苯-甲苯板式精餾塔設(shè)計(jì)

1、河 西 學(xué) 院Hexi University化工原理課程設(shè)計(jì)題 目: 乙醇-水板式精餾塔設(shè)計(jì) 學(xué) 院: 化學(xué)化工學(xué)院 專 業(yè): 化學(xué)工程與工藝 學(xué) 號(hào): 2014210009 姓 名: 李 威 指導(dǎo)教師: 楊自嶸 2016年11月21日化工原理課程設(shè)計(jì)任務(wù)書一、設(shè)計(jì)題目苯甲苯混合液浮閥精餾塔設(shè)計(jì)二、設(shè)計(jì)任務(wù)及操作條件1.設(shè)計(jì)任務(wù)生產(chǎn)能力 48000噸/年操作周期 7200 小時(shí)/年（年工作300）進(jìn)料組成 40% （苯質(zhì)量分率，下同）塔頂產(chǎn)品組成 94%（苯）塔底產(chǎn)品組成 2%（苯）回流比， 自選 單板壓降 7000Pa 2.操作條件操作壓力 塔頂4kPa (表壓) 進(jìn)料熱狀態(tài) 自選 （料液初

2、溫20） 加熱蒸汽 0.3MPa (表壓) 3.設(shè)備型式 浮閥塔板 4.廠址 上海地區(qū) 三、設(shè)計(jì)內(nèi)容1.設(shè)計(jì)方案的選擇及流程說(shuō)明2.塔的工藝計(jì)算3.主要設(shè)備工藝尺寸設(shè)計(jì)（1）塔徑、塔高及塔板結(jié)構(gòu)尺寸的確定（2）塔板的流體力學(xué)校核（3）塔板的負(fù)荷性能圖（4）總塔高、總壓降及接管尺寸的確定4.輔助設(shè)備選型與計(jì)算5.設(shè)計(jì)結(jié)果匯總6.繪制生產(chǎn)工藝流程圖及精餾塔設(shè)計(jì)條件圖7.設(shè)計(jì)評(píng)述目錄第一章 設(shè)計(jì)方案的確定及流程說(shuō)明11.1.化工原理課程設(shè)計(jì)的目的和要求：11.2.化工原理課程設(shè)計(jì)的內(nèi)容：11.3概述21.4常用板式塔類型21.5浮閥塔的特性21.6設(shè)計(jì)方案的確定21.6.1 裝置流程的確定21.6.

3、2 操作壓強(qiáng)的選擇31.6.3 進(jìn)料熱狀況的選擇31.6.4 回流比的選擇31.7精餾塔的設(shè)計(jì)步驟41.8精餾原理及其在化工生產(chǎn)上的應(yīng)用41.9精餾塔對(duì)塔設(shè)備的要求41.10 精餾塔對(duì)塔設(shè)備的要求4第二章： 塔的工藝計(jì)算52.1精餾塔全塔物料恒算72.2溫度(查表計(jì)算）82.3精餾段操作線方程82.3.1最小回流比的確定82.3.2.適宜回流比的確定82.3.3 精餾段操作線方程92.3.4 提餾段操作線方程92.4理論塔板的確定92.5實(shí)際板層數(shù)的確定102.5.1 塔板總效率的估算102.5.2 實(shí)際板數(shù)的確定11第三章：塔和塔板的工藝尺寸設(shè)計(jì)設(shè)計(jì)113.1設(shè)計(jì)中所用參數(shù)的確定113.1.

4、1 定性溫度的確定113.1.2 精餾段參數(shù)的確定113.1.3 提餾段參數(shù)的確定143.2 初選塔板間距153.3 塔徑的計(jì)算：153.4 溢流裝置與流體類型163.4.1 堰長(zhǎng)163.4.2 降液管的寬度和橫截面積173.4.3 降液管底隙高度173.5 塔板設(shè)計(jì)173.5.1 塔板布置173.5.2 浮閥塔的開孔率及閥孔排列183.6 塔板的液體力學(xué)驗(yàn)算183.6.1 氣相通過(guò)浮閥塔板的壓降183.6.2 液泛193.6.3 霧沫夾帶193.7塔板負(fù)荷性能圖203.7.1 霧沫夾帶線203.7.2 液泛線203.7.3 液相負(fù)荷上限203.7.4 漏液線213.7.5 液相負(fù)荷下限線21

