1 采用連續(xù)精餾流程對二元混合物的分離的設(shè)計書 1 設(shè)計流程 本設(shè)計任務(wù)為分離 苯 _甲苯 混合物。對于二元混合物的分離，采用連續(xù)精餾流程。設(shè)計中采用泡點進料，將原料液通過預(yù)熱器加熱至泡點后送入精餾塔內(nèi)。塔頂上升蒸氣采用全凝器冷凝，冷凝液在泡點下一部分回流至塔內(nèi)，其余部分經(jīng)產(chǎn)品冷凝器冷卻后送至儲罐。該物系屬易分離物系 ，操作回流比用作圖法比對選取合適值 R=釜采用間接蒸汽加熱，塔底產(chǎn)品經(jīng)冷卻后送至儲罐。 連續(xù)精餾 塔 流程 流程圖 連 續(xù)精餾流程 附圖 圖 1程圖 2 設(shè)計思路 說明 在本次設(shè)計中，我們進行的是苯和甲苯二元物系的精餾分離，簡單蒸餾和平衡蒸餾只能達到組分的部分增濃，如何利用兩組分的揮發(fā)度的差異實現(xiàn)高純度分離，是精餾塔的基本原理。實際上，蒸餾裝置包括精餾塔、原料預(yù)熱器、蒸餾 2 釜、冷凝器、釜液冷卻器和產(chǎn)品冷卻器等設(shè)備。蒸餾過程按操作方式不同，分為連續(xù)蒸餾和間歇蒸餾，我們這次所用的就是浮閥式連續(xù)精餾塔。蒸餾是物料在塔內(nèi)的多次部分汽化與多次部分冷凝所實現(xiàn)分離的。熱量自塔釜輸入，由冷凝器和冷卻器中的冷卻介質(zhì)將余熱帶走。在此過程中， 熱能利用率很低，有時后可以考慮將余熱再利用，在此就不敘述。要保持塔的穩(wěn)定性，流程中除用泵直接送入塔原料外也可以采用高位槽。 塔頂冷凝器 采用全凝器 ， 因為可以準確的控制回流比。此次設(shè)計是在常壓下操作。 因為這次設(shè)計采用間接加熱，所以需要再沸器。回流比是精餾操作的重要工藝條件。選擇的原則是使設(shè)備和操作費用之和最低。在設(shè)計時要根據(jù)實際需要選定回流比。 圖 1設(shè)計思路 流程圖 1、本設(shè)計采用連續(xù)精餾操作方式。 2、常壓操作。 3、泡點進料。 4、間接蒸汽加熱。 5、選 R=6、塔頂選用全凝 器。 7、選用浮閥塔 。 在此使用浮閥塔，浮閥塔 塔 板是在泡罩塔板和篩孔塔板的基礎(chǔ)上發(fā)展起來的，它吸收了兩者的優(yōu)點，其 突出優(yōu)點是可以根據(jù)氣體的流量自行調(diào)節(jié)開度，這樣就可以避免過多的漏液。另外還具有結(jié)構(gòu)簡單，造價低，制造方便，塔板開孔率大，生產(chǎn)能力大等優(yōu)點。浮閥塔一直成為化工生中主要的傳質(zhì)設(shè)備，其多用不銹鋼板或合金 。近年來所研究開發(fā)出的新型浮閥進一步加強了流體的導(dǎo)向作用和氣體的分散作用，使氣液兩相的流動接觸更加有效，可顯著提高操作彈性和效率。 從苯 甲苯的相關(guān)物性中可看出它們可近似地看作理想物系。而且浮閥與塔盤板 之間的流通面積能隨氣體負荷的變動而自動調(diào)節(jié)，因而在較寬的氣體負荷范圍內(nèi)，均能保持穩(wěn)定操作。氣體在塔盤板上以水平方向吹出，氣液接觸時間長，霧沫夾帶量少，液面落差也較小。 3 第一章 塔板的工藝設(shè)計 礎(chǔ)物性數(shù)據(jù) 4 5 料衡算 的物料衡算 處理量： 75000t/Y ,年開工 330 天。 （ 1） 苯的摩爾質(zhì)量： /kg M=kg 42/8/D= 99/+99/ 2） 原料液及 塔頂、塔底產(chǎn)品的平均摩爾質(zhì)量： D=g/W=g/ 3） 物料衡算 F=75000*103/330*24*h 總物料衡算： 即 +W 得 ： D=h W=h F=h 小回流比 的確定 由 系圖，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 論板求取 如上圖可算出 總 理論板數(shù)為 65 塊 ，第 7 塊板為進料板。 精餾段操作線方程為：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提餾段操作線方程為：1 1 . 