分離工程精餾塔

《分離工程》課程設計班級:姓名:專業(yè):課程名稱:指導老師:目錄一、設計目的和要求二、設計題目三、工藝流程的確定四、操作條件確定五、塔的物料恒算六、塔的工藝條件計算七、物性數(shù)據(jù)計算八、精餾氣液負荷計算九、塔和塔板主要尺寸計算十、溢流裝置計算十一、板式塔篩板流體力學計算十二、塔板負荷性能圖十三、冷凝器和再沸器熱量衡算十四、附屬設備計算及選取十五、設計結(jié)果總結(jié)表十六、設計過程參數(shù)總結(jié)十七、流程圖及設備圖（一）設計目的與要求使學生更加熟悉工程設計基本內(nèi)容，掌握化工設計的主要程序及方法。鍛煉和提高學生綜合運用理論知識和技能的能力，收集和查閱資料的能力，分析和解決工程實際問題的能力，獨立工作和創(chuàng)新的能力。（二）設計題目烴化液精餾系統(tǒng)設計設計內(nèi)容料液的組成如下表所示:組分名稱苯甲苯已苯丙苯丁苯摩爾分數(shù)0.150.350.200.200.10料液的溫度為60°C，摩爾流量為100Kmol/h公用工程條件為：加熱蒸汽等級0.9Mpa（絕壓），循環(huán)冷卻水30C;電容量可滿足要求。分離要求：塔頂流出液中已苯濃度為3%（摩爾分數(shù)），釜液中甲苯濃度為1%。（三）工藝流程的確定烴化液混合物經(jīng)過預熱器預熱到60C后，送入精餾塔。塔頂上升蒸汽采用全凝器冷凝，一部分作為回流液，其余為塔頂產(chǎn)品經(jīng)冷凝器冷凝后送入貯槽，塔釜采用間接蒸汽再沸器供熱，塔底產(chǎn)品經(jīng)冷凝后送入貯槽。流程圖為附圖。（四）操作條件確定操作壓力有設計經(jīng)驗知芳烴混合物操作壓力一般低于202Kpa，所以選擇常壓101.325Kpa為操作壓力。進料溫度由已知條件只進料溫度為60C.進料熱狀況選擇由進料溫度及壓力確定進料熱狀況為過冷液體進料。加熱劑選擇由給定的條件用0.9Mpa的蒸汽作為加熱劑。冷卻劑選擇冷卻水作為冷卻劑。（五）精餾塔的物料恒算輕重關鍵組份的確定由所給的原料組成及分離要求，可分析出甲苯為輕關鍵組分，已苯為重關鍵組份。塔頂塔底物料組成及塔頂塔底溫度計算。1）K值的計算

因為操作壓力取為標準大氣壓101.325Kpa，所以可按理想流體計算平衡常數(shù)K。:由p0L_plgp0"BiT+C（安托尼方程）由化工熱力學附表查出相關參數(shù)如下表:組分ABC△T/K苯6.068321326.034-48.99353422甲苯6.050431327.6255.526286-—410乙苯6.069911416.922-60.716298-—420丙苯6.076641491.8-65.9234-455丁苯6.103451575.47-71.95343-4862）用試差法計算塔頂溫度假設塔頂溫度為377.15K，按理想切割的組成進行計算。組分苯甲苯￡di153550ydi0.30.71ki1.97720.8258xi0.15170.84770.9994由試差結(jié)果符合要求，故設塔頂溫度為377.15K正確。3）用試差法計算塔底溫度假設塔底溫度為424.15K，按理想切割的組成進行計算。組分乙苯丙苯丁苯￡wi20201050xwi0.40.40.21kwi1.46390.80680.4212yi0.58560.32270.08420.992541因I所以所設溫度424.15K正確。按理想清晰分割法確定塔頂塔底產(chǎn)品分布量塔頂量：D=100X(0.15+0.35)=50Kmol/h塔底量：W=100X(0.2+0.2+0.1)=50Kmol為避免計算后關鍵組分濃度超過限度值，dh和wl采用的計算濃度值應略小于規(guī)定值。dh=3%X0.9X50=1.35Kmol/h貝Uwh=100X0.2-1.35=18.65Kmolwl=1%X0.9X50=0.45Kmol/h則dl=100X0.35-0.45=34.55Kmol/h所以(d/w)h=1?35/18?65=0.0724(d/w)=34.55/0.45=76.7778求以中關鍵組分乙苯為對比組分，各組分的平均相對揮發(fā)度，用泡點方程計算列表如下：組分苯甲苯乙苯丙苯丁苯kDi(377.15k)1.97720.82580.38590.18970.0862aihD5.12392.140010.49150.2235Kwi5.86032.77441.46390.80680.4212aihW4.00321.895210.55120.2877aih4.52902.013410.52050.2536代入漢斯特別克公式，解下列方程logd/w)=logd/w)+lo紋h/loga/hlogd/w)-logd/w)]二—1.140%10.1460logh1i將各組分的平均相對揮發(fā)度dh代入上式，求出(d/w)i進一步求出di，wi，xDi，xWi。列表如下：組分苯甲苯乙苯丙苯丁苯Laih4.5902.013410.52050.2536(d/w)i2.44x10576.77780.07240.00018.50X1依