5、3.7.6 操作彈性223.8塔的熱量衡算223.8.1 塔頂：22tD=82.4223.8.2 塔底：233.9塔總體高度的設(shè)計(jì)233.9.1塔的頂部空間高度233.9.2塔的底部空間高度233.9.3塔立體高度23第四章：設(shè)計(jì)一覽表24第五章：塔體輔助設(shè)備選型與計(jì)算245.1 冷凝器的選擇245.2再沸器的選擇255.3泵的選擇25第六章 ：主要接管尺寸的計(jì)算266.1塔頂蒸氣出口管徑266.2回流液管徑266.3加料管徑266.4排液排出管徑276.5飽和水蒸汽管徑27第七章 ：設(shè)計(jì)方案討論287.1不足之處：287.2 經(jīng)驗(yàn)：28第八章：總結(jié)：心得體會(huì)28主要符號(hào)說(shuō)明30參考文獻(xiàn)31-

6、 V -第1章 設(shè)計(jì)方案的確定及流程說(shuō)明1.1.化工原理課程設(shè)計(jì)的目的和要求：化工原理課程設(shè)計(jì)是在學(xué)習(xí)化工原理課程后，進(jìn)行的綜合性和實(shí)踐性較強(qiáng)的一個(gè)環(huán)節(jié)，它是理論聯(lián)系實(shí)際的橋梁，進(jìn)行體察工程實(shí)際問(wèn)題復(fù)雜性的初次嘗試。通過(guò)化工原理課程設(shè)計(jì)，達(dá)到綜合運(yùn)用化工原理課程的基本知識(shí)、基本原理和基本計(jì)算，具有初步進(jìn)行工程設(shè)計(jì)的能力；達(dá)到熟悉工程設(shè)計(jì)的基本內(nèi)容，掌握化工單元操作設(shè)計(jì)設(shè)計(jì)的主要程序和方法；提高和進(jìn)一步培養(yǎng)分析和解決工程實(shí)際問(wèn)題的能力；樹立正確的設(shè)計(jì)思想，培養(yǎng)實(shí)事求是、嚴(yán)肅認(rèn)真、高度負(fù)責(zé)的科學(xué)工作作風(fēng)，實(shí)現(xiàn)全面推進(jìn)創(chuàng)新思維的開發(fā)。通過(guò)化工原理課程設(shè)計(jì)，要求達(dá)到以下幾方面的訓(xùn)練：（1） 熟悉查閱文

7、獻(xiàn)資料、搜集有關(guān)數(shù)據(jù)、正確選用計(jì)算公式的能力。當(dāng)缺乏必要數(shù)據(jù)時(shí)，還要通過(guò)實(shí)驗(yàn)測(cè)定或生產(chǎn)現(xiàn)場(chǎng)進(jìn)行實(shí)際查定。（2） 在兼顧技術(shù)上先進(jìn)性、可行性、經(jīng)濟(jì)上合理性的前提下，綜合分析設(shè)計(jì)任務(wù)，確定工藝流程，做出設(shè)備選型，提出保證過(guò)程正常、安全運(yùn)行操作所需要的檢測(cè)和計(jì)量?jī)x表，同時(shí)還要考慮改善勞動(dòng)條件實(shí)現(xiàn)環(huán)境保護(hù)的有效措施。（3） 進(jìn)行準(zhǔn)確而迅速的過(guò)程計(jì)算及主要設(shè)備的工藝設(shè)計(jì)計(jì)算的能力，特別是應(yīng)用計(jì)算機(jī)進(jìn)行計(jì)算的能力和計(jì)算機(jī)繪圖（CAD)能力。（4） 用精煉的語(yǔ)言、簡(jiǎn)潔的文字、清晰的圖表和圖紙來(lái)表達(dá)自己的設(shè)計(jì)思想、計(jì)算結(jié)果和設(shè)計(jì)結(jié)果的能力，即具備工程師的能力。1.2化工原理課程設(shè)計(jì)的內(nèi)容：（1）設(shè)計(jì)方案簡(jiǎn)介：

8、對(duì)給定或選定的工藝流程、主要設(shè)備的形式進(jìn)行簡(jiǎn)要的論述。說(shuō)明所采取方案的先進(jìn)性及其選擇依據(jù)。（2）主要工藝過(guò)程及設(shè)備的設(shè)計(jì)計(jì)算：包括工藝參數(shù)的選定、物料衡算、熱量衡算、主要設(shè)備的工藝尺寸計(jì)算及結(jié)構(gòu)設(shè)計(jì)。（3）典型輔助設(shè)備的選型計(jì)算：包括典型設(shè)備的主要尺寸計(jì)算和設(shè)備規(guī)格、型號(hào)、數(shù)量的選定。（4）工藝流程見(jiàn)圖：以單線圖的形式繪制，標(biāo)出主體設(shè)備和輔助設(shè)備的物料流向，主要檢測(cè)參數(shù)測(cè)量點(diǎn)等。（5）主體設(shè)備工藝條件圖：圖面上應(yīng)包括主體設(shè)備的主要工藝尺寸、技術(shù)特性表和接管表。1.3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(shí)現(xiàn)分離目的。這種分離通過(guò)液相和氣相之間的傳質(zhì)實(shí)現(xiàn)，而作為氣、液

