程設計(苯—甲苯分離板式精餾塔)

1、課程設計任務書20092010學年第二學期 學生姓名：_石華端 專業(yè)班級：_07級應用化學_ 指導老師：_ 工作部門：_1 課程設計題目設計一臺苯甲苯分離板式精餾塔2 設計要求1、設計一座苯-甲苯連續(xù)精餾塔，具體工藝參數(shù)如下：原料苯含量(m/m)：（25+0.5）%原料處理量： 2萬t/a產(chǎn)品要求（m/m）：xD = 0.98， xW=0.022、操作條件塔頂壓力：常壓進料熱狀況：泡點進料回流比：自選單板壓降：0.7kPa加熱方式：間接蒸氣加熱冷凝方式：全凝器，泡點回流年操作時數(shù)：8000h3、塔板類型浮閥塔板（F1重閥）三課程設計內容1、精餾塔的物料衡算及塔板數(shù)的確定2、精餾塔的工藝條件及有

2、關物性數(shù)據(jù)的計3、精餾塔的塔體及塔板工藝尺寸計算4、塔板的流體力學驗算5、塔板的負荷性能圖的繪制6、精餾塔接管尺寸計算7、繪制帶控制點的生產(chǎn)工藝流程圖(A3 圖紙)8、繪制主體設備圖(A2圖紙)4 進度安排 1.課程設計準備階段：收集查閱資料，并借閱相關工程設計書；2.設計分析討論階段：確定設計思路，正確選用設計參數(shù)，樹立工程觀點， 小組分工協(xié)作，較好完成設計任務；3. 計算設計階段：物料衡算，熱量衡算，主要設備工藝尺寸計算，塔盤工藝 尺寸計算及流體力學計算;4.課程設計說明書編寫階段：整理文字資料計算數(shù)據(jù)，用簡潔的文字和適當 的圖表表達自己的設計思想及設計成果。1. 課程設計的目的 化工原理

3、課程設計是一個綜合性和實踐性較強的教學環(huán)節(jié)，也是培養(yǎng)學生獨立工作的有益實踐，更是理論聯(lián)系實際的有效手段。通過課程設計達到如下目的： 1鞏固化工原理課程學習的有關內容，并使它擴大化和系統(tǒng)化； 2培養(yǎng)學生計算技能及應用所學理論知識分析問題和解決問題的能力； 3熟悉化工工藝設計的基本步驟和方法； 4學習繪制簡單的工藝流程圖和主體設備工藝尺寸圖； 5訓練查閱參考資料及使用圖表、手冊的能力； 6通過對“適宜條件”的選擇及對自己設計成果的評價，初步建立正確的設計思想，培養(yǎng)從工程技術觀點出發(fā)考慮和處理工程實際問題的能力；7 學會編寫設計說明書。 課程設計題目描述和要求 本設計的題目是苯-甲苯浮閥式連續(xù)精餾塔

4、的設計，即需設計一個精餾塔用來分離易揮發(fā)的苯和不易揮發(fā)的甲苯，采用連續(xù)操作方式，需設計一板式塔，板空上安裝浮閥，具體工藝參數(shù)如下： 生產(chǎn)能力：2萬噸/年(料液)原料組成： 25%苯，60%甲苯（摩爾分數(shù)，下同）產(chǎn)品組成： 餾出液98%苯， 釜液2%苯 操作壓力：塔頂壓強為常壓進料溫度：泡點進料狀況：泡點加熱方式：間接蒸汽加熱回流比：R=（1.22）Rmin3 課程設計報告內容 3.1 流程示意圖 冷凝器塔頂產(chǎn)品冷卻器苯的儲罐苯 回流 原料原料罐原料預熱器精餾塔 回流 再沸器 塔底產(chǎn)品冷卻器甲苯的儲罐甲苯 3.2 流程和方案的說明及論證 3.2.1 流程的說明 首先，苯和甲苯的原料混合物進入原料

