF23　　10.4. 塔底出料管的直徑dW23　　11. 塔板主要結構參數(shù)表24　　12.參考文獻25

14、　　13. 附圖（工藝流程簡圖）25　　1. 流程和工藝條件的確定和說明　　本設計任務為分離苯—甲苯混合物。對于二元混合物的分離，應采用連續(xù)精餾流程。設計中采用泡點進料，將原料液通過預熱器加熱至泡點后送入精餾塔內。塔頂上升蒸氣采用全凝器冷凝，冷凝液在泡點下一部分回流至塔內，其余部分經產品冷凝冷卻后送至儲罐。該物

15、系屬易分離物系，最小回流比較小，故操作回流比取最小回流比的1.6倍。塔釜采用間接蒸汽加熱，塔底產品經冷卻后送至儲罐。　　2. 操作條件和基礎數(shù)據(jù)　　2.1. 操作條件　　塔頂壓力：（表壓）4kPa　　進料熱狀態(tài)：泡點進料 <

16、;/p>　　回流比： 1.6倍 　　塔底加熱蒸氣壓力： 0.5Mpa（表壓） 　　單板壓降： ≤0.7kPa。　　2.2. 基礎數(shù)據(jù)　　進料中苯含量（質量分數(shù)）： 35%<p&

17、gt;　　塔頂苯含量（質量分數(shù)）： 99%　　塔釜苯含量（質量分數(shù)）： 1%　　生產能力（萬噸/年）： 5　　3.精餾塔的物料衡算　　3.1. 原料液及塔頂、塔頂產品的摩爾分率　　苯的摩爾質量 MA=

18、78.11 kg/kmol　　甲苯的摩爾質量 MB=92.13 kg/kmol　　3.2. 原料液及塔頂、塔底產品的平均摩爾質量　　3.3. 物料衡算　　生產能力：

19、;　　總物料衡算： 　　苯物料衡算： 　　聯(lián)立解得　　D = 44.8332 kmol/h　　W = 27.9956 kmol/

20、h　　4. 塔板數(shù)的確定　　4.1. 理論塔板層數(shù)NT的求取　　苯—甲苯屬理想物系，可采用圖解法求理論板層數(shù)。　　由手冊查得苯—甲苯物系的氣液平衡數(shù)據(jù)，繪出x-y圖，見下圖　　4.1.2.最小

21、回流比及操作回流比的確定　　采用作圖法求最小回流比。因為是泡點進料，則xF =xq，在圖二中對角線上，自點（0.3884，0.3884）作垂線即為進料線（q線），該線與平衡線的交點坐標為　　yq =0.6182 xq=0.3884　　故最小回流比為&

22、lt;p>　　Rmin==　　則操作回流比為　　R= 1.6Rmin =1.6×1.6245=2.5991　　塔釜的汽相回流比　　4.1.3.

23、精餾塔氣、液相負荷的確定　　L=RD=2.2474×44.8332=100.7592kmol/h　　V=(R+1)D=（2.2474+1）×44.8332=145.5913kmol/h　　L′=L+F=100.7592+72.8288=173.588 kmol/h<

24、;p>　　V′=V=145.5913 kmol/h　　4.1.4. 求操作線方程　　相平衡方程　　精餾段操作線方程為　　y=

25、;　　提餾段操作線方程為　　4.1.5. 求理論板層數(shù)　　1)采用圖解法求理論板層數(shù)，如圖二所示。求解結果為　　總理論塔板數(shù) NT=17（包括再沸器）　　進料板位置 NF=9

26、　　逐板計算求理論塔板數(shù)　　換提餾段方程逐板計算進料板在NF=9　　總理論塔板數(shù)NT=17　　4.2. 實際塔板數(shù)的求取　　全塔效率假設0.54　　塔內實際板數(shù) N=(17-1)/0.54=30</p&