9、兩相傳質(zhì)用的塔設(shè)備，首先必須要能使氣、液兩相得到充分的接觸，以達(dá)到較高的傳質(zhì)效率。但是為了滿足工業(yè)生產(chǎn)的要求，塔設(shè)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(dòng)的阻力小4.結(jié)構(gòu)簡(jiǎn)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(diào)節(jié)和檢修6.塔內(nèi)的滯留量要小7.在進(jìn)行板式塔設(shè)計(jì)時(shí)，上述要求很難全部滿足。因此，還要根據(jù)物系的性質(zhì)和具體要求來(lái)進(jìn)行選型和設(shè)計(jì)。1.4常用板式塔類型氣液傳質(zhì)設(shè)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(jí)接觸型氣-液傳質(zhì)設(shè)備，種類繁多。根據(jù)塔板上氣-液接觸元

10、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(shè)計(jì)。1.5浮閥塔的特性浮閥塔是在泡罩塔的基礎(chǔ)上發(fā)展起來(lái)的。它主要的改進(jìn)是取消了升氣管和泡罩。在塔板開孔上設(shè)有浮動(dòng)的浮閥，浮閥可根據(jù)氣體流量上下浮動(dòng)，自行調(diào)節(jié)，使氣縫速度穩(wěn)定在某一數(shù)值。這一改進(jìn)使浮閥塔在操作彈性、塔板效率、壓降、生產(chǎn)能力以及設(shè)備造價(jià)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(zhì)過(guò)程中。浮閥塔被廣泛應(yīng)用，其主要具有以下特點(diǎn)：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

11、塔高15%左右。4. 壓強(qiáng)小，在常壓塔中每塊板的壓強(qiáng)降一般為30-50 N/。5. 液面梯度小。6. 使用周期長(zhǎng)，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(jié)構(gòu)簡(jiǎn)單、安裝容易。1.6設(shè)計(jì)方案的確定1.6.1 裝置流程的確定精餾裝置包括精餾塔、原料預(yù)熱器、再沸器、冷凝器、釜液冷卻器和產(chǎn)品冷卻器等設(shè)備。熱量自塔釜輸入，無(wú)聊在塔內(nèi)經(jīng)多次部分冷凝進(jìn)行精餾分離,由冷凝器和冷卻器中的冷卻介質(zhì)將余熱帶走。在此過(guò)程中，熱能利用率降低。為此，在確定裝置流程時(shí)應(yīng)考慮余熱的應(yīng)用，注意節(jié)能。此次設(shè)計(jì)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(shè)置再沸器為間接加

12、熱。另外，為保持塔內(nèi)的正常操作，還應(yīng)充分考慮到一些控制儀表的設(shè)置，總之，確定流程是要較全面、合理的兼顧設(shè)備、操作費(fèi)用，操作控制及安全諸因素。1.6.2 操作壓強(qiáng)的選擇 精餾操作可在常壓、減壓和加壓下進(jìn)行。操作壓強(qiáng)常取決于冷凝溫度，一般除熱敏性物料以外，凡通過(guò)常壓蒸餾不難實(shí)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(lái)的系統(tǒng)都應(yīng)采用常壓蒸餾；對(duì)熱敏性物料會(huì)混合液沸點(diǎn)過(guò)高的系統(tǒng)則宜采用減壓蒸餾；對(duì)常壓下餾出物的冷凝溫度過(guò)低的系統(tǒng)，需提高它壓或采用深井水、冷凍鹽水最為冷卻劑；而常壓下是氣態(tài)的物料必須采用加壓蒸餾。而對(duì)于苯-甲苯的設(shè)計(jì)應(yīng)采用常壓蒸餾。1.6.3 進(jìn)料熱狀況的選擇 原料的進(jìn)料熱狀況直接

13、影響塔的實(shí)際板層數(shù)。塔徑的大小以及其熱負(fù)荷的多少，是設(shè)計(jì)中必須首先確定的一個(gè)重要參數(shù)。進(jìn)料熱狀況有多種，應(yīng)根據(jù)具體問(wèn)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(yù)熱器預(yù)熱到泡點(diǎn)溫度后再送入塔內(nèi)。此次設(shè)計(jì)的進(jìn)料熱狀況選擇泡點(diǎn)進(jìn)料。1.6.4 回流比的選擇回流比的確定，是精餾塔設(shè)計(jì)中的一個(gè)關(guān)鍵的問(wèn)題。它確定的合理與否，直接影響到所設(shè)計(jì)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(shè)備費(fèi)用與操作費(fèi)用之和最低。確定回流比的方法，原則上是應(yīng)首先根據(jù)物系的性質(zhì)及進(jìn)料熱狀況，確定出最小回流比，再根據(jù)回流比對(duì)總費(fèi)用的影響曲線確定出適宜的回流比。但由于

