苯-甲苯浮閥精餾塔課程設(shè)計(共41頁)

1、精選優(yōu)質(zhì)文檔-傾情為你奉上第一篇 化工原理課程設(shè)計任務(wù)書1.1設(shè)計題目苯-甲苯連續(xù)精餾（浮閥）塔的設(shè)計1.2設(shè)計任務(wù)1、精餾塔設(shè)計的工藝計算及塔設(shè)備計算（1） 流程及操作條件的確定；物料衡算及熱量衡算；（2） 塔板數(shù)的計算；（3） 塔板結(jié)構(gòu)設(shè)計（塔板結(jié)構(gòu)參數(shù)的確定、流動現(xiàn)象校核、負荷性能圖）；（4） 塔體各接管尺寸的確定；（5） 冷卻劑與加熱劑消耗量的估算。2.設(shè)計說明及討論3.繪制設(shè)計圖（1） 流程圖（A4紙）；（2） 塔盤布置圖（8開坐標紙）；（3） 工藝條件圖（1號繪圖紙）。1.3原始設(shè)計數(shù)據(jù)1、原料液：苯-甲苯，其中苯含量為35 %（質(zhì)量），常溫；2、餾出液含苯：99.2 %（質(zhì)量）；

2、3、殘液含苯： 0.5 %（質(zhì)量）；4、生產(chǎn)能力：4000 (kg/h).第二篇 流程及流程說明為了能使生產(chǎn)任務(wù)長期固定，適宜采用連續(xù)精流流程。貯罐中的原料液用機泵泵入精餾塔，塔釜再沸器用低壓蒸汽作為熱源加熱料液，精餾塔塔頂設(shè)有全凝器，冷凝液部分利用重力泡點回流部分連續(xù)采出到產(chǎn)品罐（具體流程見附圖）。在流程確定方案選擇上，本設(shè)計盡可能的減少固定投資，降低操作費用，以期提高經(jīng)濟效益。1、加料方式的選擇：設(shè)計任務(wù)年產(chǎn)量雖小，但每小時4000Kg的進料量，為維持生產(chǎn)穩(wěn)定，采用高位槽進料，從減少固定投資，提高經(jīng)濟效益的角度出發(fā)，選用泡點進料的加料方式。2、回流方式的選擇：塔的生產(chǎn)負荷不大，從降低操作費

3、用的角度出發(fā)，使用列管式冷凝器，利用重力泡點回流,同時也減少了固定投資。3、再沸器的選擇：塔釜再沸器采用臥式換熱器，使用低壓蒸汽作為熱源，做到了不同品位能源的綜合利用，大大降低了能源的消耗量。第三篇 設(shè)計計算3.1全塔的物料衡算1、將任務(wù)書中的質(zhì)量分數(shù)換算成摩爾分數(shù)，進料（摩爾百分數(shù)）（摩爾百分數(shù)）（摩爾百分數(shù)）2、求平均分子量，將換算成 進料處: 塔頂處: 塔釜處: 進料: 3、全塔的物料衡算由物料衡算得：代入數(shù)據(jù)得： 解之得： 3.2相對揮發(fā)度及回流比R1、求全塔平均相對揮發(fā)度：表3-112345678980.184889296100104108110.6 1.0000.8160.6510

4、.5040.3730.2570.1520.05701.0000.9190.8250.7170.5940.4560.3000.1250（1） 塔內(nèi)溫度的計算：采用內(nèi)插法計算塔內(nèi)的溫度1） 塔頂：由于采用全凝器，因此。查表可知，在80.1與84之間，值很接近，因此這兩點之間可近似看作為直線，設(shè)此直線方程為：，代入80.1與84時的值： 解得：即直線方程為：將y1=0.993代入方程解得t1=tD=80.392） 塔底：xW0.00589，設(shè)直線方程為：t=kx+b，代入108與110.6時的x值： 解得：所以直線方程為：t=-45.6x+110.6將xW0.00589代入方程解出tW=110.3。

