毕业论文精馏塔设计及内容

第一章 概 述 1.1精馏塔的简单介绍 精馏塔是进行精馏的一种塔式汽液接触装置，又称为蒸馏塔。有板式塔与填料塔两种主要类型。根据操作方式又可分为连续精馏塔与间歇精馏塔。蒸气由塔底进入，与下降液进行逆流接触，两相接触中，下降液中的易挥发(低沸点)组分不断地向蒸气中转移，蒸气中的难挥发(高沸点)组分不断地向下降液中转移，蒸气愈接近塔顶，其易挥发组分浓度愈高，而下降液愈接近塔底，其难挥发组分则愈富集，达到组分分离的目的。由塔顶上升的蒸气进入冷凝器，冷凝的液体的一部分作为回流液返回塔顶进入精馏塔中，其余的部分则作为馏出液取出。塔底流出的液体，其中的一部分送入再沸器，热蒸发后，蒸气返回塔中，另一部分液体作为釜残液取出。1.2本设计的目的和意义 通过本次课程设计，培养学生多方位、综合地分析考察工程问题并独立解决工程实际问题的能力。主要体现在以下几个方面：（1）资料、文献、数据的查阅、收集、整理和分析能力。要科学、合理、有创新地完成一项工程设计，往往需要各种数据和相关资料。因此，资料、文献和数据的查找、收集是工程设计必不可少的基础工作。（2）工程的设计计算能力和综合评价的能力。为了使设计合理要进行大量的工艺计算和设备设计计算。本设计包括塔板结构和附属设备的结构计算。（3）工程设计表达能力。工程设计完成后，往往要交付他人实施或与他人交流，因此，在工程设计和完成过程中，都必须将设计理念、理想、设计过程和结果用文字、图纸和表格的形式表达出来。只有完整、流畅、正确地表达出来的工程设计的内容，才可能被他人理解、接受，顺利付诸实施。通过本设计不仅可以进一步巩固学生所学的相关啊知识，提高学生学以致用的综合能力，尤其对精馏、流体力学等课程更加熟悉，同时还可以培养学生尊重科学、注重实践和学习严禁、作风踏实的品格。第二章 设计计算 2.1确定设计方案 本设计任务是分离苯-甲苯混合物。对于二元混合物的分离，应采用连续精馏流程。设计中采用中间泡点进料，将苯和甲苯混合液经原料预热器加热至泡点后送入精馏塔。塔顶上升蒸汽采用全凝器冷凝后，一部分作为回流，其余为塔顶产品，经冷却器冷却后送至贮槽。该物系属易分离物系，最小回流比较小，故操作回流比取最小回流比的2倍。塔釜采用间接蒸汽加热，塔底产品冷却后送至储罐。2.2精馏塔的物料衡算 1.原料及塔顶、塔底产品的摩尔分率苯的摩尔质量 MA=78.11 kg/kmol甲苯的摩尔质量 MA=92.13 kg/kmolxF = =0.541xD = =0.992xW = =0.0122.原料液及塔顶、塔底产品的平均摩尔质量MF=0.541×78.11+(1-0.541)×92.13=84.55 kg/kmolMD=0.992×78.11+(1-0.992)×92.13=78.22 kg/kmolMW=0.012×78.11+(1-0.012)×92.13=91.96 kg/kmol3.物料衡算原料处理量 F= =131.41 kmol/h总物料衡算 D+W=131.41苯物料衡算 0.992D+0.012W=131.41×0.541联立解得 D=70.93 kmol/hW=60.48 kmol/h2.3塔板数的确定 常压下苯-甲苯的气液平衡与温度关系温度t110.6106.1102.298.695.292.189.486.884.482.381.280.2x（摩尔分数）y 000.0880.2120.20.370.30.50.3970.6180.4890.710.5920.7890.70.8530.8030.9140.9030.9570.950.9791.01.01.理论塔板数NT的求取苯-甲苯属理想物系，可采用图解法求理论塔板数。①由上表查得苯-甲苯物系的气液平衡数据，绘出下面x-y图②求最小回流比及操作回流比。采用作图法求最小回流比。在上图中对角线上，子点e（0.542，0.542）做垂线ef即为进料线（q线），该线于平衡线的交点坐标为yq=0.756 xq=0.542故最小回流比为Rmin=1.103取操作回流比为R=2Rmin=2.206③求精馏塔气、液相负荷L=RD=156.47 kmol/hV=(R+1)D=234.47 kmol/hL′=L+F=289.94 kmol/hV′=V=234.47 kmol/h④求操作线方程精馏段操作线方程为y= x+ XD=0.667x+0.301提馏段操作线方程为y′= ’- Xw =1.237x’-0.0035图解法求理论塔板层数采用图解法求理论踏板层数，如上图所示。求解结果为总理论塔板层数 NT=12.5进料板位置 NF=62.实际塔板层数的求取精馏段实际塔板层数 N精=6/0.56≈11提留段实际塔板层数 N提=6.5/0.56≈122.4精馏塔工艺条件的计算 1.