化工原理課程設計板式精餾裝置的設計

1、內蒙古工業(yè)大學本科課程設計報告第一章 緒 論11.1.化工原理課程設計的目的和要求：11.3.工藝流程簡圖：21.4.主體設備工藝條件圖21.5設計方案的確定31.5.2 操作壓強的選擇3第二章 板式精餾裝置的設計42.1概述42.2常用板式塔類型52.3浮閥塔的特性52.4精餾塔的設計步驟6第三章 塔板的工藝設計63.3精餾段操作線方程93.6 塔和塔板主要尺寸的設計123.7塔板負荷性能圖213.8塔的熱量衡算233.9 接管253.10塔總體高度的設計27第四章 塔體附屬設備284.1 冷凝器的選擇28再沸器的選擇294.3泵的選擇29第一章 緒 論1.1.化工原理課程設計的目的和要求：

2、化工原理課程設計是在學習化工原理課程后，對其進行總結性的一次應用，可以培養(yǎng)我們綜合運用本門課程及有關先修課程的基本知識去解決某一設計任務的一次訓練。它是理論聯(lián)系實際的橋梁，進行體察工程實際問題復雜性的初次嘗試。通過化工原理課程設計，達到綜合運用化工單元操作設計設計任務，掌握化工設計的主要程序和方法；提高和進一步培養(yǎng)分析和解決工程實際問題的能力；樹立正確的設計思想，培養(yǎng)實事求是、嚴肅認真、高度負責的科學工作作風，實現(xiàn)全面推進創(chuàng)新思維的開發(fā)。1.2.化工原理課程設計的內容：（1）設計方案簡介：對給定或選定的工藝流程、主要設備的形式進行簡要的論述。說明所采取方案的先進性及其選擇依據(jù)。（2）主要工藝過

3、程及設備的設計計算：包括工藝參數(shù)的選定、物料衡算、熱量衡算、主要設備的工藝尺寸計算及結構設計。（3）典型輔助設備的選型計算：包括典型設備的主要尺寸計算和設備規(guī)格、型號、數(shù)量的選定。（4）工藝流程見圖：以單線圖的形式繪制，標出主體設備和輔助設備的物料流向，主要檢測參數(shù)測量點等。（5）主體設備工藝條件圖：圖面上應包括主體設備的主要工藝尺寸、技術特性表和接管表1.3.工藝流程簡圖：（1）工藝流程 (2)圖例：將物料流程圖中畫出的有關管線、閥門、設備附件、計量控制儀表的圖形用文字注釋予以說明。 (3)圖鑒：寫出圖名、設計單位、設計人員、制圖人員、審核人員、圖紙比例尺、圖號等項內容的一份表格，其位置在工

4、藝流程圖右下角。1.4.主體設備工藝條件圖 主體設備工藝條件圖是將設備的結構設計和工藝尺寸的結果用一張總圖表示出來，圖面上應包括：（1） 設備圖形：指主要尺寸、接管、人孔等（2） 技術特性表：指裝置的用途、生產(chǎn)能力、最大允許壓強、最高介質溫度、制造特殊要求等。（3） 設備組成一覽表：標明主要部件的名稱、數(shù)量、材料、重量等。1.5設計方案的確定1.5.1 裝置流程的確定精餾裝置包括精餾塔、原料預熱器、再沸器、冷凝器、釜液冷卻器和產(chǎn)品冷卻器等設備。熱量自塔釜輸入，無聊在塔內經(jīng)多次部分冷凝進行精餾分離,由冷凝器和冷卻器中的冷卻介質將余熱帶走。在此過程中，熱能利用率降低。為此，在確定裝置流程時應考慮余

