苯-甲苯分离过程板式精馏塔设计.doc

【精品文档】如有侵权，请联系网站删除，仅供学习与交流苯-甲苯分离过程板式精馏塔设计.精品文档.目 录1 引言 21.1 板式塔内进行的精馏程 21.2 板式塔的结构与功能 21.3 板式精馏塔的设计原则 31.4 常用板式塔类型和结构 32 设计计算 42.1 设计方案的确定 42.2 精馏塔的物料衡算 42.3 塔板数的确定 52.4 精馏塔的工艺条件及有关物性数据的计算 62.5 精馏塔的塔体工艺尺寸计算 92.6 塔板主要工艺尺寸的计算 102.7 筛板的流体力学验算 122.8 塔板负荷性能图 143.3 AutoCAD绘制设备图 18结论 19参考文献 201 引言蒸馏是分离液体均相混合物或液态均相气体混合物的操作。蒸馏操作是基于组成混合物的各组分具有不同的挥发度，即在相同温度下各自的饱和蒸汽压不同以实现分离的一种单元操作。该分离操作是通过加入热量或移出热量的方法，使混合物形成气液两相，气液两相在互相接触中进行热量、质量传递，使易挥发组分在气相中增浓，难挥发组分在液相中增浓，从而实现互溶混合物的分离。其中应用最广泛的是精馏操作。1.1 板式塔内进行的精馏过程原料液自塔中部的适当位置加入塔内，塔顶冷凝器将上升的蒸气冷凝成液体，其中一部分作为塔顶产品（馏出液）采出，另一部分引入塔顶作为“回流液”，在塔板上建立液层。塔的底部装有再沸器（塔釜），加热液体产生蒸气回到塔底，再沿塔上升。加料口将精馏塔分成两段，上段为精馏段，加料口以下为提馏段。在精馏段的各层塔板上，气相与液相密切接触，在温度差和组成差的存在下（传热、传质推动力），气相进行部分冷凝，使其中部分难挥发组分转入液相；同时，气相冷凝时释放大的潜热使液体部分汽化，部分易挥发组分转入气相中。经过每层塔板后，净的结果是气相中易挥发组分的含量增高，液相中难挥发组分增浓。只要精馏段有足够的塔板层数，在塔顶即可获得指定纯度的易挥发组分产品。同理，只要提馏段有足够的塔板层数，在塔底可得到高纯度的难挥发组分产品。1.2 板式塔的结构与功能板式塔由一个通常呈圆柱形的壳体及其中按一定间距水平设置的若干块塔板所组成。板式塔正常工作时，液体在重力作用下自上而下横向通过各层塔板后由塔底排出；气体在压差推动下，经均布在塔板上的开孔由下而上穿过各层塔板后由塔顶排出。在每块塔板上皆贮有一定的液体，气体穿过板上液层时，两相进行接触传质。为了有效地实现气液两相之间的传质，板式塔应具有以下功能：（1）在每块塔板上气液两相之间必须保持密切而充分的接触，为传质过程提供足够大而且不断更新的相际接触表面。（2）在塔内应尽量使气液两相呈逆流流动，以提供最大的传质推动力。因为当气液两相进、出塔的浓度一定时，两相逆流接触时的平均传质推动力最大。1.3 板式精馏塔的设计原则总的原则是尽可能多地采用先进的技术，使生产达到技术先进、经济合理的要求，符合优质、高产、安全、低能耗的原则，具体考虑以下几点。 （1）满足工艺和操作的要求    所设计出来的流程和设备能保证得到质量稳定的产品。由于工业上原料的浓度、温度经常有变化，因此设计的流程与设备需要一定的操作弹性，可方便地进行流量和传热量的调节。设置必需的仪表并安装在适宜部位，以便能通过这些仪表来观测和控制生产过程。 （2） 满足经济上的要求     要节省热能和电能的消耗，减少设备与基建的费用，如合理利用塔顶和塔底的废热，既可节省蒸汽和冷却介质的消耗，也能节省电的消耗。回流比对操作费用和设备费用均有很大的影响，因此必须选择合适的回流比。冷却水的节省也对操作费用和设备费用有影响，减少冷却水用量，操作费用下降，但所需传热设备面积增加，设备费用增加。