操作压力计算塔顶操作压力 PD=101.3+4=105.3 kPa每层塔板压降 ΔP=0.7 kPa进料板压力 PF=112.3 kPa精馏段平均压力 Pm=108.8 kPa2.平均摩尔质量计算塔顶平均摩尔质量计算由xD=y1=0.992，查平衡曲线，得x1=0.956MVDm=0.992×78.11+(1-0.992)92.13=78.22 kg/kmolMLDm=0.956×78.11+(1-0.956)92.13=79.66 kg/kmol进料板平均摩尔质量计算由图解理论板，得yF=0.720查平衡曲线，得xF=0.497MVFm=0.720×78.11+(1-0.720)92.13=82.04 kg/kmolMLFm=0.497×78.11+(1-0.497)92.13=85.16 kg/kmol精馏段平均摩尔质量MVm=(78.22+82.04)/2=80.13 kg/kmolMLm=(79.66+85.16)/2=82.41 kg/kmol3.平均密度计算(1)气相平均密度计算由理想气体状态方程计算，即рVm= =2.88 kg/m3(2)液相平均密度的计算液相平均密度计算依下式计算，即1/рVm=∑ai/рi塔顶液相平均密度的计算由tD=82.1℃，查手册得рA=812.7 kg/m3 рB=807.9 kg/m3рLDm= =812.6kg/m3进料板的平均密度计算由tF=99.5℃，查手册得рA=793.1 kg/m3 рB=790.8 kg/m3进料板液相的质量分率aA=0.456рLFm= =791.8 kg/m3精馏段液相平均密度为рLm=(812.6+791.8)/2=802.2 kg/m32.5精馏塔塔体工艺尺寸计算 1.塔径的计算精馏段的气、液相体积流率Vs= =1.812 m3/sLs= =0.0045 m3/s由 umax=C =0.0413取板间距HT=0.40 m，板上液层高度hL=0.06 m,则HT-hL=0.40-0.06=0.34 m查资料可得 C20=0.075C= C20 =0.0753Umax =0.0753 =1.254 m/s取安全系数为0.7，则空塔气速为u=0.7 umax=0.878 m/sD= =1.66 m按标准塔径圆整后为 D=1.5 m塔截面积为AT=2.16 ㎡实际空塔气速为u=0.839 m/s2.精馏塔的有效高度计算精馏段有效高度为Z精=（N精—1）HT=4 m提馏段有效高度为Z提=（N提—1）HT=4.4 m在进料板上开一人孔，其高度为0.8 m故精馏塔的有效高度为Z=Z精+Z提+0.8=9.2 m2.6塔板主要工艺尺寸的计算 1.溢流装置的计算因塔径D= 1.5m，可选用单溢流弓形降液管，采用凹形受液盘。各项计算如下：(1)堰长lW取 lW=0.66D=0.99 m(2)溢流堰高度hW由 hW=hL-hOW选取平直堰，堰上液层高度hOW，近似的取E=1得hOW= E =0.019 m取板上清液层高度 hL=0.06 m故 hW=0.06-0.019=0.041 m(3)弓形降液管宽度Wd和截面积Af由 lW/D=0.66 得Af/AT=0.0722 Wd/D=0.124故 Af=0.198 ㎡Wd=0.186 m验算液体在降液管中停留的时间θ= =17.6 s＞5 s故降液管设计合理。2.7筛板流体力学的验算 1.液面落差对于筛板塔，液面落差很小，且塔径和液流量不是很大，故可忽略液面落差的影响。2.液沫夹带液沫夹带量eV计算，即eV= ( ) =0.042 kg＜0.1 kghf=2.5 =0.15 m故在本设计中液沫夹带量eV在允许范围内。3.漏液对筛板塔，漏液点气速u0，min计算，即u0，min=4.4 =6.0276 m/s实际孔速u0= Vs/A0=16.23 m/s＞u0，min稳定系数为K=u0 /u0，min=2.692＞1.5故在本设计中无明显漏液。第三章 设计结果汇总 序号 项目 数值1 平均温度 ,℃ 90.82 平均压力Pm，kPa 108.83 气相流量Vs (m3/s) 0.8724 液相流量Ls (m3/s) 0.00225 实际塔板数 236 有效段高度Z，m 9.27 塔径，m 1.08 板间距，m 0.49 溢流形式 单溢流10 降液管形式 弓形11 堰长，m 0.6612 堰高，m 0.05113 板上层液高度，m 0.0614 堰上层液高度，m 0.00915 空塔气速，m/s 1.11116 液沫夹带eV，(kg液/kg气) 0.04217 稳定系数 2.6918 筛孔直径,m 0.00519 孔中心距,m 0.01520 筛孔直径,m 0.005