fi1535202010100di1534.551.350.00228.50510750.9022Wi6.140.4518.6519.99781049.0979xDi0.29470.67880.02654.284051.6*1081Xwi1.254060.00920.3790.40730.20371由上表得到XDh=0.0265<3%xWl=0.0092<1%均小于規(guī)定濃度值符合要求。6）確定塔頂溫度和塔底溫度設塔頂溫度為378.15K時組分苯甲苯乙苯Eydi0.29470.67880.02650.99996ki2.03000.85050.3986xi0.14520.79810.066541.0098所設溫度378.5°C正確。設塔底溫度為424.15K組分甲苯乙苯丙苯丁苯Exwi0.00920.37990.40730.20371ki2.77441.46390.8068490.4212yi0.02540.55600.3286340.08580.9959所設塔底溫度為424.15K正確。7）檢驗各組分相對揮發(fā)度與估算值是否一致塔頂溫度驗算alh假設=2.140alh計算=0.8505/0.3986=2.1337（alh假設-alh計算）/alh計算=（2.140-2.1337）/2.1337=0.29%<5%所以說算正確因塔底所設溫度與計算溫度相同，不用驗算。塔的工藝條件計算最小理論塔板數(shù)(用芬斯克方程)本設計采用全凝器Nlog[(xl/xh)*(xh/xl)]logaIh(xl/xh)=25.5926(xh/xl)D=41.4444logalh=3.0256計算得：Nm=9.9513最小回流比的計算求算進料的氣化分率由已知進料溫度60°C,操作壓力為101.325Kpa，取?料壓力為101.325Kpa,設氣化率為0.平均溫度t=U2(tD+tW)=401.15K以重關鍵組分乙苯為對比組分，求相對揮發(fā)度ai已知：p=101.325KpaT=401.35K0=1.2172組分i苯甲苯乙苯丙苯丁苯求和Ki3.57061.59770.79820.41790.2051ai4.47332.001610.52360.2570Zi0.150.350.20.20.110.20610.8931-0.9208-0.1510-0.026760.000615▽ai*zi用試差法計算出當Zai_q=e時0值為1.2172正確。d1_vai*xDi則，Rm+1=Z以i—0=2.0147Rm=2.0147-1=1.0147操作回流比：R=1.5Rm=1.5221理論板數(shù)確定j=(N-N)/(N+1)x=(R-R}/(R+1)=(1.530-1.020)/(1.530+1)令=0.2016"查吉利蘭圖得y=0.40則Nt=17.25214)總版效率：由j=0.4級(lh^*L0.)24alh=2.0016t=128°C組分苯甲苯乙苯內(nèi)苯丁苯求和XFi0.150.350.20.20.11ui0.180.210.230.297450.3447ul0.0270.07350.0460.059490.034470.24046則，效率門=0.5861Na=（%—1）/門=27.7274=285）進料未知的確定由N=n+m-4解得n/m=0.6262所以n=7.2583m=9.9938則精餾段=（n-1）/門=10.6771圓整為11塊塔板提留段=m/門=17.0503圓整為17塊塔板（七）物性數(shù)據(jù)計算1)全塔平均溫度t=（424.15+378.15）/2=401.15K2）平均分子量的計算組成苯甲苯乙苯內(nèi)苯J苯￡分子量M78.115294.1424106.169120.1986134.224塔頂yi0.29470.67880.02650.999957塔頂對應xi0.14520.79810.06651.009797