5、3） 進料： =0.388，設(shè)直線方程為t=kx+b，代入92到96的x值： 解得：所以直線方程為：t=-30.5x+107.4將0.388代入方程解出tF=95.57。 所以全塔的平均溫度 =95.42（2）塔內(nèi)平均相對揮發(fā)度：采用內(nèi)插法計算塔內(nèi)平均溫度下的相對揮發(fā)度設(shè)直線方程x=kt+b,代入92到96之間的x的值 解得：所以直線方程為：x=-0.03275t+3.517將=95.42代入方程解出=0.392設(shè)直線方程y=kt+b,代入92到96之間的y的值 解得：所以直線方程為：y=-0.03075t+3.546將=95.42代入方程解出=0.612 =將=0.392，=0.612代入得

6、：=2.45 2、求回流比R（1）最小回流比Rmin由=，代入=2.45整理得：y= 由于采用泡點進料，所以q=1,故q線方程為xe=0.388 聯(lián)立、 ，求解得： Rmin （2）確定最適宜操作回流比R一般取R（1.22.0）Rmin ，然后在其間取適當值，通過計算作圖，從而找出最適宜操作回流比R。其中X=，Y=，Y=Nmin=由下表3-2可以看出，當R=1.35Rmin=2.50時，所得的回流比費用最小，即最適宜回流比R=2.50。表3-2R/RminXYRNN*R1.200.110.532.1025.1952.901.300.160.482.2822.7651.771.310.160.4

7、82.2922.5751.741.320.170.482.3122.3851.711.330.170.472.3322.2151.691.340.180.472.3522.0451.681.350.180.462.3621.8751.671.360.190.462.3821.7151.681.370.190.462.4021.5651.691.380.190.452.4221.4151.711.390.200.452.4321.2751.731.400.200.452.4521.1351.761.500.240.412.6319.9452.341.600.280.392.8019.0353.2

8、71.700.310.372.9818.3054.441.800.340.343.1517.7055.761.900.360.333.3317.2057.202.000.390.313.5016.7858.733.3求理論塔板數(shù)求解方法：采用逐板法計算理論板數(shù)，交替使用操作線方程和相平衡關(guān)系。(利用操作線方程)(利用相平衡關(guān)系)精餾段：操作線方程： 將R=2.50代入方程得： 即：相平衡關(guān)系為： x=對于第一層塔板：0.993 ，由相平衡關(guān)系求得：x=0.983 (其中相對揮發(fā)度取2.45)。將x代入操作線方程得：y2=0.714×0.983+0.284=0.986。然后再次應(yīng)用相平

9、衡關(guān)系即可求得x2=0.966（之后取全塔平均相對揮發(fā)度）。依次求解可求得其他值，如下表所列： 表3-3y10.993x10.983y20.986x20.966y30.974x30.939y40.954x40.894y50.922x50.828y60.875x60.741y70.813x70.640y80.741x80.539Y90.669x90.452y100.607x100.387由表可以看出，x9>xe>x10,因此第10層為進料層，從第10層開始進入提鎦段。提鎦段：操作線方程：其中：L=RD=2.50×17.86=44.65 kmol/h=90.79 koml/h

10、q=1代入方程得：將x10代入提餾段操作線方程方程求得y11=0.559，之后用相平衡關(guān)系即可求得x11=0.341。同理可求出其他值，如下表所列：表3-4y110.559x110.341y120.492x120.280y130.408x130.220y140.317x140.159y150.228x150.108y160.154x160.0692y170.0978x170.0424y180.0589x180.0249y190.0335x190.0140y200.0177x200.00730y210.00794x210.00326由表可看出x20> >x21，因此理論減去塔釜相當?shù)?/p>

11、一層塔板，理論塔板數(shù)在19和20塊之間，又：=0.35，所以理論塔板數(shù)為19.35塊（不含塔釜）。其中精餾段9塊，提餾段10.35塊，第10塊為進料板。3.4 確定全塔效率ET并求解實際塔板數(shù)1、確定全塔效率利用奧康奈爾的經(jīng)驗公式其中：全塔平均溫度下的平均相對揮發(fā)度；全塔平均溫度下的液相粘度, mPa.s；對于多組分的液相粘度：其中：液態(tài)組分i的粘度, mPa.s； 液相中組分i的摩爾分率；（1）全塔平均溫度的求解：查表3-1，采用內(nèi)插法求得:塔頂溫度：tD=80.39進料溫度：tF=95.57塔底溫度：tW=110.3精餾段平均溫度為：提餾段平均溫度為：全塔平均溫度為：（2）全塔平均溫度下的