因此，设计时应全面考虑，力求总费用尽可能低一些。 （3） 保证生产安全   生产中应防止物料的泄露，生产和使用易燃物料车间的电器均应为防爆产品。塔体大都安装在室外，为能抵抗大自然的破坏，塔设备应具有一定刚度和强度。1.4 常用板式塔类型和结构（1）筛孔塔板：筛孔塔板简称筛板，结构特点为塔板上开有许多均匀的小孔。根据孔径的大小，分为小孔径筛板（孔径为38mm）和大孔径筛板（孔径1025mm）两类。工业应用中以小孔径筛板为主，大孔径筛板多用于某些特殊场合（如分离粘度大、易结焦的物系）。筛板的优点是结构简单，造价低；板上液面落差小，气体压降低，生产能力较大；气体分散均匀，传质效率较高。其缺点是筛板易堵塞，不宜处理易结焦、粘度大的物料。（2）浮阀塔板：其结构特点是在塔板上开有若干个阀孔，每个阀孔装有一个可以上下浮动的阀片。气流从浮阀周边水平地进入塔板上液层，浮阀可根据气流流量的大小上下浮动，自行调节。浮阀塔板的优点是结构简单、制造方便、造价低；塔板开孔率大，生产能力大；由于阀片可随气量变化自由升降，故操作弹性大；因上升气流水平吹入液层，气液接触时间较长，故塔板效率高。其缺点是处理易结焦、高粘度的物料时，阀片易与塔板粘结；在操作过程中有时会发生阀片脱落或卡死等现象，使塔板效率和操作弹性下降。2 设计计算2.1 设计方案的确定本设计任务为分离苯一甲苯混合物。对于二元混合物的分离，应采用连续精馏流程。设计中采用泡点进料，将原料液通过预热器加热至泡点后送人精馏塔内。塔顶上升蒸气采用全凝器冷凝，冷凝液在泡点下一部分回流至塔内，其余部分经产品冷却器冷却后送至储罐。该物系属易分离物系，最小回流比较小，故操作回流比取最小回流比的2倍。塔釜采用间接蒸汽加热，塔底产品经冷却后送至储罐。2.2 精馏塔的物料衡算2.2.1 原料液及塔顶、塔底产品的摩尔分率苯的摩尔质量 =78.11kg/kmol甲苯的摩尔质量 =92.13kg/kmol原料液及塔顶、塔底产品的平均摩尔质量 0.461×78.1110.46192.1385.67/ mol 0.987×78.1110.98792.1378.29/ mol 0.012×78.1110.01292.1391.96/ mol原料液处理量 总物料衡算 426.53DW苯物料衡算 26.53×0.4610.987D0.012W联立解得 D11.97 W14.562.3 塔板数的确定2.3.1 理论塔板数NT的求取苯甲苯属理想物系，可采用图解法求理论板层数。由手册查得苯甲苯物系的器液平衡数据，绘出xy图，见图5-19.求最小回流比及操作回流比采用作图法求最小回流比。在对角线上，自点e0.461,0.461作垂线ef即为进料线q线，该线与平衡线的交点坐标为 0.681 0.461故最小回流比为取操作回流比为求精馏塔的气、液相负荷求操作线方程精馏端操作线方程为提留段操作线方程图解法求理论板层数由平衡方程、精馏段方程和提馏段方程依次循环计算可求得。求解结果为总理论板层数 15.5包括再沸器进料板位置 82.3.2 实际板层数的求取精馏段实际板层数 提留段实际板层数 2.4 精馏塔的工艺条件及有关物性数据的计算以精馏段为例进行计算。2.4.1 操作压力计算塔顶操作压力 每层塔板压降 进料板压力 精馏段平均压力 2.4.2 操作温度计算依据操作压力，由泡点方程通过试差法计算出泡点温度，其中苯、甲苯的饱和蒸汽压由安托尼方程计算，计算过程略。