采用连续精馏流程对二元混合物的分离的设计书

1 采用连续精馏流程对二元混合物的分离的设计书 1 设计流程 本设计任务为分离 苯 _甲苯 混合物。对于二元混合物的分离，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入精馏塔内。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，其余部分经产品冷凝器冷却后送至储罐。该物系属易分离物系 ，操作回流比用作图法比对选取合适值 R=釜采用间接蒸汽加热，塔底产品经冷却后送至储罐。 连续精馏 塔 流程 流程图 连 续精馏流程 附图 图 1程图 2 设计思路 说明 在本次设计中，我们进行的是苯和甲苯二元物系的精馏分离，简单蒸馏和平衡蒸馏只能达到组分的部分增浓，如何利用两组分的挥发度的差异实现高纯度分离，是精馏塔的基本原理。实际上，蒸馏装置包括精馏塔、原料预热器、蒸馏 2 釜、冷凝器、釜液冷却器和产品冷却器等设备。蒸馏过程按操作方式不同，分为连续蒸馏和间歇蒸馏，我们这次所用的就是浮阀式连续精馏塔。蒸馏是物料在塔内的多次部分汽化与多次部分冷凝所实现分离的。热量自塔釜输入，由冷凝器和冷却器中的冷却介质将余热带走。在此过程中， 热能利用率很低，有时后可以考虑将余热再利用，在此就不叙述。要保持塔的稳定性，流程中除用泵直接送入塔原料外也可以采用高位槽。 塔顶冷凝器 采用全凝器 ， 因为可以准确的控制回流比。此次设计是在常压下操作。 因为这次设计采用间接加热，所以需要再沸器。回流比是精馏操作的重要工艺条件。选择的原则是使设备和操作费用之和最低。在设计时要根据实际需要选定回流比。 图 1设计思路 流程图 1、本设计采用连续精馏操作方式。 2、常压操作。 3、泡点进料。 4、间接蒸汽加热。 5、选 R=6、塔顶选用全凝 器。 7、选用浮阀塔 。 在此使用浮阀塔，浮阀塔 塔 板是在泡罩塔板和筛孔塔板的基础上发展起来的，它吸收了两者的优点，其 突出优点是可以根据气体的流量自行调节开度，这样就可以避免过多的漏液。另外还具有结构简单，造价低，制造方便，塔板开孔率大，生产能力大等优点。浮阀塔一直成为化工生中主要的传质设备，其多用不锈钢板或合金 。近年来所研究开发出的新型浮阀进一步加强了流体的导向作用和气体的分散作用，使气液两相的流动接触更加有效，可显著提高操作弹性和效率。 从苯 甲苯的相关物性中可看出它们可近似地看作理想物系。而且浮阀与塔盘板 之间的流通面积能随气体负荷的变动而自动调节，因而在较宽的气体负荷范围内，均能保持稳定操作。气体在塔盘板上以水平方向吹出，气液接触时间长，雾沫夹带量少，液面落差也较小。 3 第一章 塔板的工艺设计 础物性数据 4 5 料衡算 的物料衡算 处理量： 75000t/Y ,年开工 330 天。 （ 1） 苯的摩尔质量： /kg M=kg 42/8/D= 99/+99/ 2） 原料液及 塔顶、塔底产品的平均摩尔质量： D=g/W=g/ 3） 物料衡算 F=75000*103/330*24*h 总物料衡算： 即 +W 得 ： D=h W=h F=h 小回流比 的确定 由 系图，如下： 6 f=m i 9 9 0 . 6 1 8 1 . 4 00 . 4 8 9 0 . 3 9 7 取操作回流 比 R= . 8 5 0 . 7 5 1 4 2 . 1 /L R D k m o l h ( 1 ) ( 2 . 8 1 ) 5 0 . 7 5 1 9 2 . 8 5 /V R D k m o l h 1 4 2 . 1 1 1 0 . 5 2 2 5 2 . 6 2 /L L F k m o l h 1 9 2 . 8 5 /V V k m o l h 7 论板求取 如上图可算出 总 理论板数为 65 块 ，第 7 块板为进料板。 精馏段操作线方程为：1 2 . 4 5 0 . 9 91 1 2 . 4 5 1 2 . 4 5 1Dn n x 1 0 . 7 1 0 0 . 2 8提馏段操作线方程为：1 1 . 3 1 0 . 