12、相對揮發(fā)度的求解：用內(nèi)插法求得當=95.42時， =0.392,=0.612,（3）全塔平均溫度下的液相粘度的求解：根據(jù)液體粘度共線圖查得：在95.42下，苯液體的粘度為1=0.234 mPa.s ，甲苯的液體粘度為2=0.264 mPa.s=0.3920.234+（1-0.392）0.264=0.252mPa.s因此=0.5522、確定實際塔板數(shù)實際板數(shù)： ，取36塊。實際精餾段塔板數(shù)：，取17塊。實際提餾段塔板數(shù)：，取19塊。3.5塔的工藝條件及物性數(shù)據(jù)計算1、操作壓力的計算塔頂操作壓力：PD=101.325kPa，每層壓降設(shè)為P0=1kPa.進料板操作壓力：PF=101.325+171=

13、118.325kPa.；塔底操作壓力：PW=101.325+136=137.325kPa.；精餾段平均操作壓力： kPa.；提餾段平均操作壓力： kPa.；2、平均摩爾質(zhì)量的計算塔頂平均摩爾質(zhì)量： x1=0.983 y1=xD=0.993MVDM=0.99378.11+(1-0.993) 92.13=78.21 kg/kmol；MLDM=0.983 78.11+(1-0.983 ) 92.13=78.35 kg/kmol；進料板平均摩爾質(zhì)量：xF=0.388 yF=0.608MVFM=0.60878.11+(1-0.608 )92.13=83.60 kg/kmol；MLFM=0.38878.1

14、1+(1-0.388) 92.13=86.69 kg/kmol；塔底平均摩爾質(zhì)量：xW=0.00589 yW=0.0143MVWM=0.11+(1-0.0143 )92.13=91.93 kg/kmol；MLWM=0.11+(1-0.00589) 92.13=92.05 kg/kmol；精餾段平均摩爾質(zhì)量： kg/kmol； kg/kmol；提餾段平均摩爾質(zhì)量： kg/kmol； kg/kmol；3、平均密度計算（1）氣相平均密度計算：精餾段： kg/m3；提餾段： kg/m3；（2） 液相平均密度計算：1） 塔頂液相平均密度：tD=80.39, 根據(jù)有機液體相對密度共線圖查得：kg/m3，k

15、g/m3； kg/m3；2）進料口液相平均密度：tF=95.57, 根據(jù)有機液體相對密度共線圖查得：kg/m3，kg/m3； kg/m3；3） 塔底液相平均密度：tW=110.3, 根據(jù)有機液體相對密度共線圖查得：kg/m3，kg/m3； kg/m3；故：精餾段液相平均密度： kg/m3；提餾段液相平均密度： kg/m3；4、液體平均表面張力的計算表3-6溫度 8090100110120表面張力dyne/cm苯21.2720.0618.8517.6616.49甲苯21.6720.5919.4918.4117.34根據(jù)上表作出苯的表面張力與溫度的關(guān)系圖和甲苯的表面張力與溫度的關(guān)系圖如下：（1）塔

16、頂液相平均表面張力：tD=80.39,根據(jù)上圖的線性關(guān)系得：mN/m，mN/m；x1=0.983 y1=xD=0.993 mN/m；（2）進料板液相平均表面張力：tF=95.57, 根據(jù)上圖的線性關(guān)系得：mN/m，mN/m；xF=0.388 yF=0.608 mN/m；（3） 塔底液相平均表面張力：tW=110.3, 根據(jù)上圖的線性關(guān)系得：mN/m，mN/m；xW=0.00589 yW=0.0143 mN/m；故：精餾段液相平均表面張力： kg/m3；提餾段液相平均表面張力： kg/m3；5、液相平均粘度的計算（1） 塔頂液相平均粘度：tD=80.39,根據(jù)液體粘度共線圖查得：mPa.s， m