塔底xi1.25105E-060.00920.37990.40730.20371由Mvd=LMi*yi=89.7344kg/kmolMld=LMi*xi=93.5382kg/kmolMvm=112.4479kg/kmolMlm=117.4872kg/kmol所以Mv=101.0912kg/kmolMl=105.5127kg/kmol3）液相平均密度piv依下式：1/p=ZQiP（（ai為質(zhì)量分數(shù)）組分苯甲苯乙苯丙苯」苯128°C0.7450.760.7650.7655105°C0.7850.790.790.79151C0.720.740.7490.75yi*m23.0192098263.89942.8158和0.6240.790.7489.73439ai頂0.2565260720.71210.0314001ai進1.25105E-06P頂=788.7113kg/m30.00920.3799p底=731.4856kg/m30.40730.20371塔底yi7.3315E-060.02540.55610.32860.08580.995926Plv=760.0984kg/m34）氣相平均密度PmVp=虬=101.3號101=°3907炊2m3/mVRT8.31x0401.15bm頂=18.8916mN/mmbbm底=17.99989mN/mm=1/2（m頂+°bm頂=18.8916mN/mmbbm底=17.99989mN/mm=1/2（m頂+°m底）=18.44576mN/m溫度苯甲苯乙苯丙苯丁苯128C15.716.517.818.0218.4105C18.51920.520.520.62151C1314161615.95bm底1.96415E-050.1512296.7613927.3396387683.747615687bm頂5.45163273812.89630.5436900

精餾氣液負荷計算V=(R+1)D=(1.5221+1)50.9022=128.3779kmol/h憐地=12&3冏9質(zhì)1』9】1晶力/360Q36003.0712VL=RD=1.5221X50.9022=77.4758kmol/h,LM77.47:58105.5127^rLs===0.0029874h/360Q3600760.0984Lh=3600XLs=10.7548m3/h塔徑尺寸計算初選塔板間距為HT=0.41m,取板上液層高hl=0.06m算pvP76算pvP760.09841/2=)3T07120.040039?18.44576mN/h查Smith關聯(lián)圖得C20=0.072，依式C=C20(希)0龍校18.44576mN/h時的C,即C=C(二)0.2=0.072(18.44576)0=0.074202020廠IP-p760-09-843.0712u=C=0.0743；0712=1.07023/取安全系數(shù)為0.70,則u=0.70=0.：01.1=123777858/max4VS;~4x1.17381故DJ飛3.1義0.771583878圓整為DT.4m則空塔氣速為u=0.762891m/s(十)溢流裝置計算采用單溢流，弓形降液管，平行受液盤及平行溢流堰，不設進口堰，個計算尺寸如下。1)溢流堰長lw取堰長lw為0.60D，即Lw=0.60X1.4=0.84m2)出口堰高hw由h=h-h

，查液流收縮計算圖，得E=1.045，依下式(Lh/1)2.5=16.6304TOC\o"1-5"\h\z2.84L\o"CurrentDocument"h=E(—h.)2/3-100012.8410.7548，查液流收縮計算圖，得E=1.045，依下式=x1.045()2/3=0.01624m\o"CurrentDocument"10000.84故hw=0.06-0.01624=0.04376m3)降液管的寬度Wd與降液管面積Af由lw/D=0.60，查弓形降液管寬度與面積圖得Wd/D=0.098,Af/At=0.055故Wd=0.098D=0.098X1.4=0.1372m兀3.14…At=D2=x14=1.538644Af=0.055X1.5386m2T由式=AH=0.084&°.41=11.613&50.002987符合要求T由式s4)取液體通過降液管底隙的流速降液管底隙高度h0h=h-0.00&0.04歹760=006m).037764)取液體通過降液管底隙的流速5)塔板的布置取安定去寬度Ws=0.07m，邊緣區(qū)寬度Wc=0.03m依下式計算開孔區(qū)面積.1A=2x」R2—二2+R2si-11aV180Rg1=D-(W+W)=U-(0.1*72=07)0.4928式中2ds'2R=D-W=U-0.0=0.672c2由以上算得：Aa=1.2714m26)篩孔數(shù)n與開孔率取篩孔的孔徑d0為5mm，正三角形排列，用5=3mm的碳素鋼作為篩板，取t/do=4.0,故孔中心距t=4.0X5.0=15.0mm