27、gt;　　實際進料板位置 Nm=NR+1=17　　精餾段實際板層數(shù) N=9/0.54=16　　提餾段實際板層數(shù) N=8/0.54=14　　5. 精餾塔的工藝條件及有關物性的計算　　5.1. 操作壓力計算　　塔

28、頂操作壓力 PD=101.325+4.0=105.325 kPa　　每層塔板壓降 ΔP=0.70 kPa　　進料板壓力 PF=105.325+0.70×17=117.225kPa　　精餾段平均壓力 Pm=(105.325+117.225) / 2=111.275 kPa

29、　　5.2. 操作溫度計算　　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、甲苯的飽和蒸氣壓由安托尼方程計算　　塔頂溫度tD＝81.79℃ 進料板溫度 tF＝102.9℃ 精餾段平均溫度 tm＝（82.1+102.9）/2 =92.5 ℃　　5.3. 平均摩爾質量計算</p

30、>　　1）塔頂平均摩爾質量計算　　由xD=y1=0.9915，逐板計算得 　　x1=0.9785　　MVDm=0.9915×78.11+（1-0.9915）×92.13=78.2292kg/kmol&l

31、t;p>　　MLDm= 0.9785×78.11+（1-0.9785）×92.13=78.4114 kg/kmol　　2）進料板平均摩爾質量計算　　由逐板計算解理論板，得 　　yF=0.6192 xF=0.3884　　MVFm=0.6

32、192×78.11+（1-0.6192）×92.13= 83.4488 kg/kmol 　　MLFm=0.3884×78.11+（1-0.3884）×92.13= 86.6846 kg/kmol　　3）精餾段平均摩爾質量　　MVm=（78.2292+83.4488）/

33、2=80.839 kg/kmol　　MLm=（78.4114+86.6846）/2=82.5480 kg/kmol　　5.4.平均密度計算　　5.4.1. 氣相平均密度計算　　由理想氣體狀態(tài)方程計算，即　　Vm=

34、 kg/m3　　5.4.2. 液相平均密度計算　　液相平均密度依下式計算，即　　1/Lm=　　塔頂液相平均密度的計算　　有tD=81.79 ºC，查手冊[2]得&

35、lt;/p>　　A=814.2kg/m3 B=809.4 kg/m3 　　LDm= kg/m3　　進料板液相平均密度計算　　有tF=102.9 ºC，查手冊[2]得　　A=798.1 kg/m3

36、 B=796.0kg/m3 　　進料板液相的質量分率　　αA=　　LFm= kg/m3 　　精餾段液相平均密度為　　Lm=（819.9322+792.0096）/2=8

37、05.9709kg/m3　　5.5. 液體平均表面張力計算　　液相平均表面張力依下式計算，即　　塔頂液相平均表面張力的計算　　有tD=81.79ºC，查手冊[2]得　　A=21.30 mN/m

38、 B=21.50 mN/m　　LDm=0.9915×21.30+0.0085×21.50=21.3017 mN/m　　進料板液相平均表面張力的計算　　有tF=102.9ºC，查手冊[2]得　　A=19.60 mN/m

39、 B=20.54 mN/m　　LFm=0.5762×19.60+0.4238×20.54=19.9984 mN/m　　精餾段液相平均表面張力為　　Lm= （21.3017+19.9984）/2=20.6500 mN/m　　5.6.液體平均

40、黏度計算　　液相平均粘度依下式計算，即　　塔頂液相平均粘度的計算　　由tD=81.79ºC，查手冊[2]得　　μA=0.315 mPa·s μB=0.319 mPa·s　　解出LDm=0.315m

41、Pa·s 　　進料板液相平均粘度的計算　　由tF=102.9 ºC，查手冊[2]得　　A=0.271 mPa·s B=0.277 mPa·s　　解出LFm=0.275 mPa·s

42、　　精餾段液相平均粘度為　　Lm=（0.315+0.275）/2=0.295　　5.7. 全塔效率計算　　5.7.1. 全塔液相平均粘度計算　　塔頂液相平均粘度為 LDm=0.315 mPa·s