5、罐，在里面停留一定的時間之后，通過泵進入原料預熱器，在原料預熱器中加熱到泡點溫度，然后，原料從進料口進入到精餾塔中。因為被加熱到泡點，混合物中既有氣相混合物，又有液相混合物，這時候原料混合物就分開了，氣相混合物在精餾塔中上升，而液相混合物在精餾塔中下降。氣相混合物上升到塔頂上方的冷凝器中，這些氣相混合物被降溫到泡點，其中的液態(tài)部分進入到塔頂產(chǎn)品冷卻器中，停留一定的時間然后進入苯的儲罐，而其中的氣態(tài)部分重新回到精餾塔中，這個過程就叫做回流。液相混合物就從塔底一部分進入到塔底產(chǎn)品冷卻器中，一部分進入再沸器，在再沸器中被加熱到泡點溫度重新回到精餾塔。塔里的混合物不斷重復前面所說的過程，而進料口不斷有

6、新鮮原料的加入。最終，完成苯與氯苯的分離。3.2.2 方案的說明和論證浮閥塔之所以廣泛應用，是由于它具有下列特點： 1生產(chǎn)能力大，由于塔板上浮閥安排比較緊湊，其開孔面積大于泡罩塔板， 生產(chǎn)能力比泡罩塔板大20%40%，與篩板塔接近。2操作彈性大，由于閥片可以自由升降以適應氣量的變化，因此維持正常操作而允許的負荷波動范圍比篩板塔，泡罩塔都大。3塔板效率高，由于上升氣體從水平方向吹入液層，故氣液接觸時間較長，而霧沫夾帶量小，塔板效率高。4氣體壓降及液面落差小，因氣液流過浮閥塔板時阻力較小，使氣體壓降及液面落差比泡罩塔小。5塔的造價較低，浮閥塔的造價是同等生產(chǎn)能力的泡罩塔的 50%80%，但是比篩板

7、塔高 20%30%。 浮閥塔盤的操作原理和發(fā)展:浮閥塔的塔板上，按一定中心距開閥孔，閥孔里裝有可以升降的閥片，閥孔的排列方式，應使絕大部分液體內有氣泡透過，并使相鄰兩閥容易吹開，鼓泡均勻。為此常采用對液流方向成錯排的三角形的排列方式。蒸汽自閥孔上升，頂開閥片，穿過環(huán)形縫隙，以水平方向吹入液層，形成泡沫，浮閥能隨著氣速的增減在相當寬的氣速范圍內自由升降，以保持穩(wěn)定的操作。但是，浮閥塔的抗腐蝕性較高（防止浮閥銹死在塔板上），所以一般采用不銹鋼作成，致使浮閥造價昂貴，推廣受到一定限制。隨著科學技術的不斷發(fā)展，各種新型填料，高效率塔板的不斷被研制出來，浮閥塔的推廣并不是越來越廣。 近幾十年來，人們對浮

8、閥塔的研究越來越深入，生產(chǎn)經(jīng)驗越來越豐富，積累的設計數(shù)據(jù)比較完整，因此設計浮閥塔比較合適。3.2.3設計方案的確定1.操作壓力精餾操作可在常壓，加壓，減壓下進行。應該根據(jù)處理物料的性能和設計總原則來確定操作壓力。例如對于熱敏感物料，可采用減壓操作。本次設計苯和甲苯為一般物料因此，采用常壓操作。2.進料狀況進料狀態(tài)有五種：過冷液，飽和液，氣液混合物，飽和氣，過熱氣。但在實際操作中一般將物料預熱到泡點或近泡點，才送入塔內。這樣塔的操作比較容易控制。不受季節(jié)氣溫的影響，此外泡點進料精餾段與提餾段的塔徑相同，在設計和制造上也叫方便。本次設計采用泡點進料，即q=1。3.加熱方式精餾釜的加熱方式一般采用間

9、接加熱方式，若塔底產(chǎn)物基本上就是水，而且在濃度極稀時溶液的相對揮發(fā)度較大。便可以直接采用直接接加熱。直接蒸汽加熱的優(yōu)點是：可以利用壓力較低的蒸汽加熱，在釜內只需安裝鼓泡管，不需安裝龐大的傳熱面，這樣，操作費用和設備費用均可節(jié)省一些，然而，直接蒸汽加熱，由于蒸汽的不斷涌入，對塔底溶液起了稀釋作用，在塔底易揮發(fā)物損失量相同的情況下。塔釜中易于揮發(fā)組分的濃度應較低，因而塔板數(shù)稍微有增加。但對有些物系。當殘液中易揮發(fā)組分濃度低時，溶液的相對揮發(fā)度大，容易分離故所增加的塔板數(shù)并不多，此時采用間接蒸汽加熱是合適的。4.冷卻方式塔頂?shù)睦鋮s方式通常水冷卻，應盡量使用循環(huán)水。如果要求的冷卻溫度較低。可考慮使用冷