14、回流比與總費(fèi)用的關(guān)系較復(fù)雜，建立回流比與費(fèi)用的關(guān)系模型求解較為困難。對(duì)于苯-甲苯這樣的接近于理想物系。應(yīng)根據(jù)最小回流比確定若干個(gè)回流比，利用逐板計(jì)算法求出對(duì)應(yīng)理論板數(shù)，從而找出適宜的操作回流比。 (1) 根據(jù)最小回流比選定幾個(gè)回流比，通過(guò)作圖或逐板計(jì)算求出相應(yīng)的理論板數(shù)，從中找出適宜的操作回流比。 (2)對(duì)于接近理想溶液的物系，根據(jù)R選定若干個(gè)R值，利用吉利蘭圖求出對(duì)應(yīng)理論板數(shù)N，做出N-R線，從中找出適宜的操作回流比。 （3）參考同類生產(chǎn)的R經(jīng)驗(yàn)選定。1.7精餾塔的設(shè)計(jì)步驟 本設(shè)計(jì)按以下幾個(gè)階段進(jìn)行：1.確定設(shè)計(jì)方案2.精餾塔的工藝計(jì)算3.塔板設(shè)計(jì)：計(jì)算塔板各主要工藝尺寸，進(jìn)行流體力學(xué)校核計(jì)

15、算。塔板結(jié)構(gòu)設(shè)計(jì)并畫出塔的操作性能圖。4.管路及附屬設(shè)備的計(jì)算與選型5.抄寫說(shuō)明書和繪圖1.8精餾原理及其在化工生產(chǎn)上的應(yīng)用實(shí)際生產(chǎn)中，在精餾柱及精餾塔中精餾時(shí)，部分氣化和冷凝式同時(shí)進(jìn)行的。對(duì)理想液態(tài)混合物精餾時(shí)，最后得到的餾液（氣相冷卻而成）是沸點(diǎn)低的B物質(zhì)，而殘夜是沸點(diǎn)高的A物質(zhì)，精餾時(shí)多次簡(jiǎn)單蒸餾的組合。精餾塔底部是加熱區(qū)，溫度最高；塔頂溫度最低。精餾結(jié)果，塔頂冷凝收集的是純低沸點(diǎn)組分，純高沸點(diǎn)組分則留在塔底。1.9精餾塔對(duì)塔設(shè)備的要求精餾所用的設(shè)備及其相互聯(lián)系，總稱為精餾裝置，其核心為精餾塔。常用的精餾塔有板式塔和填料塔兩類，通稱塔設(shè)備，和其他傳質(zhì)過(guò)程一樣，精餾塔對(duì)塔設(shè)備的要求大致如下

16、：1、 生產(chǎn)能力大：即單位塔截面大的氣液相流率不會(huì)產(chǎn)生液乏等不正常流動(dòng)。2、 效率高：氣液兩相在塔內(nèi)保持充分的密切接觸，具有較高的塔板效率或傳質(zhì)效率。3、 流體阻力小：流體通過(guò)塔設(shè)備時(shí)阻力降小，可以節(jié)省動(dòng)力費(fèi)用，在減壓操作時(shí)，易于達(dá)到所要求的真空度。4、 有一定的操作彈性：當(dāng)氣液相流率有一定波動(dòng)時(shí)，兩相均能維持正常的流動(dòng)，而且不會(huì)使效率發(fā)生較大的變化。5、 結(jié)構(gòu)簡(jiǎn)單，造價(jià)低，安裝檢修方便。6、 能滿足某些工藝的特性：腐蝕性、熱敏性、起泡性等。1.10 精餾塔對(duì)塔設(shè)備的要求常用板式塔類型有很多，如：篩板塔、泡罩塔、舌形塔浮閥塔等。精餾塔屬氣-液傳質(zhì)設(shè)備，氣液傳質(zhì)設(shè)備主要分為板式塔和填料塔兩大類。

17、該塔設(shè)計(jì)生產(chǎn)時(shí)日要求較大，由板式塔與填料塔比較知：板式塔直徑放大時(shí)，塔板效率較穩(wěn)定，且持液量較大，因此本次精餾塔設(shè)備選板式塔。苯與甲苯的分離式正常物系的分離，精餾的意義重大，在化工生產(chǎn)中應(yīng)用較廣泛，對(duì)于提純物質(zhì)有非常重要的意義，所以一定要做好本次課設(shè)。第2章 塔的工藝計(jì)算設(shè)計(jì)條件： 1、原料液組成：苯：40% 甲苯：60%（質(zhì)量分率） 2、塔頂?shù)谋胶坎坏玫陀?4%；殘夜中苯含量不得高于2%。 3、生產(chǎn)能力為年產(chǎn)4.8萬(wàn)噸 94%的苯產(chǎn)品；每年工作日為300天， 每 天24小時(shí)連續(xù)運(yùn)行。 4、操作條件：a）塔頂壓力4Kpa(表壓） b）進(jìn)料熱狀態(tài) 自選 c ) 回流比 自選 d )加熱蒸汽壓力

