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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=1.75Rmin。塔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1-1 流程图 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1-2 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=1.75Rmin。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。第一章 塔板的工艺设计1.1基础物性数据 1.2物料衡算1.2.1塔的物料衡算 处理量：75000t/Y ,年开工330天。（1）苯的摩尔质量： 甲苯的摩尔质量：=XF=0.46XD=0.99XW=0.01（2）原料液及塔顶、塔底产品的平均摩尔质量：MF=0.46*78.11+0.54*92.13=85.68Kg/KmolMD=0.99*78.11+0.01*92.13=78.26 Kg/KmolMW=0.01*78.11+0.09*92.13=92.98 Kg/Kmol（3）物料衡算 F=75000*103/330*24*85.68=110.52kmol/h总物料衡算： 即 110.52=D+W 110.52*0.46=0.99D+0.01W 解得： D=50.75 kmol/h W=59.77 kmol/h F=110.52 kmol/h 1.2.2最小回流比的确定由R-N关系图，如下： Xq=Xf=0.46取操作回流比R=1.75 =2.45 1.2.3理论板求取如上图可算出总理论板数为16-1=15块，第7块板为进料板。精馏段操作线方程为：提馏段操作线方程为： 1.2.4 全塔效率 ET=NT/N 又 ET=0.17-0.616lg=0.46+0.54由苯与甲苯不同温度下的平衡组成作出其二元液相图。tw=110.63，tD=80.1，XF=0.46，由附录18用内插法可以求得tF=95.2+（92.1-95.2）/(0.489-0.397)*(0.46-0.397)=93.08查表可得：=0.267 =0.275=0.46*0.267+0.54*0.275=0.271所以ET=0.17-0.616lg=0.519=52% 1.2.5实际板数的求取精馏段实际板层数 N1=6/0.52=11.5=12 层提馏段实际板层数 N2=9/0.52=17.3=18 层第13块板为进料板1.3精馏塔的工艺条件及有关物性数据的计算1.3.1进料温度的计算依式=0.49（）查苯甲苯的气液平衡数据，由内插法求得： tw=110.63，tD=80.1，tF=93.08精馏段平均温度： 提馏段平均温度： 1.3.2 操作压强塔顶压强 =101.3kPa取每层塔板压降P=0.7kPa，进料板压强： =101.3+120.7=109.7kPa塔底压强：=101.3+300.7=122.3 kPa 精馏段平均操作压力：Pm1=(101.3+109.7)/2=105.5kPa 提馏段平均操作压力：Pm2=(109.7+122.3)/2=116kPa 1.3.3平均摩尔质量的计算 Ma= 78.11kg/kmol Mb=92.13kg/kmol塔顶： XD=Y1=0.99，X1=0.01 进料板：YF=0.658，XF=0.432 塔釜： XW=0.01，YW= 精馏段平均摩尔质量： 提馏段平均摩尔质量： 1.3.4平均密度计算（1）气相平均密度计算理想气体状态方程计算，即v,m= 解得 Pv,m=3.22kg/m（2）液相平均密度计算由式 求相应的液相密度。解得 Lm=806.54kg/m（3） LmD=813.9kg/m， LmW=779.9 kg/m（4）对于进料板：t=93.08用内插法求得下列数据 精馏段平均密度：提馏段平均密度：=105.5*91.2/8.314（273.15+86.5）=3.22 1.3.5液体平均表面张力计算液体表面张力M = 由tD=80.1，tW=110.63，tF=93.08查手册得由 查手册得 由查手册得 精馏段平均表面张力： 提馏段平均表面张力： 1.4 精馏塔塔体工艺尺寸的计算1.4.1塔径的计算精馏段气液相体积流率为精馏段 提馏段 因为V=V,所以可以认为精馏段和提馏段塔径相等。 （1）塔径计算，由 （由式）由史密斯关系图查图的横坐标为0.074 选板间距HT=0.4m，取板上液层高度 =0.06m ，故HT-hL=0.4-0.06=0.34m以为横坐标查图5-1得到=0.74*（20.5/20）0.2=0.743 取安全系数为，则空塔速度为u=0.7umax=0.7*1.174=0.822m/s塔径 按标准塔径圆整为 D=1.6m截面积AT=D/4=*1.6/4=2.01m实际空塔气速：U=0.822/2.01=0.409m/s1.4.2精馏塔有效高度的计算精馏段有效高度为Z精=（N精-1）*0.4=（12-1）*0.4=4.4m提馏段有效高度为Z提=（N提-1）*0.4=（18-1）*0.4=6.8m在进料板上方开一人孔，其高度为。故精馏塔的有效高度为Z= Z提+ Z精+0.8=12m1.5 塔板主要工艺尺寸的计算1.5.1溢流装置计算因塔径D=1.6m5s故降液管设计合理。（4）降液管底隙高度h0取液体通过降液管底隙的流速为0.14m/s依式计算降液管底隙高度h0：h0=qv,l/3600lwuo=0.032mhw- h0=0.042-0.032=0.010.006m故降液管底隙高度设计合理1.6塔板布置及浮阀数目、浮阀排列（1）预先选取阀孔动能因子,由F0=可求阀孔气速，即=每层塔板上浮阀个数为取边缘宽度Wc=0.06m,破沫区宽度Ws=0.07m则鼓泡面积Aa=1.426 浮阀的排列，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=0.075m的等腰三角形叉排方式排列t=Aa/Nt=1.426/229*0.075=0.083m按标准取t=0.08m如下图，可算出实际阀孔数为213个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。此开孔率在5%15%范围内，符合要求。所以这样开孔是合理的 1.7塔板流体力学验算1.7.1计算气相通过浮阀塔板的静压头降每层塔板静压头降可按式计算。