苯甲苯分離過程篩板精餾塔的設計

1、目 錄摘 要第一章 概述1.1精餾塔設計任務1.2精餾塔設計方案的選定第二章 精餾塔設計計算2.1 精餾塔的物料衡算2.2 塔板數(shù)的確定2.3 精餾塔的工藝條件及有關物性數(shù)據(jù)的計算2.4 精餾塔的塔體工藝尺寸計算2.5 塔板主要工藝尺寸的計算第三章 篩板的流體力學驗算3.1 塔板壓降3.2 液面落差第四章 塔附屬設備選型及計算4.1 再沸器（蒸餾釜）4.2 塔頂回流冷凝器4.3 進料管管徑4.4 回流管管徑4.5法蘭4.6人孔設計小結附 錄參考文獻摘 要本設計任務為精餾塔分離苯-甲苯混合物。對于二元混合物的分離，采用連續(xù)精餾過程。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人精餾塔內。

2、塔頂上升蒸氣采用全器冷凝，冷凝液在泡點溫度下一部分回流至塔內，其余部分經(jīng)產(chǎn)品冷卻器冷卻后送至儲罐。該物系屬易分離物系，最小回流比較小，所以在設計中把操作回流比取最小回流比的1.5倍。塔釜采用間接蒸汽加熱，塔底產(chǎn)品經(jīng)冷卻后送至儲罐。關鍵詞： 分離 苯 甲苯 AutoCAD 篩板精餾塔 設計計算第一章 概述化工生產(chǎn)中所處理的原料，中間產(chǎn)物，粗產(chǎn)品幾乎都是由若干組分組成的混合物，而且其中大部分都是均相物質。生產(chǎn)中為了滿足儲存，運輸，加工和使用的需求，時常需要將這些混合物分離為較純凈或幾乎純態(tài)的物質。 精餾是分離液體混合物最常用的一種單元操作，在化工，煉油，石油化工等工業(yè)得到廣泛應用。精餾過程在能量計

3、的驅動下，使氣、液兩相多次直接接觸和分離，利用液相混合物中各相分揮發(fā)度的不同，使揮發(fā)組分由液相向氣相轉移，難揮發(fā)組分由氣相向液相轉移。實現(xiàn)原料混合物中各組成分離該過程是同時進行傳質傳熱的過程。本次設計任務為設計一定處理量的分離苯和甲苯混合物精餾塔。板式精餾塔也是很早出現(xiàn)的一種板式塔，20世紀50年代起對板式精餾塔進行了大量工業(yè)規(guī)模的研究，逐步掌握了篩板塔的性能，并形成了較完善的設計方法。與泡罩塔相比，板式精餾塔具有下列優(yōu)點：生產(chǎn)能力（20%40%）塔板效率（10%50%）而且結構簡單，塔盤造價減少40%左右，安裝，維修都較容易。1在本設計中我們使用篩板塔，篩板塔的突出優(yōu)點是結構簡單，造價低。合

4、理的設計和適當?shù)牟僮骱Y板塔能滿足要求的操作彈性，而且效率高。采用篩板可解決堵塞問題，適當控制漏液。篩板塔是最早應用于工業(yè)生產(chǎn)的設備之一，五十年代之后，通過大量的工業(yè)實踐逐步改進了設計方法和結構。近年來與浮閥塔一起成為化工生產(chǎn)中主要的傳質設備。為減少對傳質的不利影響，可將塔板的液體進入?yún)^(qū)制成突起的斜臺狀，這樣可以降低進口處的速度，使塔板上氣流分布均勻。篩板塔多用不銹鋼板或合金制成，使用碳鋼的比較少。實際操作表明，篩板在一定程度的漏夜狀態(tài)下操作使其板效率明顯下降，其操作的負荷范圍比泡罩塔窄，但設計良好的塔其操作彈性仍可達到2-3。化工原理課程設計是培養(yǎng)學生化工設計能力的重要教學環(huán)節(jié)，通過課程設計使

5、我們初步掌握化工設計的基礎知識、設計原則及方法；學會各種手冊的使用方法及物理性質、化學性質的查找方法和技巧；掌握各種結果的校核，能畫出工藝流程、塔板結構等圖形。在設計過程中不僅要考慮理論上的可行性，還要考慮生產(chǎn)上的安全性、經(jīng)濟合理性。在設計過程中應考慮到設計的業(yè)精餾塔具有較大的生產(chǎn)能力滿足工藝要求，另外還要有一定的潛力。節(jié)省能源，綜合利用余熱。經(jīng)濟合理，冷卻水進出口溫度的高低，一方面影響到冷卻水用量。另一方面影響到所需傳熱面積的大小。即對操作費用和設備費用均有影響，因此設計是否合理的利用熱能等直接關系到生產(chǎn)過程的經(jīng)濟問題。2本課程設計的主要內容是設計過程的物料衡算，塔工藝計算，塔板結構設計以及