18、 0.3Mpa(表壓） e )單板壓降 7Kpa 5.塔板類型：浮閥塔苯和甲苯的一些物理化學(xué)性質(zhì)比較：表1 苯和甲苯的物理性質(zhì)項(xiàng)目分子式分子量M沸點(diǎn)（）臨界溫度tC（）臨界壓強(qiáng)PC（kPa）苯A甲苯BC6H6C6H5CH378.1192.1380.1110.6288.5318.576833.44107.7表2 苯和甲苯的飽和蒸汽壓溫度80.1859095100105110.6,kPa，kPa101.3340.0116.946.0155.763.3155.763.3179.274.3204.286.0240.0表3 常溫下苯甲苯氣液平衡數(shù)據(jù) 溫度80.1859095100105110.6液相中苯

19、的摩爾分率汽相中苯的摩爾分率1.0001.0000.7800.9000.5810.7770.4120.6300.2580.4560.1300.26200表4 純組分的表面張力 溫度8090100110120苯，mN/m甲苯，Mn/m21.221.72020.618.819.517.518.416.217.3表5 組分的液相密度 溫度()8090100110120苯,kg/甲苯,kg/814809805801791791778780763768表6 液體粘度 溫度()8090100110120苯（mP.s）甲苯（mP.s）0.3080.3110.2790.2860.2550.2640.2330.

20、2540.2150.228表7 常壓下苯甲苯的氣液平衡數(shù)據(jù)溫度t液相中苯的摩爾分率x氣相中苯的摩爾分率y110.560.000.00109.911.002.50108.793.007.11107.615.0011.2105.0510.020.8102.7915.029.4100.7520.037.298.8425.044.297.1330.050.795.5835.056.694.0940.061.992.6945.066.791.4050.071.390.1155.075.587.6365.082.586.5270.085.785.4475.088.584.4080.091.283.3385

21、.093.682.2590.095.981.1195.098.080.6697.098.880.2199.099.6180.01100.0100.02.1精餾塔全塔物料恒算F：原料液流量（kmol/h）：原料組成（摩爾分?jǐn)?shù)） D：塔頂產(chǎn)品流量（kmol/h）：塔頂組成(摩爾分?jǐn)?shù)）W：塔底殘液流量（kmol/h）：塔底組成（摩爾分?jǐn)?shù)）原料液中苯含量： 質(zhì)量分?jǐn)?shù)：= 40% 摩爾分?jǐn)?shù)：4078.114078.116092.13 0.4402塔頂苯含量：質(zhì)量分?jǐn)?shù)：= 94%摩爾分?jǐn)?shù)：=9478.119478.11692.13 =0.9487塔底苯含量：質(zhì)量分?jǐn)?shù)：= 2% 摩爾分?jǐn)?shù)：=278.1127

22、8.119892.13 0.0235餾出液：質(zhì)量流量：D=4800010300246667Kg/h摩爾流量：D=66670.9478.1166670.0692.13 =84.7Kmol/h物料恒算式為： F=DW 帶入數(shù)據(jù)解得： F= 16141Kg/h = 188.04Kmol/h W= 9474Kg/h = 103.35Kmol/h2.2溫度(查表計(jì)算） 所以有：1.精餾段平均溫度： 2.提餾段平均溫度： 2.3精餾段操作線方程2.3.1最小回流比的確定對(duì)理想物系或?qū)εc理想物系偏離不大的情況，最小回流比可直接由下式求得：而對(duì)苯甲苯偏離理想物系較大的情況，特別是存在恒沸點(diǎn)的物系，最小回流比則

23、需要作圖法求得。在xy圖上由（,）一點(diǎn)向平衡線做切線，與縱軸相較于點(diǎn)b.(見(jiàn)附帶圖） 2.3.2.適宜回流比的確定最適回流比：當(dāng) R=1.1Rmin=1.11.3941=1.9564，查表 計(jì)算得： N=18.3224當(dāng) R=1.2Rmin=1.21.3941=2.6735，查表 計(jì)算得： N=18.5676當(dāng)R=1.3Rmin=1.31.3941=1.7677, 查表 計(jì)算得： N=17.0708當(dāng)R=1.4Rmin=1.41.3941=1.8562, 查表 計(jì)算得： N=15.8063當(dāng)R=1.5Rmin=1.51.3941=2.0397, 查表計(jì)算得： N=14.7162當(dāng)R=1.6Rm