(1)计算干板静压头降由式=5.534，可用算干板静压头降，即hc=0.034m(2)计算塔板上含气液层静压头降由于所分离的苯和甲苯混合液为碳氢化合物，可取充气系数，已知板上液层高度 所以依式(3)计算液体表面张力所造成的静压头降由于采用浮阀塔板，克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为=0.034+0.03=0.064mp=hp*l*g=506Pa (设计允许值)1.7.2淹塔式液体通过降液管的静压头降因不设进口堰，所以可用式=0.0029mHd=0.06+0.064+0.0029=0.1269m为了防止液泛，按式：，取校正系数，选定板间距,所以（HT+hw）=0.5（0.40+0.042）=0.221m Hd符合防止液泛的要求。1.7.3计算雾沫夹带量（1）雾沫夹带量判断雾沫夹带量是否在小于10%的合理范围内，是通过计算泛点率来完成的。泛点率的计算时间可用式：和利用公式1可计算出F1=44.5%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的要求。1.8精馏段塔板负荷性能图1.8.1雾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所对应的泛点率 (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 整理后得qv,v=1.09-16.24qv,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值便可依式qv,v算出相应的。利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。 0.001 0.002 0.003 1.07371.05752 1.04131.8.2液泛线由式， 联立。即式中， ，板上液层静压头降 从式知，表示板上液层高度，。所以板上液体表面张力所造成的静压头和液面落差可忽略液体经过降液管的静压头降可用式则 式中阀孔气速U0与体积流量有如下关系 式中各参数已知或已计算出，即 ；代入上式。整理后便可得与的关系，即 此式即为液泛线的方程表达式。在操作范围内任取若干值，依 0.001 0.003 0.005 0.007 3.0072.83 2.602.261用上述坐标点便可在负荷性能图中绘出液泛线，图中的(2)。1.8.3 液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35s。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。由式可知，液体在降液管内最短停留时间为35秒。取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)。1.8.4 漏液线对于F1型重阀，因5时，会发生严重漏液，故取计算相应的气相流量 1.8.5液相负荷下限线取堰上液层高度作为液相负荷下限条件，作出液相负荷下限线，该线为与气相流量无关的竖直线。 、代入的值则可求出为上式后得按上式作出的液相负荷下限线是一条与气相流量无关的竖直线，见图中的线(5).所的负荷性能图如下：1.9小结1. 从塔板负荷性能图中可看出，按生产任务规定的气相和液相流量所得到的操作点P在适宜操作区的适中位置，说明塔板设计合理。2. 因为液泛线在雾沫夹带线的下方，所以塔板的气相负荷上限由液泛控制，操作下限由漏液线控制。3. 按固定的液气比，从负荷性能图中可查得气相负荷上限 =1.58 m3/s,气相负荷下限 0.46 m3/s，所以可得塔板的这一操作弹性在合理的范围(35)之内，由此也可表明塔板设计是合理的。1.10 浮阀塔板计算结果汇总： 第二章 塔附件设计2.1接管2.1.1进料管进料管的结构类型很多，有直管进料管、T型进料管、弯管进料管。本设计采用直管进料管，管径计算如下： 取， 2.1.2回流管采用直管回流管，取。，2.1.3塔底出料管取，直管出料 2.1.4塔顶蒸气出料管直管出气，取出口气速。2.1.5塔底进气管采用直管取气速，则2.2筒体与封头2.2.1筒体壁厚选6mm，所用材质为A32.2.2封头封头分为椭圆形封头、蝶形封头等几种，本样封设计采用椭圆形封头，由公称直径D=1600mm，可查得曲面高,直边高度，内表面积，容积。选用封头，JB1154-73。2.3除沫器在空塔气速较大，塔顶带液现象严重，以及工艺过程中不许出塔气速夹带雾滴的情况下，设置除沫器，以减少液体夹带损失，确保气体纯度，保证后续设备的正常操作。本设计采用丝网除沫器，其具有比表面积大、质量轻、空隙大及使用方便等优点。设计气速选取： 除沫器直径选取不锈钢除沫器 类型：标准型；规格：40-100；材料：不锈钢丝网（1Cr18Ni19Ti）；丝网尺寸：圆丝0.23。2.4裙座塔底常用裙座支撑，裙座的结构性能好，连接处产生的局部阻力小，所以它是塔设备的主要支座形式，为了制作方便，一般采用圆筒形。由于裙座内径,故裙座壁厚取16mm。基础环内径： 基础环外径： 经圆整后裙座取1.6m，；基础环厚度考虑到腐蚀余量去1.2m；考虑到再沸器，裙座高度取2.4m，地脚螺栓直径取M24。2.5人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450mm，板间距为400mm,裙座上应开2个人孔，直径为450mm，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。2.6塔总体高度的设计2.6.1塔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600mm，塔顶部空间高度为1200mm。2.6.2塔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5min。 =2.6.3塔立体高度 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！ 参考文献1陈敏恒,从德滋,方图南等.化工原理(上册第二版).北京:化学工业出版社,19992陈敏恒,从德滋,方图南等.化工原理(下册第三版).北京:化学工业出版社,20063刘光启,马连湘,刘杰.化学化工物性数据手册(有机卷).北京:化学工业出版社,20024贾绍义,柴诚敬.化工原