6、校核。1.2精餾塔設計方案的選定本設計任務為分離苯-甲苯混合物。對于二元混合物的分離，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人精餾塔內。塔頂上升蒸氣采用全凝器冷凝，冷凝液在泡點溫度下一部分回流至塔內，其余部分產(chǎn)品經(jīng)冷卻器冷卻后送至儲罐。該物系屬易分離物系，最小回流比較小，故操作回流比取最小回流比的1.5倍。塔釜采用間接蒸汽加熱，塔底產(chǎn)品經(jīng)冷卻后送至儲罐。1.1 設計方案的選定及基礎數(shù)據(jù)的搜集 本設計任務為分離苯一甲苯混合物。由于對物料沒有特殊的要求，可以在常壓下操作。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人

7、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(jīng)產(chǎn)品冷卻器冷卻后送至儲罐。該物系屬易分離物系，最小回流比較小，故操作回流比取最小回流比的1.8倍。塔底設置再沸器采用間接蒸汽加熱，塔底產(chǎn)品經(jīng)冷卻后送至儲罐。其中由于蒸餾過程的原理是多次進行部分汽化和冷凝，熱效率比較低，但塔頂冷凝器放出的熱量很多，但其能量品位較低，不能直接用于塔釜的熱源，在本次設計中設計把其熱量作為低溫熱源產(chǎn)生低壓蒸汽作為原料預熱器的熱源之一，充分利用了能量。塔板的類型為篩板塔精餾，篩板塔塔板上開有許多均布的篩孔，孔徑一般為38mm，篩孔在塔板上作正三角形排列。篩板塔也是傳質過程常用的塔設備，它的主

8、要優(yōu)點有： () 結構比浮閥塔更簡單，易于加工，造價約為泡罩塔的60，為浮閥塔的80左右。 () 處理能力大，比同塔徑的泡罩塔可增加1015。 () 塔板效率高，比泡罩塔高15左右。 () 壓降較低，每板壓力比泡罩塔約低30左右。 篩板塔的缺點是： () 塔板安裝的水平度要求較高，否則氣液接觸不勻。 () 操作彈性較小(約23)。() 小孔篩板容易堵塞。下圖是板式塔的簡略圖：2板式塔的設計2.1 工業(yè)生產(chǎn)對塔板的要求： 通過能力要大，即單位塔截面能處理的氣液流量大。 塔板效率要高。 塔板壓力降要低。 操作彈性要大。 結構簡單，易于制造。在這些要求中，對于要求產(chǎn)品純度高的分離操作，首先應考慮高效

9、率；對于處理量大的一般性分離（如原油蒸餾等），主要是考慮通過能力大。22設計方案的確定22.1裝置流程的確定精餾裝置包括精餾塔，原料預熱器，再沸器，冷凝器，釜液冷卻器和產(chǎn)品冷卻器等設備。蒸餾過程按操作方式不同，可分為連續(xù)精餾和間歇精餾兩種流程。在本次的設計中，是為分離苯甲苯混合物。對于二元混合物的分離，應該采用連續(xù)精餾流程。操作壓力的選擇 蒸餾過程按操作壓力不同，可分為常壓蒸餾，減壓蒸餾和加壓蒸餾。一般除熱敏性物系外，凡通過常壓 分離要求，并能用江河水或循環(huán)水將餾出物冷凝下來的物系，都應采用 常壓精餾。 根據(jù)本次任務的生產(chǎn)要求，應采用常壓精餾操作。2.23進料熱狀況的選擇蒸餾操作有五種進料熱狀

10、況，它的不同將影響塔內各層塔板的汽、液相負荷。工業(yè)上多采用接近泡點的液體進料和飽和液體進料，通常用釜殘液預熱原料。所以這次采用的是泡點進料。加熱方式的選擇 由于采用泡點進料，將原料液加熱至泡點后送入精餾塔內。塔頂上升蒸汽采用全凝氣冷凝，冷凝液在泡點下一部分回流至塔內，其余部分經(jīng)產(chǎn)品冷卻后送至儲罐?；亓鞅鹊倪x擇 回流比是精餾操作的重要工藝條件，其選擇的原則是使設備費用和操作費用之和最低。 苯甲苯混合液是屬易分離物系，最小回流比較小，故操作回流比取最小回流比的2.0倍。塔釜采用間接蒸汽加熱，塔頂產(chǎn)品經(jīng)冷卻后送至儲罐。3工藝流程圖板式塔主要由筒體、封頭、塔內構件（包括塔板、降液管和受液盤）、人孔、進