17、Pa.s； （2） 進料口液相平均粘度：tF=95.57, 根據(jù)液體粘度共線圖查得：mPa.s， mPa.s；（3） 塔底液相平均粘度：tW=110.3, 根據(jù)液體粘度共線圖查得： mPa.s， mPa.s；故：精餾段液相平均粘度： mPa S；提餾段液相平均粘度： mPa S；3.6精餾塔塔體工藝尺寸計算1、板間距和塔徑的計算板間距的大小與液泛和霧沫夾帶有密切的關(guān)系。板距取大些，塔可允許氣流以較高的速度通過，對完成一定生產(chǎn)任務(wù)，塔徑可較??；反之，所需塔徑就要增大些。板間距取得大，還對塔板效率、操作彈性及安裝檢修有利。但板間距增大以后，會增加塔身總高度，增加金屬耗量，增加塔基、支座等的負荷，從

18、而又會增加全塔的造價。初選板間距時可參考下表所列的推薦值。表3-8 板間距與塔徑關(guān)系塔徑D, m0.30.50.50.80.81.61.62.0塔板間距HT mm200300250350350450450600精餾段：精餾段的氣相體積流率：m3/s精餾段的液相體積流率： m3/s橫坐標取塔板間距HT=0.4 m，板上液層高度hL=0.06m,則 m由常用化工單元設(shè)備的設(shè)計圖4-9 篩板塔的泛點關(guān)聯(lián)圖得：C20=0.0756 m/s取安全系數(shù)為0.7，則空塔氣速= m/sm按標準塔徑圓整后=0.8 m塔截面積 m2實際空塔氣速 m/s校核：實際空塔氣速/最大氣速在0.60.8范圍內(nèi)符合要求。提餾

19、段同理可得： V=V=(R+1)D=(2.50+1)×17.86=62.51koml/h （其中D為塔頂產(chǎn)品流量）提餾段的氣相體積流率： m3/s提餾段的液相體積流率： m3/s橫坐標取塔板間距HT=0.40 m，板上液層高度hL=0.06 m,則 m由史密斯圖得：=0.0756 m/s取安全系數(shù)為0.7，則空塔氣速= m/s m按標準塔徑圓整后=0.8 m塔截面積 m2實際空塔氣速 m/s經(jīng)核算，實際空塔氣速與最大氣速之比，在0.60.8范圍內(nèi)，滿足要求。2、精餾塔有效高度的計算精餾段有效高度： m提餾段有效高度： m精餾塔有效高度： m3.7精餾塔塔板主要工藝尺寸計算它包括板間距

20、的初估，塔徑的計算，塔板液流型式的確定，板上清液高度、堰長、堰高的初估與計算，降液管的選型及系列參數(shù)的計算，塔板布置和篩板的篩孔和開孔率，最后是水力校核和負荷性能圖。1、溢流裝置計算因為=0.8，=0.8，可選用單溢流弓形降液管，采用凹形受液盤，各項計算如下：(1) 堰長單溢流型塔板堰長一般取為（0.60.8）D，所以取=0.7D精餾段堰長取=0.7=0.70.8=0.56 m 提餾段堰長取=0.7=0.70.8=0.56 m(2)溢流堰高度精餾段：由,選用平直堰。堰上液層高度，其中E近似為1。則m。取板上清液層高度hL=60 mm，故有精餾段溢流堰高度： m提餾段（同理）：mm（3）弓形降液

21、管寬度Wd和截面積Af由,查表得：，精餾段： m2； m2；提餾段： m2； m2；驗證液體在降液管內(nèi)的停留時間，即：精餾段： s > 5 s提餾段： s > 5 s故降液管設(shè)計合理。（4） 降液管底隙高度為了保證良好的液封，又不使得液流阻力太大，一般取為精餾段： m >（0.02 0.025）m提餾段： m >（0.02 0.025）m液體流過底隙的流速u隙精餾段： m/s提餾段： m/s2、塔板布置（1）塔板的分塊：因D<800 mm，故無需分塊，選用整版式塔板。（2）安定區(qū)在板上的傳質(zhì)區(qū)域與溢流堰之間需要有一個不開孔的區(qū)域即安定區(qū)，安定區(qū)寬度是指堰與它最近的