43、　塔釜液相平均粘度的計算　　由tW=117.2ºC，查手冊[2]得　　A=0.22 mPa·s B=0.24 mPa·s　　解出LWm=0.24 mPa·s 　　全塔液相平均粘度為</b&g

44、t;　　L=（0.315+0.24）/2=0.28 mPa·s　　5.7.2. 全塔平均相對揮發(fā)度計算　　相對揮發(fā)度依下式計算，即　　（理想溶液）　　塔頂相對揮發(fā)度的計算</p

45、>　　由tD=81.79ºC，查手冊[2]得　　PA°=105.53KPa PB°=40 Kpa　　由tW=117.2 ºC，查手冊[2]得　　PA°=250 Kpa PB°=100.60 Kp

46、a　　全塔相對揮發(fā)度為　　5.7.3. 全塔效率的計算　　查精餾塔全塔效率關聯(lián)圖[3]得全塔效率E0’=0.50　　篩板塔校正值為1.1　　故E0=1.1E0’=1.1×0.50=0

47、.55 　　與假定值相當接近，計算正確。　　6. 精餾塔的塔體工藝尺寸計算　　6.1. 塔徑的計算　　精餾段的氣、液相體積流率為　　由 umax=

48、　　式中C=0.2，查手冊史密斯關聯(lián)圖[4]　　其中橫坐標為　　==0.04839　　取板間距HT=0.45 m，板上液層高度hL=0.08m,則　　HT-hL=0.45-0.08=0.37m&l

49、t;/p>　　查史密斯關聯(lián)圖可得　　C20=0.082　　C=0.2=0.082×=0.0822　　umax=0.0822×=1.3541m/s

50、取安全系數(shù)為0.7，則空塔氣速為　　u= 0.7umax=0.70×1.3541=0.9479m/s　　D===1.19m　　按標準塔徑圓整后為 D=1.2m　　塔截面積為</p

51、>　　AT= m2　　實際空塔氣速為　　u=　　6.2. 精餾塔有效高度的計算　　精餾段有效高度為</b&

52、gt;　　Z精=(N精-1)×HT=(16-1)×0.45=6.75 m　　提餾段有效高度為　　Z提=(N提-1)×HT=(14-1)×0.45= 5.85m　　在進料板上方開一個人孔，其高度為

53、1.4 m　　則精餾塔的有效高度為　　Z= Z精+ Z提 +1.40=6.75+5.85+1.4=14m　　7. 塔板主要工藝尺寸的計算　　7.1. 溢流裝置計算　　因塔徑D=1.20 m，選用單溢流弓形降液管，采用凹形受液盤。各

54、項計算如下：　　7.1.1堰長lW　　取 lW=0.726D=0.726×1.2 =0.8712 m　　7.1.2 溢流堰高度hW　　由 hW=hL-hOW 　　選用

55、平直堰，堰上液層高度hOW=2/3　　hOW=　　取板上請液層高度 hL=0.08m　　則 hW=hL-hOW=0.08-0.01517=0.06483m 符合加壓情況下40~80mm的范圍　　7.1.3. 弓形降液管

56、寬度Wd和截面積Af 　　由 lW/D=0.726　　查手冊弓形降液管的參數(shù)圖[4]得　　則 Af=0.113 m2　　=0.192 m　　驗算液體在降液管中停留時間，即</p&

57、gt;　　θ== > 5 s　　故降液管設計合理　　7.1.4. 降液管底隙高度h0　　取 u0=0.06 m/s　　則 m 符合小塔徑h0不小于25mm的要求。<

58、;/p>　　HW-h0=0.06483-0.0551=0.00973m＞0.006m　　故降液管底隙高度設計合理。　　選用凹形受液盤，深度=70mm　　7.2. 塔板布置　　7.2.1. 塔板分布</