24、in=1.61.3941=2.2304，查表 計(jì)算得： N=14.4668當(dāng)R=1.7Rmin=1.71.3941=2.3116，查表 計(jì)算得： N=13.9924當(dāng)R=1.8Rmin=1.81.3941=2.4464，查表 計(jì)算得： N=13.7667當(dāng)R=1.9Rmin=1.91.3941=2.5362，查表 計(jì)算得： N=13.1314當(dāng)R=2.0Rmin=2.01.3941=2.7196，查表 計(jì)算得： N=12.9324當(dāng)R=1.6=2.2304時(shí)，塔板數(shù)變化最小，為適宜回流比。2.3.3 精餾段操作線方程=0.6904+0.2937 2.3.4 提餾段操作線方程 2.4理論塔板的確

25、定 要計(jì)算完成規(guī)定任務(wù)所需的理論板數(shù)，需知原料液組成，選擇進(jìn)料熱狀態(tài)和操作回流比等操作條件。此次設(shè)計(jì)求算理論板數(shù)的方法用逐板計(jì)算法，利用氣液平衡關(guān)系（）和操作方程式求算。 逐板計(jì)算法通常從塔頂開始進(jìn)行，由于塔頂采用全凝器，所以自塔頂?shù)谝患?jí)板上升蒸汽的組成與塔頂產(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(guān)系。即：與互成平衡關(guān)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(guān)系，即可用精餾段操作線方程式(3-16)求直到時(shí)，則第n層理論板即為進(jìn)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程和提餾段方程以進(jìn)料板為

26、第一塊板，則有：，計(jì)算過(guò)程同上。直到為止。則提餾段理論板數(shù)為（m-1）層。具體過(guò)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 0.4578 0.6801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0.20510.3706第4層0.14470.2785第5層0.09530.1937第6層0.05860.1243第7層0.03330.0728第8層0.01

27、670.0373所以，精餾段的理論板層數(shù)為：n-1=4,第5塊為進(jìn)料板， 提餾段的理論板層數(shù)為：m-1=7, 總理論板層數(shù)（不包括再沸器）為：n+m-1=12 。2.5實(shí)際板層數(shù)的確定2.5.1 塔板總效率的估算 板效率與塔板結(jié)構(gòu)、操作條件、物質(zhì)的物理性質(zhì)及流體力學(xué)性質(zhì)有關(guān)，它反映了實(shí)際塔板上傳質(zhì)過(guò)程進(jìn)行的程度。板效率可用奧康奈爾公式計(jì)算。注：塔頂與塔底平均溫度下的相對(duì)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：2.5.2 實(shí)際板數(shù)的確定 對(duì)于浮閥塔求出后用1.11.2加以校正，所以選1.15進(jìn)行校正，所以 =0.57711.15=0.6637，故全塔所需實(shí)際塔板數(shù)為18塊

28、第3章 塔和塔板的工藝尺寸設(shè)計(jì)3.1設(shè)計(jì)中所用參數(shù)的確定3.1.1 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：提餾段平均溫度： 3.1.2 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 (2) 精餾段氣相體積流率及密度的確定 81.1007 (3) 精餾段液相體積流率及密度的確定表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(nèi)差法得在90.15下的

29、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： 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（）810790.3 據(jù)內(nèi)差法有： 對(duì)苯： 所以，對(duì)甲苯： 所以， Tmc= 據(jù) 對(duì)苯： 對(duì)甲苯： 3.1.3 提餾段參數(shù)的確定 （1）平均組成

30、: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(shè)計(jì)為飽和液體進(jìn)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(duì)苯： 對(duì)甲苯： 所以可求得，3.2 初選塔板間距塔板間距的選定很重要，它與塔高、塔徑、物系性質(zhì)、分離效率、塔的操作彈性以及塔的安裝等都有關(guān)?？蓞⒄障卤硭窘?jīng)驗(yàn)關(guān)系選取。表3-6板間距與塔徑關(guān)系塔徑D/m0.3-0.50.

31、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(shè)計(jì)所選的塔徑為0.8-1.6之間。3.3 塔徑的計(jì)算：以精餾段數(shù)據(jù)為準(zhǔn)）由， 取板間距：，則 負(fù)荷系數(shù)可由Smith關(guān)聯(lián)圖查的，=0.115 = 圓整：核算：u= 在0.60.8之間，此塔符合 橫截面積：3.4 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(zhǎng)，塔板效率較高，塔板結(jié)構(gòu)簡(jiǎn)單，加工方便，在直徑小于2.2m的塔中被廣泛使用。)各項(xiàng)計(jì)算如下：3.4.1 堰長(zhǎng)取 出口堰高：本設(shè)計(jì)采用平