计算结果如下：塔顶温度 =82.1进料板温度 =99.5精馏段平均温度 =82.199.5/2=90.82.4.3 平均摩尔质量计算塔顶平均摩尔质量计算由，由平衡方程，得进料板平均摩尔质量计算逐板法和平衡方程求得精馏段平均摩尔质量2.4.4 平均密度计算（1） 气象平均密度计算 由理想气体状态方程计算，即（2） 液相平均密度计算液相平均密度依下式计算，即塔顶液相平均密度的计算由=82.1，查手册得进料板液相平均密度的计算由=99.5，查手册得，进料板液相的质量分率精馏段液相平均密度为2.4.5 液相平均表面张力计算液相平均表面张力依下式计算，即塔顶液相平均表面张力的计算由=82.1，查手册得进料板液相平均表面张力的计算由=99.5，查手册得，精馏段液相平均表面张力的计算2.4.6 液相平均粘度的计算液相平均粘度依下式计算，即塔顶液相平均粘度的计算 由tD82.1，查手册得 解出进料板液相平均粘度的计算 由tF99，查手册得 解出精馏段液相平均表面张力为 2.5 精馏塔的塔体工艺尺寸计算2.5.1 塔径的计算精馏段的气、液相体积流率为由式中C由式5-5计算，其中的C20由图5-1查取，图的横坐标为 取板间距HT=0.40m，板上液层高度hL0.06m，查图5-1得C20=0.034取安全系数为0.7，则空塔气速为 u = 0.7×umax0.7×1.1920.834 m/s按标准塔径圆整后为D0.8m 塔截面积为 实际空塔气速为2.5.2 精馏塔有效高度的计算 精馏段有效高度为 提馏段有效高度为 在进料板上方开一人孔，其高度为0.8m 故精馏塔的有效高度为 2.6 塔板主要工艺尺寸的计算2.6.1 溢流装置计算因塔径D0.8m，可选用单溢流弓形降液管，采用凹形受液盘。各项计算如下： （1）堰长取（2）溢流堰高度 由 选用平直堰，堰上液层高度hOW由式5-7计算，即 近似取E1,则 取板上清液层高度 hL60 mm 故（3）弓形降液管宽度和截面积 由查图5-7，得 故依式5-19验算液体在降液管中停留时间，即 故降液管设计合理。 （4）降液管底隙高度故降液管底隙高度设计合理。 选用凹形受液盘，深度。2.6.2 塔板布置 （1）塔板的分块因D800mm，故塔板采用分块式。查表5-3得，塔极分为3块。 （2）边缘区宽度确定 取。（3）开孔区面积计算 开孔区面积按式5-12计算，即 其中 故（4）筛孔计算及其排列 本例所处理的物系无腐蚀性，可选用3 mm碳钢板，取筛孔直径d05 mm。 筛孔按正三角形排列，取孔中心距t为 t3d03 × 515mm 筛孔数目n为 开孔率为 气体通过筛孔的气速为 2.7 筛板的流体力学验算2.7.1 塔板压降 （1）干板阻力hc计算 干板阻力hc由式5-19 计算，即 由d0/5/31.67，查图5-10得，C00.772故（2）气体通过液层的阻力hl计算 气体通过液层的阻力hl由式5-20计算，即 查图5-11，得=0.62。 故（3）液体表面张力的阻力h计算 液体表面张力所产生的阻力h由式5-23计算，即 气体通过每层塔板的液柱高度hp可按下式计算，即 气体通过每层塔板的压降为 (设计允许值)2.7.2 液面落差 对于筛板塔，液面落差很小，且本例的塔径和液流量均不大，故可忽略液面落差的影响。 2.7.3 液沫夹带 液沫夹带量由式3-36计算，即 故在本设计中液沫夹带量ev在允许范围内。 2.7.4 漏液 对筛板塔，漏液点气速u0,umax可由式5-25计算， 实际孔速u09.18 m/su0,min 稳定系数为故在本设计中无明显漏液。 2.7.5 液泛 为防止塔内发生液泛，降液管内液层高Hd应服从式5-32的关系，即 苯一甲苯物系属一般物系，取0.5，则 而板上不设进口堰，hd可由式5-30计算，即 故在本设计中不会发生液泛现象。2.8 塔板负荷性能图2.8.1 漏液线 由得整理得在操作范围内，任取几个Ls值，依上式计算出Vs值，计算结果列于表1。 