10、卻鹽水來冷卻。5.熱能利用精餾過程的特性是重復進行氣化和冷凝。因此，熱效率很低，可采用一些改進措施來提高熱效率。因此，根據(jù)上敘設計方案的討論及設計任務書的要求，本設計采用常壓操作，泡點進料，間接蒸汽加熱以及水冷的冷卻方式，適當考慮熱能利用。4.精餾塔的工藝計算4.1精餾塔的物料衡算4.1.1物料衡算：1) 原料液及塔頂、塔底產(chǎn)品的摩爾分率苯的摩爾質量：；甲苯的摩爾質量：；.（2）原料液及塔頂、塔底產(chǎn)品的平均摩爾質量原料液的平均摩爾質量：（3）物料衡算原料處理量：總物料衡算：苯的物料衡算28.2×0.250.98D0.02W聯(lián)立解得：；4.1.2 相對揮發(fā)度的計算：氣液相平衡數(shù)據(jù)t/8

11、0.1859095100105110.6101.33116.9135.5155.7179.2204.2240.040.046.054.063.374.386.0101.33x/摩爾分數(shù)1.0000.7800.5810.4120.2580.1300y/摩爾分數(shù)1.0000.9000.7770.6330.4560.2620因此有：塔頂用t=80.10時，.塔底用t=101.63時，.平均相對揮發(fā)度 4.2塔板數(shù)的確定4.2.1理論板層數(shù)的求算4.2.1.1逐板法求塔板數(shù)(1)平衡線方程的求算 汽液相平衡方程式：.(2)q線方程進料狀態(tài)由五種，即過冷液體進料（q>1),飽和液體進料（q1），氣

12、液混合進料(0<q<1)和過熱蒸汽進料(q<0)，本設計選用的為泡點進料，故q=1。則xF=xq(3) 最小回流比；由以上兩式可得：；由于(4) 精餾段操作線方程精餾段液相質量流量：精餾段氣相質量流量：V=精餾段操作方程：提餾段液相質量流程：提段氣相質量流程：提餾段操作線方程：.由以上精餾段操作方程和提餾段操作線方程可得：兩操作線交點的橫坐標為(5)理論塔板數(shù)的確定先交替使用相平衡方程和精餾段操作線方程計算如下：；.以下交替使用提餾線操作線方程語相平衡方程得：；.故理論板為21塊，精餾板為10塊，第11塊為進料板. 4.2.1.2逐板法求塔板數(shù)由此算得于逐板法得一致.4.2.

13、2 精餾塔塔效率的計算 在t=95.4時，此時查得苯和甲苯黏度：， 則：時,此時的相對揮發(fā)度為： 則：查奧康內爾精餾塔全塔板效率圖得：.4.3 塔的工藝條件及物性數(shù)據(jù)計算4.3.1 混合液的平均摩爾質量計算進料板苯的摩爾分數(shù)在塔板數(shù)計算中得進料板的苯的摩爾分數(shù)為（94）： y=0.649 x=0.428 =0.649*78+(1-0.649)*92=82.914kg/kmol=0.428*78+(1-0.428)*92=86.008kg/mol塔底摩爾分數(shù)（110.63）： x=0.024 y=0.024平均摩爾質量： =(82.914+91.664)/2=87.289kg/kmol=(86.

14、008+91.664)/2=88.836kg/kmol 4.3.2平均密度計算 進料板平均密度： t=94時，=7893, =789, =0.39 參考化工原理P361某些有機液體的相對密度圖（下同） =798 塔底平均密度： t=110.63, =780,=775, =0.02故=(775.1+798)/2=786.55kg/m3 =102.315vm=2.83kg/m34.3.3 液體的平均張力 t=110.63時, =17.2,=17.8 t=94時，=19.8， =19.9 ，由化工原理第三版P379查得 t=101.63時，=0.024*17.2+（1-0.024）*17.8=17.