11、出口管和群座等組成。按照塔內氣、液流動的方式，可將塔板分為錯流與逆流塔板兩類。工業(yè)應用以錯流式塔板為主，常用的由泡罩塔、篩板塔、浮閥塔等。此次設計按照要求選用篩板塔來分離苯-甲苯系。4工藝計算及主體設備的計算4.1 精餾塔的物料衡算 苯的摩爾質量=78.11 kg/kmol甲苯的摩爾質量=93.13 kg/kmol原料處理量F=160 kmol/h進料苯的摩爾分率=0.55塔頂苯的摩爾分率=0.96塔頂易揮發(fā)組分的回收率=94%總物料衡算： F = D + W 易揮發(fā)（苯）組分衡算：塔頂易揮發(fā)組分（苯）的回收率： = 聯(lián)立解得 4.2 塔板數(shù)的確定理論板層數(shù)的求取苯-甲苯屬理想物系，可采用圖解

12、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，見圖1。 求最小回流比及操作回流比采用作圖法求最小回流比。在圖1中對角線上，自點e（0.55，0.55）作垂線ef即為進料線(q線)，該線與平衡線的交點坐標為 = 0.75 = 0.55故最小回流比為 R=取操作回流比為 R=2=21.05=2.1求精餾塔的氣、液相負荷求操作線方程精餾段操作線方程提留段操作線方程圖解法求理論塔板數(shù)采用圖解法求理論塔板數(shù)，如圖1所示。求解結果為：總理論板層數(shù) N = 10.5(包括再沸器)進料板位置 N = 5圖1 圖解法求理論板層數(shù)實際板層數(shù)的求解精餾段實際板層數(shù)N= 提留段實際板層數(shù)N=4

13、.3精餾塔的工藝條件及有關物性數(shù)據(jù)計算以精餾段為例進行計算操作壓力的計算設塔頂表壓 P表 = 4 kPa塔頂操作壓力 PD = 101.3 + 4 =105.3 kPa每層塔板壓降 P = 0.7 kPa進料板壓力 PF = kPa精餾段的平均壓力 kPa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，計算過程略。計算結果如下： 塔頂溫度 tD82.1 進料板溫度 t=泡點溫度確定在110.9kPa下溶液的泡點需采用試差法。經(jīng)過幾次試差后，得到泡點 t = 92 進料板溫度 t = 92精餾段平均溫度 t（82.l92）/2 = 87.

14、05 平衡摩爾質量的計算塔頂平均摩爾質量計算 由x= y= 0.96, 查平衡曲線（見圖1），得 x = 0.889M = 0.96 78.11 + (1-0.96) 92.13 = 78.67kg/kmolM =0.889 78.11 + (1-0.889) 92.13 = 79.67kg/kmol進料板平均摩爾質量計算 由圖解理論板(見圖1)，得y = 0.702查平衡曲線 （見圖1），得x = 0.495M = 0.702 78.11 + (1-0.702) 92.13 =82.29kg/kmolM =0.495 78.11 + (1-0.495) 92.13 = 85.19kg/kmo

15、l精餾段平均摩爾質量M = ( 78.67+82.29) /2 = 80.48kg/kmolM = (79.67 + 85.19) / 2 = 82.43kg/kmol平均密度的計算氣相平均密度計算 由理想氣體狀態(tài)方程計算，即 = = = 2.91kg/m液相平均密度計算 液相平均密度依下式計算，即塔頂液相平均密度的計算 由t82.1，查手冊得 = 812.7 kg/m = 807.9 kg/m = =812.5kg/m進料板液相平均密度的計算 由tF92，查手冊得 = 734.1kg/m = 734.3 kg/m進料板液相的質量分率a= = 0.454精餾段液相平均密度為 =（812.5+7

16、34.2）/2 = 773.35kg/m3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 由tD82.1，查手冊得 =21.24 mN/m =21.42 mN/m= 0.960.0421.42 = 21.25mN/m進料板液相平均表面張力的計算 由tF92，查手冊得=19.82mN/m =20.61mN/m精餾段液相平均表面張力為 =（21.25+20.22）/2 = 20.74mN/m液體平均粘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tD82.1，查手冊得 =0.302 mPa·s =0.306 mPa·s= 0.96