59、p>　　因D=1.2m，所以采用分塊式。查手冊[4]得，塔板分為3塊。　　7.2.2. 邊緣區(qū)寬度確定　　取安定區(qū)0.075m，邊緣區(qū)Wc=0.06m。　　7.2.3. 開孔區(qū)面積計算　　開孔區(qū)面積Aa按下式計算，<

60、;p>　　其中 x=　　r=　　則 Aa=0.7025 m2　　7.2.4. 篩孔計算及其排列　　苯—甲苯體系處理的物系無腐蝕性，選用δ=3mm碳鋼板，取篩孔直徑d0=5mm。</

61、p>　　篩孔按正三角排列，取孔中心距t為　　t=2.5 d0=2.5×5=12.5mm　　篩孔數(shù)目n為　　n==5207　　開孔率為<

62、/b>　　φ=0.907（）2=0.907=14.51%　　氣體通過閥孔的氣速為　　u0==m/s　　8. 篩板的流體力學驗算　　8.1. 塔板壓降

63、　　8.1.1. 干板壓降hd計算　　干板壓降可由下式計算，　　hd=　　由d0/δ=5/3=1.67，查手冊干篩孔的流量系數(shù)圖[4]，可得孔流系數(shù)C0=0.78　　故 hd=m液柱&

64、lt;/p>　　8.1.2. 氣體通過液層的阻力hL計算　　ua==m/s　　Fa==kg1/2/（s·m1/2）　　查手冊充氣系數(shù)關聯(lián)圖[4]可得　　=0.58</b&g

65、t;　　則 hL=(hw+how)=0.59（0.0652+0.0148）=0.045m液柱　　8.1.3. 液體表面張力的阻力hσ計算　　液體表面張力所產生的阻力hσ由下式計算　　hσ=m液柱<p&

66、gt;　　氣體通過每層塔板的液柱高度hp由下式得　　hp= h1+ hσ+ hc=0.023+0.047+0.0021=0.0721m液柱　　氣體通過每層塔板的壓降為　　ΔPp= hpg=0.0721×805.39×9.81=569.65 Pa<700Pa（設計允許值）

67、;　　8.2. 液面落差　　液面落差由下式計算　　平均液流寬度　　m　　塔板上鼓

68、泡層高度　　m　　內外堰間距離　　m　　液相流量　　=0.

69、00324 m3/s　　故 m　　/0.05=0.016<0.5　　所以液面落差符合要求　　8.3. 液沫夾帶　　液沫夾帶量由下式計算</p

70、>　　hf=2.5hL=2.5×0.047=0.1175　　則 kg液/kg氣<0.1 kg液/kg氣　　所以本設計中液沫夾帶ev在允許范圍內。　　8.4. 漏液　　對篩板塔，漏液點氣速u

71、0，min由下式算得　　=5.65 m/s　　實際孔速u0=8.72m/s>u0，min 計算正確　　穩(wěn)定系數(shù)為　　故在本設計中無明顯漏液。<

72、b>　　8.5. 液泛　　為防止塔內發(fā)生液泛，降液管內液層Hd高應服從下式　　苯—甲苯物系屬一般物系，取=0.5，則　　=0.5（0.45+0.0652）=0.26m　　又 Hd=hp+ hL+ hd

73、;　　板上不設計進口堰，hd可由下式算得 　　m液柱　　Hd = 0.0711+0.047+0.0096=0.121m液柱　　則 　　所以本設計中不會發(fā)生液泛現(xiàn)象。<p&g

74、t;　　9. 塔板負荷性能圖　　9.1. 漏液線　　由 　　u0，min=　　hL=hOW +hW

75、;　　hOW=2/3　　得 　　=4.4×0.78×1.016×0.1451　　×　　整理得&l

76、t;/p>　　=　　在操作范圍內，任取幾個Ls值，依上式計算出Vs值，計算結果如下表。　　由上表作出漏液線1。　　9.2. 液沫夾帶線　　以ev=0.1 kg液/kg氣為限，求Vs-Ls關系如下：</