15、7859t=94時，=0.428*19.8+（1-0.428）*19.9=19.8572提餾段平均張力：=18.82 4.3.4 提餾段氣液相的體積流量 Lh=26.02m3/h Vh=5044.5m3/h 4.4 塔體工藝尺寸計算4.4.1 精餾段塔徑計算 由FLV及（HT-hl）查Smith圖（化工單元過程及課程設計P161）氣流動參數(shù) FLV=0.086取塔盤清夜層高度 hL=0.07m HT=0.45m液滴沉降高度 HT-hL=0.45m-0.07m=0.38m當=18.82時的負荷因子C20等于0.028由工藝條件得：C=C20（)0.2=0.081液乏氣速 uf=c=0.081*=

16、1.35m/s取泛點率為0.75，故空塔氣速u=0.75=0.75*1.35=1.013m/s氣相通過的塔截面積 A=1.38m2取=0.0877由計算D： D=故取 D=1.4m 設計點的泛點率=4.4.2 精餾塔高度計算 (1)精餾段有效高度計算： Z精=(N精-1)*HT=10*0.35=3.5m (2)提餾段有效高度計算： Z提=(N提-1)*HT=(17-1)*0.45=7.2m 如進料板上面開一人孔，其高度為0.6m (3)精餾塔的有效高度為： Z有=Z精+Z提+0.8=3.5+7.2+0.6=11.3m .(4) 精餾塔的實際高度為：塔兩端空間，上封頭留1.5m. 下封頭留1.5

17、m. Z實= Z有+1.5*2=11.3+3=14.3m4.4.3 溢流裝置的計算 由化工單元過程及設備課程設計P166流液收縮圖： 降管液的尺寸： 降液管寬度： 選取hb=0.04m 溢流堰尺寸： 堰上液頭高how, 取E=1 堰高： 溢流強度： 降液管底隙流體速度：4.5 塔板負荷性能4.5.1 浮閥計算及其排列（1） 浮閥數(shù) 選取F1型浮閥，閥孔直徑d0=0.039m 根據(jù)表54選擇單流型 初取F0=11 , 則 浮閥數(shù)： （2）排列方式 取塔板上液體進，出口安定區(qū)寬度 取邊緣區(qū)寬度bc=0.05m 根據(jù)估算提供孔心距進行布孔，按t=75mm進行布孔，實排閥數(shù)n=163 閥孔氣速 動能因

18、子 塔板開孔率 4.6 塔板的流體性能的校核4.6.1泡沫夾帶量校核 為控制液沫夾帶量eV過大，應使泛點F10.80.82 浮閥塔板泛點率計算如下： 由塔板上氣相密度及板間距HT=0.45m查圖526（泛點荷因數(shù)）得系數(shù)GF=0.128,根據(jù)表511（物性系數(shù)）所提供的數(shù)據(jù)，取k=1塔板液流道長ZL=D-2bd=1.4-2*2*0.2=1.0(m)液流面積 故得： 故不會產(chǎn)生過量的液沫夾帶4.6.2塔板阻力計算 由化工單元過程及設備課程設計P171泛點負荷因數(shù)圖： （1）干板阻力 臨界孔速 閥孔大于其臨界孔閥氣速,故應在浮閥全開狀態(tài)計算干板阻力。 （2） 塔板清液層阻力 (m) (3)克服表面

19、張力所造成阻力 由以上三阻力之和求得塔板阻力: 4.6.3降液管液面校對 流體流過降液管底隙的阻力： 浮閥塔板上液面落差較小可以忽略，則降液管內清液層高度： 取降液管中泡沫層相對密度，則可求降液管中泡沫層高度： 而，故不會發(fā)生降液管液泛。4.6.4液體在降液管內停留時間校核 應保證液體在降液管內的停留時間大于3S5S，才能保證液體所夾帶的氣 體的釋放。 故所夾帶氣體可以釋出 4.6.5嚴重漏液校核 當閥孔的動能因子F0=5的相應孔流氣速： 穩(wěn)定系數(shù) 故不會發(fā)生嚴重漏液4.6.6塔板負荷性能圖 由化工單元過程及設備課程設計P187塔板負荷性能圖： （1）過量液沫夾帶線關系式 根據(jù)前面液沫夾帶的校