3 1 0 . 0 0 3 1 wn n x 8 塔效率 T/N 又 16lg m m = + 由苯與甲苯不同溫度下的平衡組成作出其二元液相圖。 由附錄 18 用內(nèi)插法可以求得 ( 查表可得 ： A = B =m =所以 16lg m =2% 際板數(shù)的求取 精餾段實際板層數(shù) （ L ） 查苯 甲苯的氣液平衡數(shù)據(jù) ，由內(nèi)插法求得 8 9 精餾段平均溫度： 1 ( 8 0 . 1 9 3 . 0 8 ) 8 6 . 5 92提餾段平均溫度：2 ( 9 3 . 0 8 1 1 0 . 6 3 ) 1 0 1 . 8 62m 作壓強 塔頂壓強 =每層塔板壓降 P= 進料板壓強： =20 底壓強：022.3 精餾段平均操作壓力： 2= 提餾段平均操作壓力 ： 2=116均摩爾質(zhì)量的計算 頂： 1=10 . 9 9 7 8 . 1 1 (1 0 . 9 9 ) 9 2 . 1 3 7 8 . 2 5 k g m o 進料板： 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 精餾段平均 摩爾質(zhì) 量： . 2 5 9 1 . 2 8 4 . 7 2 5 g m o 提餾段平均 摩爾質(zhì)量 ： . 6 8 9 4 . 7 2 5 9 0 . 2 k g m o 10 均密度計算 （ 1） 氣相平均密度算理想氣體狀態(tài)方程計算，即 v,m= 解得 Pv,m=m （ 2） 液相平均密度算 由式 1m i L A L B 求相應(yīng)的液相密度。 解得 m （ 3） m， 79.9 kg/m （ 4） 對于進料板： t=用內(nèi)插法求得下列數(shù)據(jù) 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 精餾段平均密度： 0 6 . 5 4 g m L F k 提 餾段平均密度： 8 9 . 5 4 k g m L F /vm T =3kg m 體平均表面張力計算 液體表面張力 M 由 查手冊得 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 查手冊得 - 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 查手冊得 - 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 精餾段平均表面張力： 9 . 7 5 2 1 . 1 9 2 0 . 4 7 m N 提餾段平均表面張力 ： 9 . 7 5 1 8 . 3 1 1 9 . 0 3 m N 餾塔 塔體 工藝尺寸的計算 徑的計算 精餾段氣液相體積流率為 精餾段 31111 9 2 . 8 5 9 1 . 2 1 . 5 1 7 m 0 0 3 6 0 0 3 . 2 2 提餾段 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 因為 V=V,所以可以認為精餾段和提餾段塔徑相等。 12 （ 1） 塔徑計算 ，由 m a x （由式 0 )20 ） 20密斯關(guān)系圖 查圖的橫坐標為 . 2 0 . 220 2 0 . 5( ) 0 . 0 7 4 ( ) 0 . 0 7 4 32 0 2 0 選板間距 板上液層高度 故 6=,到20 0 )20 = 0） m a x 1 . 1 7 4 / m s 取安全系數(shù)為 則空塔速度為 u=s 塔徑 4 4 1 . 5 1 7 1 . 5 3 3 1 4 1 6 0 . 8 2 2 按標準塔徑圓整為 D=面積 D/4= *4=實際空塔氣速： U=s 餾塔有效高度的計算 精餾段有效高度為 Z 精 =（ N 精 * 12*餾段有效高度為 Z 提 =（ N 提 * 18*進料板上方開一人孔，其高度為 13 故精餾塔的有效高度為 Z= Z 提 + Z 精 +2m 板主要工藝尺寸的計算 流裝置計算 因塔徑 D=降液管設(shè)計合理。 （ 4） 降液管底隙高度 液體通過降液管底隙的流速0u為 s 依式計算降液管底隙高度 h0=qv,l/360014 32=降液管底隙高度設(shè)計合理 板布置及 浮閥數(shù)目、浮閥排列 （ 1） 預(yù)先選取閥孔動能因子 F 10 ,由 F0=0可求閥孔氣速 u ， 即 u =00 10 5 . 5 7 /3 . 2 2m s 每層塔板上浮閥個數(shù)為 22001 . 5 1 7 229( 0 . 0 3 9 ) 5 . 5 744 取邊緣寬度 沫區(qū)寬度 鼓泡面積 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 閥的排列 ， 考慮到各分塊的支承與銜接要占去一部分鼓泡區(qū)面積 ， 閥孔排列采用等腰三角形叉排方式 。 現(xiàn) 按 t=等腰三角形叉排方式排列 t=t=29*標準取 t=下圖，可算出實際閥孔數(shù)為 213 個 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 所以閥孔動能因子變化不大，仍在 912 的合理范圍內(nèi)，故此閥孔實排數(shù)適用。 2200 0 . 0 3 9/ ( ) 2 1 3 ( ) 0 . 1 2 61 . 6T N D 此 開孔率在 5%15%范圍內(nèi)，符合要求。 所以這樣開孔是合理的 16 板流體力學(xué)驗算 算氣相通過浮閥塔板的靜壓頭降c lh h h h 計算。 (1)=0 ， 可用 算干板靜壓頭降，即 2)計算塔板上含氣液層靜壓頭降取充氣系數(shù) ，已知板上液層高度 ,h 所以依式Ll mh l (3)計算液體表面張力所造成的靜壓頭降服鼓泡時液體表面張力的阻力很小，所以可忽略不計。這樣，氣流 經(jīng) 一層，浮閥塔板的靜壓頭降P c lh h h h = p= l*g=506設(shè)計允許值 ) 塔 式液體通過降液管的靜壓頭降以可用式 d=17 為了防止液泛，按式： )( ，取校正系數(shù) ，選定板間距 , 所以（ HT+=合防止液泛的要求。 算霧沫夾帶量1） 霧沫夾帶量0%的合理范圍內(nèi)，是通過計算泛點率1 點率的計算時間可用式： %和 %利用公式 1可計算出 為避免霧沫夾帶過量，對于大塔，泛點需控制在 80%以下。從以上計算的結(jié)果可知，其泛點率都低于 80%，所以霧沫夾帶量能滿足 干氣）（液） / k g (1.0 的要求。 餾段 塔板負荷性能圖 沫夾帶 上限線 對于苯 甲苯物系和已設(shè)計出塔板結(jié)構(gòu)，霧沫夾帶線可根據(jù)霧沫夾帶量的上限值 干氣）（液） / k g (1.0 所對應(yīng)的 泛點率1F(亦為上限值 ),利用式 %和 %便可作出此線。由于塔徑較大，所以取泛點率1 80F 整理后得 qv,v=l 即為負荷性能圖中的線 (1) 此式便為霧沫夾帶的上限線方程 ， 對應(yīng)一條直線。所以在操作范圍內(nèi)任取兩個qv,v 算出相應(yīng)的用兩點確定一條直線，便可在負荷性能圖中得到霧沫夾帶的上限線。 18 泛線 由式 )( ，f c lh h h 聯(lián)立。即 )(式中， 板靜 壓 板 靜20 ， 板上液層靜壓頭降 Ll 從式知， 示板上液層高度 ， 所以板上 32000 液 層層靜壓頭 降 液體表面張力所造成的靜壓頭h 可忽略 液體經(jīng)過降液管的靜壓頭降可用式 則（ 00 1)( 3202020 （ 式中閥孔氣速 2004式中各參數(shù)已知或已計算出，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 此式即為液泛線的方程表達式。在操作范圍內(nèi)任取若干3222 7 1 19 上述坐標點便可在中的 (2)。 相負荷上限線 為了使降液管中液體所夾帶的氣泡有足夠時間分離出，液體在降液管中停留時間不應(yīng)小于 3 5s。