5、熱的應用，注意節(jié)能。此次設計中，為保持塔的操作穩(wěn)定性，流程中選擇用泵直接把原料送入塔，塔頂冷凝裝置決定采用全凝器，而塔底設置再沸器為間接加熱。另外，為保持塔內的正常操作，還應充分考慮到一些控制儀表的設置，總之，確定流程是要較全面、合理的兼顧設備、操作費用，操作控制及安全諸因素。1.5.2 操作壓強的選擇 精餾操作可在常壓、減壓和加壓下進行。操作壓強常取決于冷凝溫度，一般除熱敏性物料以外，凡通過常壓蒸餾不難實現(xiàn)的分離，以及能用江河水或循環(huán)水將餾出物冷凝下來的系統(tǒng)都應采用常壓蒸餾；對熱敏性物料會混合液沸點過高的系統(tǒng)則宜采用減壓蒸餾；對常壓下餾出物的冷凝溫度過低的系統(tǒng)，需提高它壓或采用深井水、冷凍鹽

6、水最為冷卻劑；而常壓下是氣態(tài)的物料必須采用加壓蒸餾。而對于苯-甲苯的設計應采用常壓蒸餾。1.5.3 進料熱狀況的選擇 原料的進料熱狀況直接影響塔的實際板層數(shù)。塔徑的大小以及其熱負荷的多少，是設計中必須首先確定的一個重要參數(shù)。進料熱狀況有多種，應根據(jù)具體問題具體分析。一般的，為使塔的操作穩(wěn)定，不受季節(jié)氣溫的影響。原料液先經(jīng)預熱器預熱到泡點溫度后再送入塔內。此次設計的進料熱狀況選擇泡點進料。1.5.4 回流比的選擇回流比的確定，是精餾塔設計中的一個關鍵的問題。它確定的合理與否，直接影響到所設計的塔能否正常操作及投資的大小。選擇回流比，主要是在保證正常操作的前提下，盡可能的使設備費用與操作費用之和最

7、低。確定回流比的方法，原則上是應首先根據(jù)物系的性質及進料熱狀況，確定出最小回流比，再根據(jù)回流比對總費用的影響曲線確定出適宜的回流比。但由于回流比與總費用的關系較復雜，建立回流比與費用的關系模型求解較為困難。對于苯-甲苯這樣的接近于理想物系。應根據(jù)最小回流比確定若干個回流比，利用逐板計算法求出對應理論板數(shù)，從而找出適宜的操作回流比。第二章 板式精餾裝置的設計2.1概述精餾是分離液體混合物的典型單元操作。它利用各組分揮發(fā)度的不同以實現(xiàn)分離目的。這種分離通過液相和氣相之間的傳質實現(xiàn)，而作為氣、液兩相傳質用的塔設備，首先必須要能使氣、液兩相得到充分的接觸，以達到較高的傳質效率。但是為了滿足工業(yè)生產(chǎn)的要

8、求，塔設備還須具備下列各種基本要求：1 氣液處理量大，即生產(chǎn)能力大2 操作穩(wěn)定、彈性大3 流體流動的阻力小4 結構簡單，材料耗用量小，制作和安裝容易5 耐腐蝕和不易堵塞，方便操作、調節(jié)和檢修6 塔內的滯留量要小在進行板式塔設計時，上述要求很難全部滿足。因此，還要根據(jù)物系的性質和具體要求來進行選型和設計。2.2常用板式塔類型氣液傳質設備主要分為板式塔和填料塔兩大類。精餾操作既可采用板式塔，也可采用精餾塔。本章只介紹板式塔。板式塔為逐級接觸型氣-液傳質設備，種類繁多。根據(jù)塔板上氣-液接觸元件的不同，塔板可分為泡罩塔、浮閥塔板、篩板塔板、舌形塔板和穿流多孔塔板等多種。本章只討論浮閥塔的設計。2.3浮

9、閥塔的特性浮閥塔是在泡罩塔的基礎上發(fā)展起來的。它主要的改進是取消了升氣管和泡罩。在塔板開孔上設有浮動的浮閥，浮閥可根據(jù)氣體流量上下浮動，自行調節(jié)，使氣縫速度穩(wěn)定在某一數(shù)值。這一改進使浮閥塔在操作彈性、塔板效率、壓降、生產(chǎn)能力以及設備造價等方面比泡罩塔優(yōu)越。但在處理粘度大的物料方面，又不及泡罩塔可靠。浮閥塔廣泛用于精餾、吸收以及脫吸等傳質過程中。浮閥塔被廣泛應用，其主要具有以下特點：1. 處理能力大，比同塔徑的泡罩塔可增加20-40%。2. 操作彈性大，約為34。3. 塔板效率高，比泡罩塔高15%左右。4. 壓強小，在常壓塔中每塊板的壓強降一般為30-50 n/。5. 液面梯度小。6. 使用周期