表1Ls /(m3/s) 0.00060.00150.00300.0045Vs /(m3/s)0.2190.2270.2370.45由上表数据即可作出漏液线1。2.8.1 液沫夹带线 以 ev0.1kg液/kg气为限，求 Vs-Ls关系如下： 由整理得在操作范围内，任取几个Ls值，依上式计算出Vs值，计算结果列于表3。 表2Ls /(m3/s) 0.00060.00150.00300.0045Vs /(m3/s)0.7620.7220.6700.626由上表数据即可作出液沫夹带线2。 2.8.3 液相负荷下限线 对于平直堰，取堰上液层高度hOW0.006m作为最小液体负荷标准。由式5-7 得取 E=1，则据此可作出与气体流量无关的垂直液相负荷下限线3。 2.8.4 液相负荷上限线 以4s作为液体在降液管中停留时间的下限，由式5-9得故据此可作出与气体流量元关的垂直液相负荷上限线4。2.8.5 液泛线 令由联立得忽略h，将hOW与Ls，hd与Ls，hc与Vs的关系式代人上式，并整理得 故将有关的数据代入整理，得在操作范围内，任取几个Ls值，依上式计算出Vs值，计算结果列于表3。 表3Ls /(m3/s) 0.00060.00150.00300.0045Vs /(m3/s)0.7650.7290.6690.572 由上表数据即可作出液泛线5。 根据以上各线方程，可作出筛板塔的负荷性能图，如图所示。在负荷性能图上，作出操作点A，连接OA，即作出操作线。由图可看出，该筛板的操作上限为液泛控制，下限为漏液控制。由图查得 故操作弹性为 表5-4 筛板塔的设计计算结果项目 数值 序号 项目 数值 序号 1平均温度tm,90.517边缘区宽度,m0.0352平均压力Pm,kPa108.818开孔区面积,m20.3193气相流量VS,(m3/s)0.34319筛孔直径,m0.0054液相流量LS,(m3/s)0.000920筛孔数目 16385塔的有效高度Z,m12.421孔中心距,m0.0156实际塔板数 3122开孔率,%10.17塔径,m1.023空塔气速, m/s0.6828板间距 0.424筛孔气速, m/s10.659溢流型式 单溢流 25稳定系数 1.7910降液管型式 弓型 26每层塔板压降,Pa59011堰长,m0.52827负荷上限 液泛控制 12堰高,m0.0528负荷下限 漏夜控制 13板上液层高度,m0.0629液沫夹带,kg液/kg气 0.00714堰上液层高度,m0.01030气相负荷上限, m3/s15降液管底隙高度,m0.02131气相负荷下限, /s16安定区宽度,m0.06532操作弹性 3 AutoCAD绘制设备图(见附图)结 论通过这次设计学习，我们需要学会在不断地演算中发现问题，需要耐心地计算好每一步。要能够善于前后联系，整体上把握设计方向。要想设计更好的，更适合工业化生产的精馏塔，那还需要大量查阅资料，不断积累经验与相关知识。在计算过程中既要根据理论知识又要依托现实的状况选择合适的生产设备。通过这两周的化工原理课程设计我真正了解了知识的作用，而不仅仅是死的东西，把学习的知识应用到实际当中，用实践去巩固检验所学的内容，非常充实。参 考 文 献1 周国庆,蒋宇等. 化工机器和设备安装.北京:化学工业出版社,19972 刘道德等. 化工设备的选择与工艺设计. 湖南:中南工业大学出版社,19923 贾绍义,柴诚敬. 化工原理课程设计. 天津:天津大学出版社,20024 戚世岳. 化工工程制图. 北京:化学工业出版社,20055 周大军,揭嘉. 化工工艺制图. 北京:化学工业出版社,20056 柴诚敬. 化工原理. 北京:高等教育出版社,2006