77、p>　　由 　　ua==　　hf=2.5hL=2.5（hOW +hW）　　hW=0.0652　　hOW=<

78、;/b>　　故 hf=0.163+1.65Ls2/3 　　HT－h(huán)f=0.45－（0.163+1.65Ls2/3 ）=0.287－1.65Ls2/3 　　=0.1<p

79、>　　整理得 　　在操作范圍內，任取幾個Ls值，依上式計算出Vs值，計算結果如下表。　　由上表可作出液沫夾帶線2。　　9.3. 液相負荷下限線　　對于平直堰，取堰上液層高度hOW=0.006m作為最小液體負荷標準。由下式<

80、/p>　　hOW=2/3=0.006　　取E=1，則　　Ls，min= m3/s　　則可以作出與氣體流量無關的垂直液相負荷下限線3。　　9.4.液相負荷上限線　　以

81、θ=4s作為液體在降液管中停留時間的下限，由下式　　θ=4　　得 Ls，max= m3/s　　據(jù)此可作出與氣體流量無關的垂直液相負荷上限線4。　　9.5.液泛線<p

82、>　　令 　　由 Hd=hp+ hL+ hd；hp= h1+ hσ+ hc；h1=βhL；hL=hOW +hW　　聯(lián)立得　　忽略hσ，將hOW與Ls，hd與Ls，hc與Vs的關系代入上式，并整理得</p&g

83、t;　　式中　　將有關數(shù)據(jù)代入，得　　則 　　即 　　在操作范圍內，任取幾個Ls值，依上式計算

84、出Vs值，計算結果如下表。　　由上表數(shù)據(jù)可以作出液泛線5.　　根據(jù)以上各線方程，可以作出篩板塔的負荷性能圖，如下：　　在負荷性能圖上，作出操作點A，連接OA，即作出操作線。由圖可知，改篩板的操作上限為液泛控制，下限為漏液控制。由圖得　　=1.02 m3/s

85、 =2.07 m3/s　　則操作彈性為　　/=2.03　　10. 主要工藝接管尺寸的計算和選取　　10.1. 塔頂蒸氣出口管的直徑dV　　操作

86、壓力為105.325kPa時，蒸氣導管中常用流速為12~20 m/s，蒸氣管的直徑為，其中dV---塔頂蒸氣導管內徑m Vs---塔頂蒸氣量m3/s，取uv=15.00 m/s，則　　m 　　故選取接管外徑×厚度 630×20mm

87、　　10.2. 回流管的直徑dR　　塔頂冷凝器械安裝在塔頂平臺時，回流液靠重力自流入塔內，流速uR可取0.2~0.5 m/s。取uR=0.3 m/s，則　　m　　故選取接管外徑×厚度25×2mm 　　10

88、.3. 進料管的直徑dF　　采用高位槽送料入塔，料液速度可取uF=0.4~0.8 m/s，取料液速度uF= 0.5 m/s，則　　m 　　故選取接管外徑×厚度219×14mm 　　10.4

89、. 塔底出料管的直徑dW　　一般可取塔底出料管的料液流速UW為0.5~1.5 m/s，循環(huán)式再沸器取1.0~1.5 m/s(本設計取塔底出料管的料液流速UW為0.8 m/s)　　則 m　　接管外徑×厚度133×5.5mm</p

90、>　　11. 塔板主要結構參數(shù)表　　篩板塔設計計算結果　　12..參考文獻　　[1] 程能林.溶劑手冊.北京：化學工業(yè)出版社，2002　　[2] 劉光啟等.化工物性算圖

91、手冊, 2002　　[3] 楊祖榮.化工原理.北京：化學工業(yè)出版社，2009　　[4] 賈邵義柴誠敬.化工原理課程設計.天津：天津大學出版社，2002　　[5] 國家醫(yī)藥管理局上海醫(yī)藥設計院.化學工藝設計手冊.第二版.上冊.北京：化學工業(yè)出版社，1996，2-200

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化工原理課程設計--分離苯—甲苯用篩板精餾塔設計

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