10、長，粘度稍大以及有一般聚合現(xiàn)象的系統(tǒng)也能正常操作。7. 結構簡單、安裝容易。2.4精餾塔的設計步驟 本設計按以下幾個階段進行：1.確定設計方案2.精餾塔的工藝計算3.塔板設計：計算塔板各主要工藝尺寸，進行流體力學校核計算。塔板結構設計并畫出塔的操作性能圖。4.管路及附屬設備的計算與選型5.抄寫說明書和繪圖第三章 塔板的工藝設計3.1精餾塔全塔物料恒算f：原料液流量（kmol/h）：原料組成（摩爾分數(shù)，下同）d：塔頂產(chǎn)品流量（kmol/h）：塔頂組成w：塔底殘液流量（kmol/h）：塔底組成原料苯組成：= (3-1)塔頂組成：= (3-2)塔底組成：= (3-3)餾出液：d(3-4)物料恒算式為

11、： (3-5) (3-6)聯(lián)立代入求解：3.2 溫度 表3-1苯和甲苯的安托尼常數(shù)安托尼常數(shù)abc苯6.0231206.35220.24甲苯6.0781343.94219.58利用表中數(shù)據(jù)由安托尼方程可求得、 ： 假設=97.9則純組分的飽和蒸汽壓為：對苯=2.2311 (3-7)則 =170.2550對甲苯 =1.8449 (3-8)則=69.9681由=0.3874 (3-9)與=接近，故設泡點=97.9正確。 ：假設=82.4則純組分的飽和蒸汽壓為：對苯=2.0370則 =108.8930對甲苯 =1.6276 則=42.4229由 =0.9463與=接近，故設泡點=82.4正確。 =2

12、.5688 （3-10） ：假設泡點 =115.5,則純組分的飽和蒸汽壓為：對苯=2.0370則 =108.8930對甲苯 =106276 則=42.4229由 =0.9463與接近，故設泡點=115.5正確。=2.6170 （3-11）所以有：1.精餾段平均溫度： （3-12）2.提餾段平均溫度： (3-13)3.3精餾段操作線方程（1）最小回流比的確定對理想物系苯-甲苯，最小回流比可直接由下式求得：（3-14）其中，由 式（3-10）和式（3-11）代入下式求得平均相對揮發(fā)度： （3-14）物料為泡點進料，q=1,所以，=1.3598 (3-15)（2）適宜回流比的確定當 r=1.1rmi

13、n=1.1×1.3598=1.932， 查表 計算得： n=18.3224當 r=1.2rmin=1.2×1.3598=2.63176，查表 計算得： n=18.5676當r=1.3rmin=1.3×1.3598=1.7677, 查表 計算得： n=17.0708當r=1.4rmin=1.4×1.3598=1.9037, 查表 計算得： n=15.8063當r=1.5rmin=1.5×1.3598=2.0397, 查表 計算得： n=14.7162當r=1.6rmin=1.6×1.3598=2.17568，查表 計算得： n=14.4

14、668當r=1.7rmin=1.7×1.3598=2.31166，查表 計算得： n=13.9924當r=1.8rmin=1.8×1.3598=2.44764，查表 計算得： n=13.7667當r=1.9rmin=1.9×1.3598=2.56362，查表 計算得： n=13.1314當r=2.0rmin=2.0×1.3598=2.7196，查表 計算得： n=12.9324當r=1.8=2.45時，塔板數(shù)變化最小，為適宜回流比。（3）精餾段操作線方程=0.7368+0.2497 (3-16)（4）提餾段操作線方程 (3-17)3.4理論塔板的確定 要