17、5;lg(0.302)+ (1-0.96)×lg(0.306)=0.302 mPa·s進料板液相平均粘度的計算由tF92，查手冊得 =0.276 mPa·s =0.283 mPa·s= 0.495×lg(0.276)+ (1-0.495)×lg(0.283)=0.280 mPa·s精餾段液相平均表面張力為 = （0.302 +0.280）/2 = 0.291mPas4.4精餾塔的塔體工藝尺寸計算塔徑計算精餾段的氣、液相體積流率為V = = L = = 由 u = C 式中C由式5-5計算，其中的由圖5-1查取，圖的橫坐標為(

18、 = ( = 0.0426取板間距H=0.40m，板上液層高度h= 0.06m,則 H- h = 0.40-0.06 = 0.34m查圖5-1得，C = 0.075C = C( = 0.075( = 0.0755u = 0.0755 = 1.228 m/s取安全系數(shù)為0.7，則空塔系數(shù)為u = 0.7 u= 0.71.228 = 0.860D = =按標準塔徑圓整后為D1.8 m 塔截面積為 A = D= 1.8=2.543 m實際空塔系數(shù)為u = 精餾塔有效高度的計算精餾段有效高度為 Z精 = （N精 -1）HT = (8-1) ×0.4=2.8m提餾段有效高度為 Z提 = （N提

19、 -1）HT=（13-1）×0.4=4.8m在進料板上方開一人孔，其高度為0.8m 故精餾塔的有效高度為 Z= Z精+ Z提+0.8=2.8+4.8+0.8=8.4m4.5.塔板主要工藝尺寸的計算溢流裝置計算 因塔徑D1.8m，可選用單溢流弓形降液管，采用凹形受液盤。各項計算如下：堰長lW取 lW= 0.66D = 0.661.8 = 1.19m溢流堰高度hw由 選用平直堰，堰上液層高度h由式5-7計算，即 h =E(近似取E1,則 h = 1( = 0.018m取板上清液層高度=0.06m故 =0.042m弓形降液管寬度和截面積由 查圖5-7，得Af=0.0722AT=0.0722

20、×2.543=0.184m2Wd=0.124D=0.124×1.8=0.223m依式5-9驗算液體在降液管中停留時間，即 = = 13.73s> 5s故降液管設計合理。降液管底隙高度 取 =0.16m/s0.042-0.0282=0.0138m > 0.006m 故降液管底隙高度設計合理 選用凹形受液盤，深度=50mm塔板布置塔板的分塊 因D800mm，故塔板采用分塊式。查表5-3得，塔極分為5塊。 邊緣區(qū)寬度確定取 W = W= 0.065m , W = 0.035m開孔區(qū)面積計算 開孔區(qū)面積Aa按式5-12計算，即 其中 x = - (W+ W) = - (

21、0.223+0.065) = 0.612m r =- W= -0.035 = 0.865m 故 A = 2(0.612+sin)= 1.924m篩孔計算及其排列本設計所處理的物系無腐蝕性，可選用 3 mm碳鋼板，取篩孔直徑 5 mm。 篩孔按正三角形排列，取孔中心距t為 t33 × 515mm篩孔數(shù)目n為n = = =9876 個開孔率為 = 0.907（）= 0.907（）=10.1%氣體通過篩孔的氣速為 u = = = 10.56 m/s4.6. 篩板的流體力學驗算 塔板壓降干板阻力hc計算干板阻力hc由式5-19計算，即由 531.67，查圖5-20得，0.772故 h = 0

22、.051() () =0.0359m液柱氣體通過液層的阻力計算 氣體通過液層的阻力h1由式5-20計算，即 u= = = 0.870m/s F = 0.87 = 1.484kg/(s·m)查圖5-11，得=0.59故 h=h =(hh) = 0.59(0.042 + 0.018)=0.0354m液柱液體表面張力的阻力計算液體表面張力所產(chǎn)生的阻力由式5-23計算，即h= = =0.0022m液柱氣體通過每層塔板的液柱高度hp可按下式計算，即 h= 0.0359+0.0354+0.0022 = 0.0735m液柱氣體通過每層塔板的壓降為P= hg= 0.0735773.359.81= 5

23、57.6Pa<0.7kPa(設計允許值) 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。 4.6.3 液沫夾帶 液沫夾帶量由式5-24計算，即 h =2.5h = 2.50.06 =0.15m故 = = 0.015kg液/kg氣<0.1kg液/kg故在本設計中液沫夾帶量在允許范圍內 漏液對篩板塔，漏液點氣速可由式5-25計算 =4.40.772= 5.688m/s實際孔速 u=10.56m/s>u穩(wěn)定系數(shù)為 K=1.857 > 1.5故在本設計中無明顯漏液液泛為防止塔內發(fā)生液泛，降液管內液層高應服從式5-32的關系，即 苯一甲苯