32、直堰，堰上液層高度按下式計(jì)算：近似取， 堰高 3.4.2 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(yàn)算降液管內(nèi)停留時(shí)間：精餾段：停留時(shí)間：，故降液管可使用。3.4.3 降液管底隙高度取降液管底隙的流速則：， 故滿足要求。3.5 塔板設(shè)計(jì)3.5.1 塔板布置本設(shè)計(jì)塔徑，采用分塊式塔板，以便通過(guò)人孔裝拆塔板。塔板的板面分為四部分，即：溢流區(qū),安定區(qū),無(wú)效區(qū),開孔區(qū). 為布置篩孔、浮閥等部件的有效傳質(zhì)區(qū)，亦鼓泡區(qū)。其面積可按下式計(jì)算：其中，取邊緣區(qū)寬度 則鼓泡面積 3.5.2 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(dòng)能因子=11，則孔速為

33、： 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(gè)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(dòng)能因數(shù)及開孔率 由于實(shí)際排得的孔數(shù)不一定相等，所以浮閥布置后，還應(yīng)進(jìn)行及塔板開孔率的核算。 浮閥動(dòng)能因數(shù)： 開孔率： 3.6 塔板的液體力學(xué)驗(yàn)算 3.6.1 氣相通過(guò)浮閥塔板的壓降可根據(jù)計(jì)算1.干板壓降 因?yàn)?，?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(jì)） 所以，與氣體流經(jīng)塔板的壓降相當(dāng)?shù)母叨葹椋?對(duì)常壓或加壓塔，允許的壓降范圍為：265-630。3.6.2 液泛 為

34、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(guò)塔板壓降所相當(dāng)?shù)囊褐叨龋?2)液體通過(guò)降液管的壓頭損失： (3)板上液層高度：，則取，已選定，則。 可見(jiàn)，所以符合防止液泛的要求。3.6.3 霧沫夾帶泛點(diǎn)率 板上液體流經(jīng)長(zhǎng)度：板上液流面積： 查物性系數(shù)，泛點(diǎn)負(fù)荷系數(shù)圖泛點(diǎn)率 對(duì)于大塔，為了避免過(guò)量物沫夾帶，應(yīng)控制泛點(diǎn)率不超過(guò)，由以上計(jì)算可知，物沫夾帶能夠滿足的要求。3.7塔板負(fù)荷性能圖3.7.1 霧沫夾帶線泛點(diǎn)率據(jù)此可作出負(fù)荷性能圖中的物沫夾帶線，按泛點(diǎn)率計(jì)算：80% 整理得：3.7.2 液泛線可整理出： 其中： 整理得：3.7.3 液相負(fù)荷上限液體的最大流量應(yīng)保證降液管中

35、停留時(shí)間不低于，液體降液管內(nèi)停留時(shí)間，以作為液體在降液管內(nèi)停留時(shí)間的下限，則： 3.7.4 漏液線對(duì)于型重閥，依作為規(guī)定氣體最小負(fù)荷的標(biāo)準(zhǔn)。 3.7.5 液相負(fù)荷下限線 取堰上液層高度作為液相負(fù)荷下限條件作出液相負(fù)荷下限線，該線為與氣相流量無(wú)關(guān)的豎直線。據(jù) 取，則 由以上作出塔板負(fù)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(fù)荷上限氣相負(fù)荷下限所以：精餾段操作彈性3.8塔的熱量衡算 表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379.4367.1354.23.8.1 塔頂：tD=82.4對(duì)苯： =392.32

36、4KJmol KJmol KJmol 所以，苯的汽化潛熱 KJmol 對(duì)甲苯： =377.924KJmol 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 冷凝器熱量 : Qc=(R+1)D=(1.81.3598+1)62.32380.214736001000=23962.5KJs 設(shè)計(jì)成進(jìn)口溫度為20，出口溫度為35 3.8.2 塔底：tw=106.7=380.5611KJmol 再沸器熱量 : Qc=(R+1)W=(1.8+1)59.7066380.561136001000=23984.3432KJs 設(shè)

37、計(jì)成進(jìn)口溫度為20，出口溫度為353.9塔總體高度的設(shè)計(jì)3.9.1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。3.9.2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。3.9.3塔立體高度 圓整后塔的立體高度為：26米。第4章 設(shè)計(jì)一覽表項(xiàng)目符號(hào)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(zhǎng)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(dòng)能因子70311鄰排中心距孔心距tm0.75排間距hm0.0833單