20、核選擇F1=0.8 則有 由此兩點作過量液夾帶線（a) (2)液相下限線關系式 對于平直堰，其堰上液頭高度how必須大于0.006m。 取how=0.006m，即可以確定液相流量的下限線 取E=1.0，代人lw=0.98 該線為垂直軸的直線，記為（b) (3)嚴重漏液線關系式： 因動能因子F0<5時，會發(fā)生嚴重漏液，故取F0=5,計算相應氣體流 量： 該線為平行軸的直線，為漏液線，也稱為氣相下限線，記（c)(4)液相上限線關系式： 降液的最大流量為： 該線為平行軸的直線，記為（d)(5)降液管液泛關系式： 根據(jù)降液管液泛的條件，得以下將液管液泛工況下的關系： 或 即 10 20 30 4

21、0 50 60 6133.7 590.75 566.2 538.3 506.06 468.1 操作彈性 適宜裕度=46.9%4.7換熱器的計算4.7.1原料預熱器： 設加熱原料溫度由10加熱到104 則 4.7.2塔頂冷凝器： R苯=390kJ/kg 4.7.3塔底再沸器： 4.7.4貯罐的體積計算：由化工單元過程及設備課程設計查得在0.11MPa下，塔頂采量 D=7394kmol/h 故 設冷凝液停留20min，補充系數(shù) 則位號名稱停留時間容積/m3V-101原料中間罐20min13V-102回流罐10min7V-103塔頂產(chǎn)品罐24h937V-104塔底產(chǎn)品罐24h937貯罐容積估算結果表

22、4.7.5進料罐線管徑選擇原液流速： u=0.5m/s管線直徑： 選取管材，其內徑為0.121m 其實際流速為： u=10471/(3600*798*0.785*0.09162)=0.5m/s5.設計結果匯總表 表一 設備一覽表序號位號設備名稱形式主要結構參數(shù)或性能1T-101循環(huán)苯精餾塔篩板塔D=1400 Np=27 H=185002E-101原料預熱器固定管板式24m23E-102塔T-101頂冷凝器固定管板式151m24E-103塔T-101再沸器固定管板式166m25E-104塔頂產(chǎn)品冷卻器固定管板式55m26E-105塔底產(chǎn)品冷卻器固定管板式62m27P-101進料泵2號離心泵qv=

23、14m3/h H=10m8P-102釜液泵2號離心泵qv = 8 m3/h H=4m9P-103回流泵2號離心泵qv=11 m3/h H=19m10P-104塔頂產(chǎn)品泵2號離心泵qv=6 m3/h H=19m11P-105塔底產(chǎn)品泵2號離心泵qv=8 m3/h H=4m12V-101原料罐臥式V=13m313V-102回流罐臥式V=7 m314V-103塔頂產(chǎn)品罐立式937m215V-104塔底產(chǎn)品罐立式937m216V-105不合格產(chǎn)品罐立式937m2表二 提留段塔板設計結果匯總表塔板主要結構參數(shù)數(shù)據(jù)塔板主要流動參數(shù)數(shù)據(jù)塔徑 m塔板間距 堰長 lw堰寬 堰高 hw入口堰高底隙 hb塔截面積A

24、T降液管面積有效傳質區(qū)Aa開孔面積 氣相流通面積閥孔直徑 閥孔數(shù) n開孔率 孔心距 t邊緣區(qū)寬 塔板厚 S安定區(qū)寬排列方式1.4m0.6m0.98m0.2001m0.045m無0.04m0.0877m1.513m0.135m1.020m0.215m1.405m0.039m1630.1260.0809m0.050m0.075m錯排流動方式液體流量 氣體流量 qVVh液泛氣速 空塔氣速 u降液管內流速 ud底隙流速 泛點率 F1溢流強度 堰上頭液高度 hOW塔板阻力 降液管內液體層高度Hd降液管內液沫層高度 Hd/降液管液體停留時間閥孔氣速閥孔動能因子 F0漏液點氣速穩(wěn)定系數(shù)K最大氣相流量最大氣相流量（qVVh)min單流型26.2m3/h5044.5m3/h1.35m/s0.9970.9370.053m/s0.184m/s0.73926.55m3/(mh)0.025m0.0682m0.1614m0.296m8.4s7.2m/s12.112.97m/s2.427410.0m3/h2080.87m3/h6