24、物系屬一般物系，取0.5，則 =0.5(0.40+0.042)=0.221m而 板上不設進口堰，可由式5-30計算，即h=0.513=0.153(0.16)=0.00392m液柱H=0.0735+0.06+0.00392=0.137m液柱故在本設計中不會發(fā)生液泛現(xiàn)象4.7. 塔板負荷性能圖 漏液線由 h =E(得 =4.40.7720.1011.924整理得在操作范圍內，任取幾個Ls值，依上式計算出Vs值，計算結果列于表1表1L,m/s0.00060.00150.00300.0045V m/s,1.0441.0691.1011.127由上表數(shù)據(jù)即可作出漏液線l液沫夾帶線以0.1kg液/kg氣為

25、限，求 Vs-Ls關系如下由 u= = =0.424Vh =0.042h= = 0.594 L故 h= 0.105 +1.485 L H- h=0.295-1.485 L e=0.1整理得 在操作范圍內，任取幾個Ls值，依上式計算出Vs值，計算結果列于表2表2L,m/s0.00060.00150.00300.0045V m/s,4.2374.1043.9343.791由上表數(shù)據(jù)即可作出液沫夾帶線2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準。由式5-7得 h= =0.006取E=1，則L= () = 0.00102據(jù)此可作出與氣體流量無關的垂直液相負荷下限線3。

26、 液相負荷上限線 以4s作為液體在降液管中停留時間的下限 =4故 L=0.0184 m/s據(jù)此可作出與氣體流量元關的垂直液相負荷上限線4。 液泛線 令 由 ；聯(lián)立得 忽略，將與LS，與LS，與VS的關系式代人上式，并整理得 式中 = b= H+( -1)h c=0.153/(lh) d=2.84(1+)將有關數(shù)據(jù)代入，得 =0.00853 b=0.5=0.154 c= 135.86 d=2.84=0.945故 0.00853 -0.945 或 -110.79在操作范圍內，任取幾個Ls值，依上式計算出Vs值，計算結果列于表3 表3L,m/s0.00060.00150.00300.0045V m/

27、s,4.1544.0703.9503.835由上表數(shù)據(jù)即可作出液泛線 根據(jù)以上各線方程，可作出篩板塔的負荷性能圖，如圖所示在負荷性能圖上，作出操作點A，連接OA，即作出操作線。由圖可看出，該篩板的操作上限為液泛控制，下限為漏液控制。由圖2查得 故操作彈性為 所設計篩板的主要結果匯總于表4序號項目數(shù)值序號項目數(shù)值1平均溫度tm,87.0517邊緣區(qū)寬度,m0.0352平均壓力pm,kPa108.118開孔區(qū)面積,m21.9243氣相流量VS,(m3/s)2.05319篩孔直徑,m0.0054液相流量LS,(m3/s)0.0053620篩孔數(shù)目 98765塔的有效高度Z,m1021孔中心距,m0.

28、0156實際塔板數(shù) 2122開孔率,%10.17塔徑,m1023空塔氣速, m/s0.8078板間距 0.424篩孔氣速, m/s10.569溢流型式 單溢流 25穩(wěn)定系數(shù) 1.85710降液管型式 弓型 26單板壓降,kPa0.62911堰長,m1.1927負荷上限 液泛控制 12堰高,m0.04228負荷下限 漏夜控制 13板上液層高度,m0.0629液沫夾帶,kg液/kg氣 0.01514堰上液層高度,m0.01830氣相負荷上限, m3/s3.33415降液管底隙高度,m0.028231氣相負荷下限, /s1.10516安定區(qū)寬度,m0.06532操作彈性 3.0175.輔助設備的草圖

29、及選型接管(1)進料管進料管的結構類型很多，有直管進料管、彎管進料管、T形進料管。本設計采用直管進料管。F=149Kg/h , =807.9Kg/ 則體積流量管內流速則管徑取進料管規(guī)格95×2.5 則管內徑d=90mm進料管實際流速(2)回流管采用直管回流管，回流管的回流量塔頂液相平均摩爾質量,平均密度則液體流量取管內流速則回流管直徑可取回流管規(guī)格65×2.5 則管內直徑d=60mm回流管內實際流速(3)塔頂蒸汽接管則整齊體積流量取管內蒸汽流速則可取回流管規(guī)格430×12 則實際管徑d=416mm塔頂蒸汽接管實際流速(4)釜液排出管塔底w=30kmol/h 平均密度平均摩爾質量體積流量：取管內流速則可取回流管規(guī)格54×2.5 則實際管徑d=49mm