22、一排空的中心線之間的距離，對于整版式浮閥塔可取進、出安定區(qū)寬度為0.60.7m，則取=0.06m。（3）邊緣區(qū)塔板靠近塔壁部分需留出一圈區(qū)域，整版式浮閥塔應(yīng)取=0.035m（4）開孔區(qū)面積對于單流型塔板： 式中： ：孔區(qū)面積，；精餾段： =0.3074提餾段： =0.3074（5）閥孔數(shù)的計算及其排列選擇F1型重型32g的浮閥，閥孔直徑=39mm=0.039m，初取閥孔動能因子一般為812，取。精餾段： 孔速為： 每層塔板上浮閥數(shù)目為：個浮閥排列方式：采用等邊三角形叉排開孔形式，取同一橫排的孔心，作圖排得浮閥數(shù)目為59塊。提餾段： 孔速為： 每層塔板上浮閥數(shù)目為：個浮閥排列方式：采用等邊三角形

23、叉排開孔形式，取同一橫排的孔心，作圖排得浮閥數(shù)目為59塊。 精餾段和提餾段每層踏板上實際浮閥數(shù)目均為59個，即按塊重新核算孔速和閥孔動能因數(shù)：精餾段： 提餾段： 閥孔動能因數(shù)變化不大，仍在812范圍內(nèi)。踏板開孔率：精餾段：（其中為精餾段實際空塔氣速）提餾段：（其中為提餾段實際空塔氣速）3.8塔板校核塔板的流體力學(xué)計算1、氣相通過浮閥塔板的壓力降 （1）干板阻力的計算對于浮閥有經(jīng)驗公式： （根據(jù)化工單元過程課程設(shè)計）精餾段： m液柱提餾段： m液柱（2）液層阻力取充氣系數(shù)，則 精餾段： m提餾段: m（4） 液體表面張力所造成的阻力，此項可忽略不計，即由上數(shù)據(jù)可得出，氣體流經(jīng)一層浮閥塔塔板的壓力

24、降的液柱高： 精餾段：每層塔板壓力降的液柱高：單塔壓降:提餾段：每層塔板壓力降的液柱高： 單塔壓降：精餾段與提餾段均小于計算前假設(shè)的壓降（），所以符合要求。2、淹塔為防止淹塔現(xiàn)象的發(fā)生，要求控制降液管中清液層高度符合，即其中： （為板上液層高度）精餾段： 板間距: ，,取=0.5 ，則有： 由此可見：，符合設(shè)計要求。提餾段： 板間距: ， ,取=0.5 ， 由此可見：，符合設(shè)計要求。3、液沫夾帶量校核霧沫夾帶將導(dǎo)致塔板效率下降。通常塔板上霧沫夾帶量kg液體/kg干氣體，對于浮閥塔可用泛點百分率F作為間接衡量霧沫夾帶量的指標（F<70%即可保證）。精餾段：泛點率 （根據(jù)化工單元過程課程設(shè)計

25、）其中：m3/s m3/s kg/m3 kg/m3板上液體流經(jīng)長度：板上液體面積：查物性系數(shù)K1.0，查泛點負荷系數(shù)表則泛點率： 滿足要求設(shè)計要求。提餾段：泛點率（根據(jù)化工單元過程課程設(shè)計）其中：m3/s m3/s kg/m3 kg/m3板上液體流經(jīng)長度：板上液體面積：查物性系數(shù)K1.0，查泛點負荷系數(shù)表則泛點率：滿足要求設(shè)計要求。3.9塔板負荷性能圖1、霧沫夾帶線精餾段：泛點率，根據(jù)此作出負荷性能圖中的物沫夾帶線。按泛點率70計算： 整理得：由上式知霧沫夾帶線為直線，則在操作范圍內(nèi)任取兩個值，算出提餾段：泛點率，根據(jù)此作出負荷性能圖中的物沫夾帶線。按泛點率70計算： 整理得：2、降液管液泛線

26、利用確定液泛線（）精餾段： （） 又：（根據(jù)化工單元過程課程設(shè)計p115），則：整理得：提餾段： 與精餾段同理可得：又：（根據(jù)化工單元過程課程設(shè)計p115），則：整理得：3、液相負荷上限線應(yīng)保證液體的最大流量在降液管中停留時間不低于35s，取為液體降液管內(nèi)停留時間下限，即：，則：精餾段：提餾段： 4、漏液線(氣相下限線)對于F1型重閥，取作為規(guī)定氣體最小負荷標準，則， ， 精餾段：提餾段：5、液相負荷下限線取堰上液層高度作為液相負荷下限條件，作出液相負荷下限線，該線為與氣相流量無關(guān)的豎直線。精餾段： ， 其中則： 解之得：提餾段： ， 其中則： 解之得：6、操作線精餾段：以為斜率作過原點的直線