所以對液體的流量須有一個限制，其最大流量必須保證滿足 上述條件。 由式 秒 53 可知，液體在降液管內(nèi)最短停留時間為 3 5 秒。取5s 為液體在降液管中停留時間的下限，所對應(yīng)的則為液體的最大流量 即液相負荷上 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 顯 然 由 式所得到的液相上限線是 一條與氣相負荷性能無關(guān)的豎直線，即負荷性能圖中的線 (3)。 液線 對于 重閥，因0故裙座壁厚取 16 基礎(chǔ)環(huán)內(nèi)徑： 1 6 0 0 2 1 6 ) 4 0 0 1 2 3 2 m m 基礎(chǔ)環(huán)外徑： 1 6 0 0 2 1 6 ) + 4 0 0 2 0 3 2 m m 經(jīng)圓整后裙座取 基礎(chǔ)環(huán)厚度考慮到腐蝕余量去 慮到再沸器，裙座高度取 腳螺栓直徑取 孔 人孔是安裝或檢修人員進出塔的唯一通道，人孔的設(shè)置應(yīng)便于人進出任何一層塔板。由于設(shè)置人孔處塔間距離大，且人孔設(shè)備過多會使制造時塔體的彎曲度難以達到要求，一般每隔 1020 塊板才設(shè)一個孔，本塔 中共 30 塊板，需設(shè)置 2個人孔， 每個人孔直徑為 450間距為 400座上應(yīng)開 2 個人孔，直徑為 450人孔深入塔內(nèi)部應(yīng)與塔內(nèi)壁修平，其邊緣需倒棱和磨圓 ，人孔法蘭的密封面形狀及墊片用材，一般與塔的接管法蘭相同，本設(shè)計也是如此 。 25 總體高度的設(shè)計 的頂部空間高度 塔的頂部空間高 度是指塔頂?shù)谝粚铀P到塔頂封頭的直線距離，取除沫器到第一塊板的距離為 600頂部空間高度為 1200 的底部空間高度 塔的底部空間高度是指塔底最末一層塔盤到塔底下封頭切線的距離，釜液停留時間取 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 立體高度 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 頂 裙封 26 結(jié)束語 在兩個星期的設(shè)計時間里，通過顧老師的辛勤不倦指點和查閱文獻、計算數(shù)據(jù)以及 上機敲電子版，化工原理課程設(shè)計的基本工作已經(jīng)完成，并得出了可行的設(shè)計方案，全部計算過程已在前面的章節(jié)中給以體現(xiàn)。 課程設(shè)計是對以往學(xué)過的知識加以檢驗，能夠培養(yǎng)理論聯(lián)系實際的能力，尤其是這次精餾塔設(shè)計更加深入了對化工生產(chǎn)過程的理解和認識，使我們所學(xué)的知識不局限于書本，并鍛煉了我們的邏輯思維能力，同時也讓我深深地感受到工程設(shè)計的復(fù)雜性以及我了解的知識的狹隘性。所有的這些為我今后的努力指明了具 體的方向。設(shè)計過程中培養(yǎng)了我的自學(xué)能力，設(shè)計中的許多知識都需要查閱資料和文獻，并要求加以歸納、整理和總結(jié)。通過自學(xué)及老師的指導(dǎo)，不僅鞏固了所學(xué)的化工原理知識 ,更極大地拓寬了我的知識面，讓我更加認識到實際化工生產(chǎn)過程和理論的聯(lián)系和差別，這對將來的畢業(yè)設(shè)計及工作無疑將起到重要的作用 . 在此次化工原理設(shè)計過程中，我的收獲很大 ,感觸也很深，更覺得學(xué)好基礎(chǔ)知識的重要性 。同時通過這次課程設(shè)計，我深深地體會到與人討論的重要性。因為通過與同學(xué)或者是老師的交換看法很容易發(fā)現(xiàn)自己認識的不足，從而讓自己少走彎路。 在此，特別感 謝化工原理 顧 老師以及 我的 同組成員 ，通過與他們的交流使得我的設(shè)計工作得以圓滿完成。在此我向他們表示衷心的感謝！ 27 參考文獻 1陳敏恒 ,從德滋 ,方圖南等 上冊 第二版 )化學(xué)工業(yè)出版社 ,1999 2陳敏恒 ,從德滋