15、計算完成規(guī)定任務所需的理論板數(shù)，需知原料液組成，選擇進料熱狀態(tài)和操作回流比等操作條件。此次設計求算理論板數(shù)的方法用逐板計算法，利用氣液平衡關系（）和操作方程式(3-16) 和式(3-17)求算。 逐板計算法通常從塔頂開始進行，由于塔頂采用全凝器，所以自塔頂?shù)谝患壈迳仙羝慕M成與塔頂產(chǎn)品的組成相同。即：。根據(jù)理論板定義可知，每塊理論板的上升蒸汽與該板的下降液體組成互成平衡關系。即：與互成平衡關系。因此，利用平衡方程即可由求出。而第二層塔板上升蒸汽與滿足精餾段操作關系，即可用精餾段操作線方程式(3-16)求直到時，則第n層理論板即為進料板，精餾段理論板數(shù)為（n-1）層。此后，改為交替使用平衡線方

16、程和提餾段方程以進料板為第一塊板，則有：，計算過程同上。直到為止。則提餾段理論板數(shù)為（m-1）層。具體過程為： 則總理論板層數(shù)（不包括再沸器）為：（n+m-1）表3-2 各層塔板的氣液平衡組成精餾段：理論板層數(shù)xnyn第1層0.87810.9487第2層0.77810.8967第3層0.63710.8184第4層0.49930.7191第5層0.38620.6176提餾段：理論板層數(shù)(n)第1層0.38620.5921第2層0.33330.5328第3層0.27070.4585第4層0.20510.3706第5層0.14470.2785第6層0.09530.1937第7層0.05860.124

17、3第8層0.03330.0728第9層0.01670.0373所以，精餾段的理論板層數(shù)為：n-1=4,第5塊為進料板， 提餾段的理論板層數(shù)為：m-1=8, 總理論板層數(shù)（不包括再沸器）為：n+m-1=13。3.5實際板層數(shù)的確定 1.塔板總效率的估算 板效率與塔板結構、操作條件、物質的物理性質及流體力學性質有關，它反映了實際塔板上傳質過程進行的程度。板效率可用奧康奈爾公式計算。注：塔頂與塔底平均溫度下的相對揮發(fā)度塔頂與塔底平均溫度下的液相粘度已知：，=2.2485所以：2.實際板數(shù)的確定 對于浮閥塔求出后用1.11.2加以校正，所以選1.15進行校正，所以 =0.57711.15=0.6637

18、，故塊（3-18） 所以，全塔所需實際塔板數(shù)：塊。3.6 塔和塔板主要尺寸的設計3.61 設計中所用參數(shù)的確定1.定性溫度的確定 定性溫度分為精餾段定性溫度和提餾段定性溫度：精餾段定性溫度：（3-19）提餾段平均溫度：（3-20） 2.精餾段參數(shù)的確定 （1）平均組成:根據(jù)tm精參考平衡數(shù)據(jù)即可確定精餾段的平均氣液相組成. 已知：p=， 由安托尼方程可求得：=137.0882, =54.8150所以有： =0.6352 , =0.8132 （3-21）(2) 精餾段氣相體積流率及密度的確定 （3-22） （3-23）81.1007 （3-24） （3-25）(3) 精餾段液相體積流率及密度的確

19、定表3-3 苯和甲苯的密度密度(kg/m3)80100苯814.5792.7甲苯810.0790.3由內差法得在90.15下的苯和甲苯的密度分別為803.4365 kg/kmol，813.8557kg/kmol 83.9504=0.0012 （4） 精餾段液體表面表面張力的確定公式： （3-26）注：tc混合液的臨界溫度，；tmc= xi 各組分的摩爾分率，用精餾段液相平均組成；tic各組分的臨界溫度。表3-4相同溫度下苯和甲苯的表面張力溫度9015苯表面張力/n/20.036甲苯表面張力/n/20.533 表3-5不同溫度下苯和甲苯的臨界溫度溫度80100苯（）814.5792.7甲苯（）8

20、10790.3 據(jù)內差法有： 對苯： （3-27） 所以，對甲苯： 所以， tmc= 據(jù) 對苯： 對甲苯： 所以可求得，3.提餾段參數(shù)的確定 （1）平均組成:根據(jù)tm精參考平衡數(shù)據(jù)即可確定精餾段的平均氣液相組成。 已知：p=， 由安托尼方程可求得：=215.3773, =90.9913所以有： =0.1631 , =0.3861(2) 提餾段氣相體積流率及密度的確定因本設計為飽和液體進料，所以 87.9385 (3) 提餾段液相體積流率及密度的確定 91.5088=0.0013 （4） 提餾段液體表面表面張力的確定tmc= 據(jù) 對苯： 對甲苯： 所以可求得，3.6.2 初選塔板間距塔板間距的選