27、，即為塔板工作線。提餾段：以為斜率，作過原點的直線。7、負荷性能圖精餾段：由前所訴知，精餾段有：當 時， 根據(jù)以上五式，以為橫坐標，為縱坐標，可作得精餾段塔板的負荷性能圖，并以P（Vs,Ls）作為操作點進行驗證，如下：Vs/(m3/s)Ls/(m3/s)圖-9 精餾段塔板負荷性能圖 點P為設(shè)計點， Vhmax=0.583m/s,氣相負荷下限Vhmin=0.205m/s。其氣相操作彈性，即該塔精餾段的操作彈性為。提餾段：由前所訴知，精餾段有：當 時， 根據(jù)以上五式，以為橫坐標，為縱坐標，可作得提餾段塔板的負荷性能圖，如下：圖-10 提餾段塔板負荷性能圖點P為設(shè)計點，氣相負荷上限，即霧沫夾帶線與液

28、相負荷上限線的交點Vhmax=0.501m/s,氣相負荷下限Vhmin=0.186m/s。其氣相操作彈性，即該塔精餾段的操作彈性為。3.10其他結(jié)構(gòu)尺寸設(shè)計1、塔底高度、塔頂高及塔總高計算理論板數(shù)為塊（不含塔釜），實際塔板數(shù)為塊，精餾段9塊，第10塊為進料板，取。設(shè)釜液在釜底停留時間為12min，考慮到釜液波動，此外再考慮塔頂端上方的氣液分離空間高度均取為，以減少出口氣體帶量。本設(shè)計為清潔物料，塔徑為0.8m,以每隔9塊板設(shè)一個人孔，則共有4個人孔 (即)，。進料段高度取封頭裙座 塔的總高度為2、主要接管尺寸確定（管型號參照化工原理課程設(shè)計簡明教程）（1）進料管：采用料液由高位槽流入塔內(nèi)，進料

29、管內(nèi)流速可取0.40.8m/s，取 經(jīng)過圓整后取管型號：（2）回流管：常壓采用重力回流，流速可取0.20.5m/s，取則： m經(jīng)過圓整后取管型號：（3）塔頂蒸汽出口管徑 常壓下常壓塔蒸汽流速可取1220m/s，取, 則： =0.193m 經(jīng)過圓整后取管型號: 219×6（4）塔底殘液排出管管徑殘液在管內(nèi)流速流速可取0.51.0m/s，取 m經(jīng)過圓整后取管型號：（5）塔底蒸汽排出管管徑取蒸汽在管內(nèi)流速取經(jīng)過圓整后取管型號：219×63.11熱量衡算及塔體各接管尺寸計算1、平均汽化熱表3-15溫度 8090100110120汽化熱kcal/kmol苯73537218707767

30、766430甲苯83498216808079397794由上兩圖可知：；(1)塔頂平均汽化熱 ，帶入上兩式中： (2)進料口平均汽化熱 ，帶入上兩式中： (3)塔底平均汽化熱 ，帶入上兩式中： 精餾塔：提餾段： 2、 熱負荷塔頂： kcal/h塔底： kcal/h3、冷卻劑與加熱劑消耗估算（1）冷卻劑用水作冷卻劑，水由30升高至45。水的比熱冷卻水用量 冷凝器的換熱面積: 水蒸氣冷凝到油沸騰可取290870 w/(m2.k) (由教材P135，表4-11查得) ，現(xiàn)?。挥郑?； （2）加熱劑 其中 加熱蒸汽用量 再沸器的換熱面積為： 又：； 3.12儀表管1、 壓力表2個PN2.5 DN25 l=150mm2、 溫度計管（熱電偶） 6個PN2.5 DN32 HG5-5012-73 l=150mm3、塔釜玻璃液面計PN2.5 DN25 HG5-1361-80 l=150mm L=1400mm4、自控液面計PN2.5 DN25 l=150mm L=1500mm以上接管連接法蘭型式為凹凸面第四篇 篩板塔工藝設(shè)計計算結(jié)果匯總表序號項目數(shù)據(jù)精餾段提餾段1進料量F46.14kmol/h2餾出液量D17.86kmol/h3釜液流量W28.28kmol