0 0 3 1 wn n x 8 塔效率 T/N 又 16lg m m = + 由苯与甲苯不同温度下的平衡组成作出其二元液相图。 由附录 18 用内插法可以求得 ( 查表可得 ： A = B =m =所以 16lg m =2% 际板数的求取 精馏段实际板层数 （ L ） 查苯 甲苯的气液平衡数据 ，由内插法求得 8 9 精馏段平均温度： 1 ( 8 0 . 1 9 3 . 0 8 ) 8 6 . 5 92提馏段平均温度：2 ( 9 3 . 0 8 1 1 0 . 6 3 ) 1 0 1 . 8 62m 作压强 塔顶压强 =每层塔板压降 P= 进料板压强： =20 底压强：022.3 精馏段平均操作压力： 2= 提馏段平均操作压力 ： 2=116均摩尔质量的计算 顶： 1=10 . 9 9 7 8 . 1 1 (1 0 . 9 9 ) 9 2 . 1 3 7 8 . 2 5 k g m o 进料板： 1 6 1 2 7 8 . 1 1 ( 1 0 . 6 1 2 ) 9 2 . 1 3 9 1 . 2 k g m o 4 3 2 7 8 . 1 1 ( 1 0 . 3 4 3 2 ) 9 2 . 1 3 9 4 . 3 6 k g m o 塔釜： 0 1 7 8 . 1 1 0 . 9 9 9 2 . 1 3 8 5 . 6 8 k g m o 精馏段平均 摩尔质 量： . 2 5 9 1 . 2 8 4 . 7 2 5 g m o 提馏段平均 摩尔质量 ： . 6 8 9 4 . 7 2 5 9 0 . 2 k g m o 10 均密度计算 （ 1） 气相平均密度算理想气体状态方程计算，即 v,m= 解得 Pv,m=m （ 2） 液相平均密度算 由式 1m i L A L B 求相应的液相密度。 解得 m （ 3） m， 79.9 kg/m （ 4） 对于进料板： t=用内插法求得下列数据 338 0 0 . 6 9 / , 7 9 7 . 9 2 /g m k g m30 . 4 6 0 . 5 41 / ( ) 7 9 7 . 1 9 /8 0 0 . 6 9 7 9 7 . 9 2L F m k g m 精馏段平均密度： 0 6 . 5 4 g m L F k 提 馏段平均密度： 8 9 . 5 4 k g m L F /vm T =3kg m 体平均表面张力计算 液体表面张力 M 由 查手册得 11 - 1 - 12 1 . 1 9 m N m , 2 1 . 6 8 m N L B 9 9 2 1 . 1 9 (1 0 . 9 9 ) 2 1 . 6 8 2 1 . 1 9 m N m 由 查手册得 - 1 - 11 9 . 6 3 m N m , 2 0 . 6 3 m N L B 4 3 2 1 8 . 9 5 0 . 5 6 8 1 9 . 5 8 1 9 . 7 5 m N m 由 查手册得 - 1 - 11 7 . 4 4 m N m , 1 8 . 3 2 m N L B 0 1 1 7 . 4 4 (1 0 . 0 1 ) 1 8 . 3 2 1 8 . 3 1 m N m 精馏段平均表面张力： 9 . 7 5 2 1 . 1 9 2 0 . 4 7 m N 提馏段平均表面张力 ： 9 . 7 5 1 8 . 3 1 1 9 . 0 3 m N 馏塔 塔体 工艺尺寸的计算 径的计算 精馏段气液相体积流率为 精馏段 31111 9 2 . 8 5 9 1 . 2 1 . 5 1 7 m 0 0 3 6 0 0 3 . 2 2 提馏段 312 2 . 1 9 4 . 3 6L 0 . 0 0 4 6 6 m 0 0 3 6 0 0 7 9 9 . 1 9 因为 V=V,所以可以认为精馏段和提馏段塔径相等。 12 （ 1） 塔径计算 ，由 m a x （由式 0 )20 ） 20密斯关系图 查图的横坐标为 . 2 0 . 220 2 0 . 5( ) 0 . 0 7 4 ( ) 0 . 0 7 4 32 0 2 0 选板间距 板上液层高度 故 6=,到20 0 )20 = 0） m a x 1 . 1 7 4 / m s 取安全系数为 则空塔速度为 u=s 塔径 4 4 1 . 