1158x103依式n=(——-——)Aa=3681孔0.907__%=5.6688%(20/5)2A宓0.907宓依式甲=才％=E%=a0(在5~15%范圍內(nèi))每層塔板上的開孔面積A0為1.27=14On0721A=中A=0.0567氣體通過篩孔的氣速V1.1738u0.907__%=5.6688%(20/5)21.27=14On0721(十一)篩板的流體力學計算1)氣體通過液體壓降相當?shù)囊褐遠p依式h=h+h+hpcLb干板壓降的液柱高hc依叩"再由式5/依叩"再由式5/31.,67查干板孔的流量系數(shù)圖得，C0=0.84h=0.051(力)2(J)Cph=0.051(=0.051X(16^；2X(3.0712)=0.0775m1.6667760.0984氣流通過板上液層壓降相當?shù)囊褐叨萮lV1.1738u=s==0.807m/saA-Af1.5386-0.0846F=u/=0.807330712=1.4048由充氣系數(shù)^0與Fa的關聯(lián)圖差得板上液層充氣系數(shù)為0?65依式h30(h+4)=0?65<(0.043760?0162兮0?03功克服液體表面張力壓降相當?shù)囊褐鵫b

74b4x18.4458h===0.00197珈據(jù)式bp,xgxd0760.0984<9.81x0.005故hp=0.0775+0.039+0.001979=0.11844mm單板壓降霧膜夾帶量ev的驗算_5.7x10-6(u—(H二h325.7x10-60.8073()3.2=霧膜夾帶量ev的驗算_5.7x10-6(u—(H二h325.7x10-60.8073()3.2=0.011618.4458x10-30.41-0.150.0116kg液/kg氣<0?1kg液/kg氣故在設計負荷下不會發(fā)生過量霧膜夾帶。漏液的驗算=4.4C0J(0.0056b0.1叱-h加七/p.依下式=4.4x0.8&：(0.005缶0.13<0.06-0.001979)760.0984.0712由式=6.2139k/su16.2862篩板的穩(wěn)定系數(shù)K=產(chǎn)=6.213=92.62O〉9(1.5)故在設計負荷下不會產(chǎn)生過量漏液。4)液泛驗算為防止降液管液泛的發(fā)生，應使降液管中清液層高度七<0(Ht+h)h=h+h+h依式apLd計算Hdhd依下式計算，即h=0.153(Ls)2=0.153(0.002987)2=0.158799kdT~xW0.84x0.0378H=0.11840.039b0.00135=0.15879k取0=05，則0(Ht+h)=0.5(0.4沖0.04376：=0.226879>氣

在設計負荷下不會發(fā)生液泛現(xiàn)象。根據(jù)以上驗算，可以認為精餾塔徑及各工藝尺寸使合適的。（十二）塔板負荷性能圖1）霧膜夾帶線（1）依式5.7RO,u、

ev=(a)3；H-hTf式中Vu=saA—ATfs=0.68V81.53—60.0846s氣=2.5(h+h)=2.5h+2.84x在設計負荷下不會發(fā)生液泛現(xiàn)象。根據(jù)以上驗算，可以認為精餾塔徑及各工藝尺寸使合適的。（十二）塔板負荷性能圖1）霧膜夾帶線（1）依式5.7RO,u、

ev=(a)3；H-hTf式中Vu=saA—ATfs=0.68V81.53—60.0846s氣=2.5(h+h)=2.5h+2.84x10-3E(3600L、s)2/3l近似取E21.0,hw=0.0438m,lw=0.84m3600L、s)2/3-0?^h=2.50.0438+2.84x10-3(故=0.095+1.873L2/3帶極限艮4-3N取霧膜夾q=18ev為5m8T0.1kg液H1=0/kg氣m，并代入上式0.6878Vs得120.12280.315-1.873L2/3s在操作范圍內(nèi)，任取幾個Ls值，依上式算出相應的Vs值列于下表:Lsm3/s0.0010.0020.0040.006Vsm3/s1.92361.85211.73881.6436依表中數(shù)據(jù)在Vs——Ls圖中作出霧膜夾帶線（1）。2）液泛線聯(lián)立下式得皿H+h)=h+h+h+hTwpwowd近似取E=1.0,lw=0.84,hw=0.0438由下式得

h=2.84x10-3E(360°七)2/3owlw3600L、=2.84x10-3()2/30.84故h=0.74932Ls2/3由式h=h+h+howpClbh=0.05h2&(=)0h=0.05h2&(=)0°l0V0s5