21、定很重要，它與塔高、塔徑、物系性質、分離效率、塔的操作彈性以及塔的安裝等都有關。可參照下表所示經(jīng)驗關系選取。表3-6板間距與塔徑關系塔徑d/m0.3-0.50.5-0.80.8-1.61.6-2.42.4-4.0板間距ht/mm200-300250-350300-450350-600400-600此次設計所選的塔徑為0.8-1.6之間。3.6.3 塔徑的計算：（以精餾段數(shù)據(jù)為準）由， 取板間距：，則 （3-28）負荷系數(shù)可由smith關聯(lián)圖查的，=0.115 （3-29） =（3-30） （3-31）（3-32）圓整：核算：u= （3-33）在0.60.8之間，此塔符合 橫截面積：（3-34）

22、 3.6.4溢流裝置與流體類型因塔徑d=1.3m，所以可選取單溢流弓形降液管，采用凹形受液盤。( 此種溢流方式液體流徑較長，塔板效率較高，塔板結構簡單，加工方便，在直徑小于2.2m的塔中被廣泛使用。)各項計算如下：1堰長取 出口堰高：本設計采用平直堰，堰上液層高度按下式計算：近似取， （3-35）堰高 （3-36）2降液管的寬度和橫截面積經(jīng)查圖得：，則降液管的橫截面積 ，降液管的寬度，驗算降液管內停留時間：精餾段：（3-37）停留時間：，故降液管可使用。3降液管底隙高度取降液管底隙的流速則：， （3-38）故滿足要求。3.6.5 塔板設計1塔板布置本設計塔徑，采用分塊式塔板，以便通過人孔裝拆塔

23、板。塔板的板面分為四部分，即：溢流區(qū),安定區(qū),無效區(qū),開孔區(qū). 為布置篩孔、浮閥等部件的有效傳質區(qū)，亦鼓泡區(qū)。其面積可按下式計算：其中，取邊緣區(qū)寬度 （3-39） （3-40）則鼓泡面積 （3-41）2. 浮閥塔的開孔率及閥孔排列 （1）閥孔孔徑 取孔徑 （2）浮閥數(shù)目取閥孔動能因子=11，則孔速為： （3-42）每層塔板上浮閥數(shù)目為：塊（采用型浮閥） （3）浮閥塔板的開孔率（4）閥孔的排列浮閥排列方式采用等腰三角形叉排，取同一個橫排的孔心距，則等腰三角形高度取整后h=83mm。（5）核算閥孔動能因數(shù)及開孔率 由于實際排得的孔數(shù)不一定相等，所以浮閥布置后，還應進行及塔板開孔率的核算。 浮閥動能

24、因數(shù)： （3-43）開孔率： （3-44） 3.6.6 塔板的液體力學驗算 3.6.6.1 氣相通過浮閥塔板的壓降可根據(jù)計算1. 干板壓降 （3-45）因為，故 2.板上充氣液層阻力 取，3.液體表面張力所造成的阻力（此阻力很小，可忽略不計） （3-46）所以，與氣體流經(jīng)塔板的壓降相當?shù)母叨葹椋海?-47） （3-48）對常壓或加壓塔，允許的壓降范圍為：265-630。3.6.6.2 液泛 為了防止發(fā)生液泛現(xiàn)象，要求控制降液管中清液高度，即 (1)單層氣體通過塔板壓降所相當?shù)囊褐叨龋?2)液體通過降液管的壓頭損失： （3-49） (3)板上液層高度：，則取，已選定，則。 （3-50）可見，所