5 1 7 1 . 5 3 3 1 4 1 6 0 . 8 2 2 按标准塔径圆整为 D=面积 D/4= *4=实际空塔气速： U=s 馏塔有效高度的计算 精馏段有效高度为 Z 精 =（ N 精 * 12*馏段有效高度为 Z 提 =（ N 提 * 18*进料板上方开一人孔，其高度为 13 故精馏塔的有效高度为 Z= Z 提 + Z 精 +2m 板主要工艺尺寸的计算 流装置计算 因塔径 D=降液管设计合理。 （ 4） 降液管底隙高度 液体通过降液管底隙的流速0u为 s 依式计算降液管底隙高度 h0=qv,l/360014 32=降液管底隙高度设计合理 板布置及 浮阀数目、浮阀排列 （ 1） 预先选取阀孔动能因子 F 10 ,由 F0=0可求阀孔气速 u ， 即 u =00 10 5 . 5 7 /3 . 2 2m s 每层塔板上浮阀个数为 22001 . 5 1 7 229( 0 . 0 3 9 ) 5 . 5 744 取边缘宽度 沫区宽度 鼓泡面积 2 2 2 12 ( s i n )180a xA x r x r r 1 . 6 ( 0 . 1 9 8 0 . 0 7 ) 0 . 5 3 2 6 0 . 0 6 0 . 7 4 阀的排列 ， 考虑到各分块的支承与衔接要占去一部分鼓泡区面积 ， 阀孔排列采用等腰三角形叉排方式 。 现 按 t=等腰三角形叉排方式排列 t=t=29*标准取 t=下图，可算出实际阀孔数为 213 个 2201 . 5 1 7 5 . 9 6 /2 1 3 0 . 7 8 5 ( 0 . 0 3 9 )4m 00 0 5 . 9 6 3 . 2 2 1 0 . 6 9 15 所以阀孔动能因子变化不大，仍在 912 的合理范围内，故此阀孔实排数适用。 2200 0 . 0 3 9/ ( ) 2 1 3 ( ) 0 . 1 2 61 . 6T N D 此 开孔率在 5%15%范围内，符合要求。 所以这样开孔是合理的 16 板流体力学验算 算气相通过浮阀塔板的静压头降c lh h h h 计算。 (1)=0 ， 可用 算干板静压头降，即 2)计算塔板上含气液层静压头降取充气系数 ，已知板上液层高度 ,h 所以依式Ll mh l (3)计算液体表面张力所造成的静压头降服鼓泡时液体表面张力的阻力很小，所以可忽略不计。这样，气流 经 一层，浮阀塔板的静压头降P c lh h h h = p= l*g=506设计允许值 ) 塔 式液体通过降液管的静压头降以可用式 d=17 为了防止液泛，按式： )( ，取校正系数 ，选定板间距 , 所以（ HT+=合防止液泛的要求。 算雾沫夹带量1） 雾沫夹带量0%的合理范围内，是通过计算泛点率1 点率的计算时间可用式： %和 %利用公式 1可计算出 为避免雾沫夹带过量，对于大塔，泛点需控制在 80%以下。从以上计算的结果可知，其泛点率都低于 80%，所以雾沫夹带量能满足 干气）（液） / k g (1.0 的要求。 馏段 塔板负荷性能图 沫夹带 上限线 对于苯 甲苯物系和已设计出塔板结构，雾沫夹带线可根据雾沫夹带量的上限值 干气）（液） / k g (1.0 所对应的 泛点率1F(亦为上限值 ),利用式 %和 %便可作出此线。由于塔径较大，所以取泛点率1 80F 整理后得 qv,v=l 即为负荷性能图中的线 (1) 此式便为雾沫夹带的上限线方程 ， 对应一条直线。所以在操作范围内任取两个qv,v 算出相应的用两点确定一条直线，便可在负荷性能图中得到雾沫夹带的上限线。 18 泛线 由式 )( ，f c lh h h 联立。即 )(式中， 板静 压 板 静20 ， 板上液层静压头降 Ll 从式知， 示板上液层高度 ， 所以板上 32000 液 层层静压头 降 液体表面张力所造成的静压头h 可忽略 液体经过降液管的静压头降可用式 则（ 00 1)( 3202020 （ 式中阀孔气速 2004式中各参数已知或已计算出，即 3300 . 5 ; 0 . 4 0 ; 0 . 0 4 2 ; 0 . 5 ; 3 . 2 2 / ; 8 0 6 . 