CA&v0匕=0.05__V=0.VS6230.840.07207760.0984sh=e(h+h)=0.65(0.04380L7H932l0wows及=0.028470.4L27058s已算出h=0.00198h=0.05623V2+0.02847+0.487058L2/3+0.00198故：=0.03045+0.05623V2+0.487058L2/3ssh=0.153(Ls)2=0.153(Ls)2由下式d'l*h0.84x0.0378=151.7572L2s將HT=0.41m，hw為0.0438m，Q=0.5代入上式得0.0438)0.5(0.+41=0.030450.0438)=0.030450.V5823s0L.24$7058+s0.L4380.74923s+151.7572Ls21.齡21.齡6-3s26928.862s作出液泛線如圖中（2）所示。V2=2.714-7sLsm3/s0.0010.0020.0040.006Vsm3/s1.57861.53461.45521.3753操作范圍內(nèi)取若干Ls值代入上式，列表如下，3）液相負荷上限線取液體在降液管中停留時間為4秒，由下式Ls,maxHt^Al.=°41X0.0846=0.008672m3/sT液相負荷上限線如圖中（3）所示，坐標圖上為與氣流量Vs無關的垂直線。4）漏液線由hL=h+h=0.0438+0.74932L2/3，us，min代入下式A0u=4.4CJ(0.0056+0.13h—h)p/pVs,min0.05361=4.4x0.84,'(0.0056+0.13(0.0438+0.74923L2/3)-0.00198)760.0984s3.0712V=0.19812.3017+24.105L2/3

s,minsLsm3/s0.0010.0020.0040.006Vsm3/s0.31590.32460.33790.3487整理后得下式:在操作范圍內(nèi)取若十個Ls值代入，列入下表，漏液線為Vs——Ls圖中（3）線。5）液相負荷下限線取平堰，堰上液層高how=0.006m，作為液相負荷下限條件，依下式，取E=1.0，則h=2'4E(MO/,min)2/3-1000l0.006=2.84x10-3(4285.7143L.可Lsmin=7.165X10-4ms/s由上式在VsLs圖上作出液相負荷下限線(5)。將上面五條線繪制如下圖：（十三）冷凝器和再沸器熱量衡算在化工原理課本上查取各種物質(zhì)的物性參數(shù)如下表:組分苯甲苯已苯丙苯丁苯氣化r94.1368.0880.077669.89Cp0.41630.40790.41880.4210.311頂yi0.14520.79810.0665底xi0.02540.55610.32860.0858其中r和Cp單位都為kcal/kg，30°C水的比熱為4.174Kj/kgk,0.9Mpa水蒸氣的汽化潛熱為2036.2kj/kg。由前面算得塔頂V=128.378Kmol/h,D=50.9022Kmol/h塔頂冷凝器熱負荷由以上數(shù)據(jù)及平均汽化潛熱公式r=Eyi*ri求得r=73.3270Kcal/kg。1cal=4.184j平均摩爾質(zhì)量M=Eyi*Mi=91.7998kg/kmol由Q=MXVXrX4.184=91.7998X128.378X73.3270X4.184=3615662kj/h由Q=m水XCp水/t假設水溫從30°C上升到100°C，代入數(shù)據(jù)得3615662=mX4.174X(100-30)m=12374.78kg/h塔頂換熱器熱負荷由Q=MXDXCp均/tX4.174Cp=Eyi*Cpi勺=0.4138kcal/kgQ=91.7998X50.9022X0.4138X(104-40)X4.184=525917.8kj/h假設水從30C上升到40C貝Um=525917.8/(4.174X10)=12599.85kg/h塔底在沸器熱負荷由前面算得塔底進料量L=L+F=177.4758Kmol/h，出料量W=49.0979Kmol/h，氣化量V=128.378Kmol/h，塔底溫度為151CM=Exi*Mi=91.7998kg/kmolr=Eyi*ri=77.22632kcal/h由Q=VXMXrX4.184=128.378X91.7998X77.2263X4.184