25、以符合防止液泛的要求。3.6.6.3霧沫夾帶泛點率 （3-51）板上液體流經(jīng)長度：板上液流面積： (3-52)查物性系數(shù)，泛點負荷系數(shù)圖泛點率 (3-53)對于大塔，為了避免過量物沫夾帶，應控制泛點率不超過，由以上計算可知，物沫夾帶能夠滿足的要求。3.7塔板負荷性能圖3.7.1霧沫夾帶線泛點率據(jù)此可作出負荷性能圖中的物沫夾帶線，按泛點率計算：80% 整理得：3.7.2液泛線可整理出： （3-54） 其中： 整理得：3.7.3液相負荷上限液體的最大流量應保證降液管中停留時間不低于，液體降液管內停留時間，以作為液體在降液管內停留時間的下限，則： （3-55） 3.7.4漏液線對于型重閥，依作為規(guī)定

26、氣體最小負荷的標準。 （3-56） （3-57）3.7.5液相負荷下限線 取堰上液層高度作為液相負荷下限條件作出液相負荷下限線，該線為與氣相流量無關的豎直線。據(jù) 取，則 （3-58） 由以上作出塔板負荷性能圖 3.7.6 操作彈性按固定的液氣比，由圖可查出：塔板的氣相負荷上限氣相負荷下限所以：精餾段操作彈性3.8塔的熱量衡算 3-7 苯和甲苯的汽化潛熱汽化潛熱（kj/kmol）80100120苯394.1379.3363.2甲苯379.4367.1354.21. 塔頂：td=82.4對苯： =392.324kjmol kjmol kjmol 所以，苯的汽化潛熱 kjmol 對甲苯： =377.

27、924kjmol kjmol =321.6764kjmol 所以，甲苯的汽化潛熱 355.9973kjmol因此，塔頂總汽化潛熱：=380.kjmol （3-59） 冷凝器熱量 : qc=(r+1)d=(1.8×1.3598+1)×62.32×380.2147÷3600×1000=23962.5kjs （3-60） 設計成進口溫度為20，出口溫度為35 （3-61）2. 塔底：tw=106.7=380.5611kjmol 再沸器熱量 : qc=(r+1)w=(1.8×+1)×59.7066×380.5611

28、7;3600×1000=23984.3432kjs 設計成進口溫度為20，出口溫度為353.9 接管3.9.1塔頂蒸氣出口管徑直管出氣，取出口氣速，則，查表取核算u=16.01 （3-63） 在1220之間，符合要求3.9.2回流液管徑采用直管回流管取，當時， kg/m3 kg/m3 kg/m3 ls= (3-63)，查表取 (3-64)核算u=2.191 在12.5 之間，符合要求3.9.3加料管徑料液由高位槽流入塔內時，泵送料液入塔時，取，當時， kg/m3 kg/m3 kg/m3ls= ，查表取4核算u=2.4200 在1.52.5 之間，符合要求3.9.4排液排出管徑塔釜液出

29、塔的速度取，當時， kg/m3 kg/m3 kg/m3ls= ，查表取核算u=0.9860 在0.51.0 之間，符合要求3.9.5飽和水蒸汽管徑在表壓為500kp下，取，查表取核算u=57.1569 在4060 之間，符合要求3.10塔總體高度的設計3.10.1塔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，塔頂部空間高度為。3.10.2塔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，取。3.10.3塔立體高度 圓整后塔的立體高度為：26米。表3-8浮閥塔工藝設計計算結果項目符號單位精餾段備注塔徑dm1.6板間距m0.6262塔板類型單溢流弓形降液管堰長m1012堰高m0.0440板上液層高度m0.06降液管底隙高m0.0318浮閥數(shù)n216閥孔氣速m/s64897 同排孔心距浮閥動能因子70311鄰排中心距孔心距tm0.75排間距hm0.0833單板壓降pa5485425泛點率%7159液相負荷上限00134液相負荷下限00008物沫夾帶操作 3.44漏液控制第四章 塔體附屬設備4.1 冷凝器的選擇塔頂回流冷凝器通常采用管殼式換熱器，對于本設計，冷凝器采用自流式冷凝器，將冷凝器置于塔頂附近的臺面上靠改變臺架高度獲得回流和采出所需的位差，自流式冷凝器的優(yōu)點在于維修方便，使塔頂結構簡單。見下圖fcebda熱脹節(jié)2