5 4 / ; 2 1 3 ;T w v lH m h m k g m k g m N 0 5 /U m s；0 0 入上式。 整理后便可得 3222 7 1 此式即为液泛线的方程表达式。在操作范围内任取若干3222 7 1 19 上述坐标点便可在中的 (2)。 相负荷上限线 为了使降液管中液体所夹带的气泡有足够时间分离出，液体在降液管中停留时间不应小于 3 5s。所以对液体的流量须有一个限制，其最大流量必须保证满足 上述条件。 由式 秒 53 可知，液体在降液管内最短停留时间为 3 5 秒。取5s 为液体在降液管中停留时间的下限，所对应的则为液体的最大流量 即液相负荷上 限于是可得3m a x m a 1 4 5 0 . 4 00 . 0 1 1 6 /5 5 5f T f A HL m s L 显 然 由 式所得到的液相上限线是 一条与气相负荷性能无关的竖直线，即负荷性能图中的线 (3)。 液线 对于 重阀，因0故裙座壁厚取 16 基础环内径： 1 6 0 0 2 1 6 ) 4 0 0 1 2 3 2 m m 基础环外径： 1 6 0 0 2 1 6 ) + 4 0 0 2 0 3 2 m m 经圆整后裙座取 基础环厚度考虑到腐蚀余量去 虑到再沸器，裙座高度取 脚螺栓直径取 孔 人孔是安装或检修人员进出塔的唯一通道，人孔的设置应便于人进出任何一层塔板。由于设置人孔处塔间距离大，且人孔设备过多会使制造时塔体的弯曲度难以达到要求，一般每隔 1020 块板才设一个孔，本塔 中共 30 块板，需设置 2个人孔， 每个人孔直径为 450间距为 400座上应开 2 个人孔，直径为 450人孔深入塔内部应与塔内壁修平，其边缘需倒棱和磨圆 ，人孔法兰的密封面形状及垫片用材，一般与塔的接管法兰相同，本设计也是如此 。 25 总体高度的设计 的顶部空间高度 塔的顶部空间高 度是指塔顶第一层塔盘到塔顶封头的直线距离，取除沫器到第一块板的距离为 600顶部空间高度为 1200 的底部空间高度 塔的底部空间高度是指塔底最末一层塔盘到塔底下封头切线的距离，釜液停留时间取 5 B s v t L 6 0 R ) / A ( 0 . 5 0 . 7 ) = ( 5 0 . 0 0 4 6 6 6 0 0 . 1 4 2 ) / 2 . 0 1 0 . 6 1 . 2 2 5 m 立体高度 1 N 5 1 5 0 4 0 0 ( 3 0 1 ) 5 1 5 0 1 1 5 5 0 m m = 1 1 . 5 5 m B+ H + H + H + H 1 1 . 5 5 2 . 2 1 . 2 2 0 . 4 2 5 1 . 2 1 6 . 5 4 5 1 顶 裙封 26 结束语 在两个星期的设计时间里，通过顾老师的辛勤不倦指点和查阅文献、计算数据以及 上机敲电子版，化工原理课程设计的基本工作已经完成，并得出了可行的设计方案，全部计算过程已在前面的章节中给以体现。 课程设计是对以往学过的知识加以检验，能够培养理论联系实际的能力，尤其是这次精馏塔设计更加深入了对化工生产过程的理解和认识，使我们所学的知识不局限于书本，并锻炼了我们的逻辑思维能力，同时也让我深深地感受到工程设计的复杂性以及我了解的知识的狭隘性。所有的这些为我今后的努力指明了具 体的方向。设计过程中培养了我的自学能力，设计中的许多知识都需要查阅资料和文献，并要求加以归纳、整理和总结。通过自学及老师的指导，不仅巩固了所学的化工原理知识 ,更极大地拓宽了我的知识面，让我更加认识到实际化工生产过程和理论的联系和差别，这对将来的毕业设计及工作无疑将起到重要的作用 . 在此次化工原理设计过程中，我的收获很大 ,感触也很深，更觉得学好基础知识的重要性 。同时通过这次课程设计，我深深地体会到与人讨论的重要性。因为通过与同学或者是老师的交换看法很容易发现自己认识的不足，从而让自己少走弯路。 在此，特别感 谢化工原理 顾 老师以及 我的 同组成员 ，通过与他们的交流使得我的设计工作得以圆满完成。在此我向他们表示衷心的感谢！ 27 参考文献 1陈敏恒 ,从德滋 ,方图南等 上册 第二版 )化学工业出版社 ,1999 2陈敏恒 ,从德滋