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引 言

1

塔设备是化学工业,石油化工,生物化工,制药等生产过程中广泛采用的传质设备。根据塔内气液接触构件的结构形式,可分为板式塔和填料塔两大类。

板式塔为逐级接触式气液传质设备,塔内设置一定数量的塔板,气体以鼓泡形式或喷射形式通过塔板上的液层,正常条件下,气相为分散相,液相为连续相,气相组成呈阶梯变化,它具有结构简单,安装方便,压降低,操作弹性大,持液量小等优点,被广泛的使用。本设计的目的是分离苯—甲苯的混合液,故选用板式塔。

设计方案的确定和流程说明

1. 塔板类型

精馏塔的塔板类型共有三种:泡罩塔板,筛孔塔板,浮阀塔板。

浮阀塔板具有结构简单,制造方便,造价低等优点,且开孔率大,生产能力大,阀片可随气流量大小而上下浮动,故操作弹性大,气液接触时间长,因此塔板效率较高。本设计采用浮阀塔板。 2. 加料方式

加料方式共有两种:高位槽加料和泵直接加料。

采用泵直接加料,具有结构简单,安装方便等优点,而且可以引入自动控制系统来实时调节流量及流速。故本设计采用泵直接加料。 3. 进料状况

进料方式一般有两种:冷液进料及泡点进料。

对于冷液进料,当进料组成一定时,流量也一定,但受环境影响较大;而采用泡点进料,不仅较为方便,而且不受环境温度的影响,同时又能保证精馏段与提馏段塔径基本相等,制造方便。故本设计采用泡点进料。 4. 塔顶冷凝方式

苯与甲苯不反应,且容易冷凝,故塔顶采用全凝器,用水冷凝。塔顶出来的气体温度不高,冷凝后的回流液和产品无需进一步冷却,选用全凝器符合要求。 5. 回流方式

回流方式可分为重力回流和强制回流。

本设计所需塔板数较多,塔较高,为便于检修和清理,回流冷凝器不适宜塔

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顶安装,故采用强制回流。 6. 加热方式

2

加热方式分为直接蒸气和间接蒸气加热。直接蒸气加热在一定回流比条件下,塔底蒸气对回流液有稀释作用,从而会使理论塔板数增加,设备费用上升。故本设计采用间接蒸气加热方式。 7. 操作压力

苯和甲苯在常压下相对挥发度相差比较大,因此在常压下也能比较容易分离,故本设计采用常压精馏。

综上所述,本设计任务为分离苯-甲苯混合物,对于二元混合物的分离,应采用连续精馏流程,由于苯和甲苯属于易分离的体系,所以采用常压精馏。由于冷液进料加大提馏段的回流液流量,从而增大其负荷,所以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,塔顶上升蒸汽采用全凝器冷凝,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。塔釜采用间接蒸汽加热,塔底产品经产品冷却后送至储罐。

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第一章 精馏塔的工艺设计

第一节 精馏塔全塔物料衡算[1]

已知苯摩尔质量——78.11kg/kmol;甲苯摩尔质量——92.13kg/kmol

原料液组成xF(摩尔分数,下同):

35/78.11=0.3884=38.84%

35/78.11?65/92.1395.0/78.11塔顶组成xD:xD==0.9573=95.73%

95/78.11?5/92.132.5/78.11塔底组成xW:xW==0.0294=2.94%

2.5/78.11?97.5/92.133

xF=

原料液的平均摩尔质量M:

M=0.3884×78.11+(1-0.3884)×92.13=86.68kg/kmol

进料量F:F=6000kg/h=6000/86.68kmol/h=69.22 kmol/h

物料衡算式:F=D+W,FxF=DxD?WxW 其中D为塔顶产品流量,kmol/h;W为塔釜残液流量,kmol/h

联立解得:D=26.78kmol/h,W=42.44kmol/h

第二节 基本数据

1. 常压下苯-甲苯气液平衡组成(摩尔)与温度关系

表1-1常压下甲苯-间甲苯酚气液平衡组成(摩尔)与温度关系[3] 苯的摩尔分数 液相

气相

温度/oC

苯的摩尔分数 液相(%)

475.35 23.4

气相(%)

86.0 419.25 87.0 88.5 90.9 95.1 95.8 97.2 98.2

418.35 415.35 410.75 400.95 398.95 393.95 390.15 温度/oC

(%) (%) 0.0 2.5 5.8 7.8 9.7

0.0

27.3 462.15 25.3 46.6 454.15 27.8 53.5 448.95 33.0 58.8 446.95 49.3

10.3 60.8 446.05 52.8 11.9 12.5

67.4 440.85 66.5 69.4 438.95 76.5

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15.0 75.6 432.95 1.0 1.0 383.85 17.3

78.2 430.25

利用表中数据由拉格朗日插值法求得下列温度 ① t98.6?95.2F:

30.0?39.7?tF?98.638.84?30.0, tF=95.50oC

② t81.2?80.2t?81.2D:

95.0?100.0?D95.73?95.0, tD=81.05oC

③ t110.6?106.1tW?110.W:

0.0?8.8?62.94?0.0, toW=109.10C

④ 精馏段平均温度:t95.50?81.051?2?88.3oC

⑤ 提馏段平均温度:t95.50?109.102?2?102.3oC ⑥ 气体温度:t82.3?81.2DV:

95.7?97.9?tDV?81.295.73?97.9 ,tDV=82.3oC;

t110.6?106.1WV:0.0?21.2?tWV?106.12.94?21.2, tWV=110.0oC

2 密度

表1-2 液态芳烃的密度(kg/m3)[4]

温度 40 60

80

100

120

140

857.3 836.6 815.0 792.5 768.9 744.1

甲苯 848.2 829.3 810.0 790.3 770.0 748.8

已知:混合液密度:

1?aA?aB? [3] L?A?B混合气密度:?V?T0pM22.4Tp 0其中a为质量分率,M为平均相对分子质量。 (1) 精馏段:t1?88.3oC

① 求?苯,?甲苯

4

1.1)

1.2)

((