38、板壓降Pa5485425泛點(diǎn)率%7159液相負(fù)荷上限00134液相負(fù)荷下限00008物沫夾帶操作 3.44漏液控制第5章 塔體輔助設(shè)備選型與計(jì)算5.1 冷凝器的選擇塔頂回流冷凝器通常采用管殼式換熱器，對(duì)于本設(shè)計(jì)，冷凝器采用自流式冷凝器，將冷凝器置于塔頂附近的臺(tái)面上靠改變臺(tái)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(diǎn)在于維修方便，使塔頂結(jié)構(gòu)簡(jiǎn)單。見(jiàn)下圖fcebda熱脹節(jié)200 6004500膨5.2再沸器的選擇為了簡(jiǎn)化塔底結(jié)構(gòu)，便于維修，選擇釜式再沸器，其管束可抽出，為保證管束浸于沸騰液中，管中末端設(shè)溢流堰，堰外空間為出料液的緩沖區(qū)，其液面以上空間為氣液分離空間。見(jiàn)下圖5.3泵的選擇由上述

39、計(jì)算得出，泵的輸送流量為， 管內(nèi)流速為 ，管徑為，輸送液體密度為，經(jīng)查表輸送液體粘度，所以系統(tǒng)的總阻力為由伯努利方程得所需泵的揚(yáng)程為因?yàn)樗斔偷牧黧w粘度很低，故選擇清水泵輸送由Q和H的值查化工原理上冊(cè)106頁(yè)IS型水泵系列特性曲線圖可知，本設(shè)計(jì)所要選用的泵的型號(hào)是IS65-50-160。第6章 主要接管尺寸的計(jì)算6.1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 在1220之間，符合要求6.2回流液管徑采用直管回流管取，當(dāng)時(shí)， Kg/m3 Kg/m3 Kg/m3 LS= ，查表取 核算u=2.191 在12.5 之間，符合要求6.3加料管徑料液由高位槽流入塔內(nèi)時(shí)，泵送料

40、液入塔時(shí)，取，當(dāng)時(shí)， 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6.4排液排出管徑塔釜液出塔的速度取，當(dāng)時(shí)， Kg/m3 Kg/m3 Kg/m3LS= ，查表取核算u=0.9860 在0.51.0 之間，符合要求6.5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，符合要求第7章 設(shè)計(jì)方案討論課程設(shè)計(jì)就是根據(jù)生產(chǎn)要求設(shè)計(jì)出相應(yīng)的設(shè)備。我做的是年產(chǎn)4.8萬(wàn)噸苯的精餾塔。根據(jù)設(shè)計(jì)條件經(jīng)過(guò)幾天的查閱資料、計(jì)算、畫圖等工作，我運(yùn)用平時(shí)所學(xué)的知識(shí)按照自己的想法設(shè)計(jì)出了一套理論上年產(chǎn)4.8萬(wàn)噸苯的精餾設(shè)備

41、。從設(shè)計(jì)結(jié)果看，本設(shè)計(jì)基本上是可行的，但仍存在一些不足之處，針對(duì) 本次課設(shè)的不足和經(jīng)驗(yàn)我做出了如下總結(jié)：7.1不足之處： 本設(shè)計(jì)結(jié)果是按照我個(gè)人的思維想法設(shè)計(jì)的，而由于本人基礎(chǔ)知識(shí)掌握的不夠熟練、專業(yè)知識(shí)淺薄、計(jì)算能力薄弱等個(gè)人原因，致使本次設(shè)計(jì)的精餾裝置在計(jì)算方面儲(chǔ)存在一定的誤差，塔高、塔徑理論塔板數(shù)等可能計(jì)算的不太準(zhǔn)確。再加上本次設(shè)計(jì)中對(duì)一些數(shù)據(jù)的選取均選了經(jīng)驗(yàn)值或參考值，是計(jì)算不夠準(zhǔn)確，實(shí)際工作中應(yīng)盡量插曲精確值。7.2 經(jīng)驗(yàn)：1.在物性計(jì)算中，一定要注意去平均值，而不能直接應(yīng)用某個(gè)溫度下的物性。2.設(shè)計(jì)中涉及到很多公式，斌企鵝在不同書籍中對(duì)同一公式的表達(dá)也不同，因此一定要做出正確的選擇，使用簡(jiǎn)便正確的公式。3.在計(jì)算中，有一些計(jì)算值和實(shí)際值是有一段差距的，如：計(jì)算得出的塔效率達(dá)不到實(shí)際所需的要求，由此可知，設(shè)計(jì)計(jì)算智能幫助我們?cè)O(shè)計(jì)出大概規(guī)格，在實(shí)際操作中還有待修正。4.回流比與經(jīng)濟(jì)校核密切相關(guān)，回流比太大，是消耗增加，回流比太小，則塔板數(shù)增多，塔的制造費(fèi)用增加，所以，應(yīng)該根據(jù)NR關(guān)聯(lián)圖來(lái)選擇最適合的回流比。5.對(duì)塔板流體力學(xué)的研三是一項(xiàng)繁重而耗時(shí)的工作，因此要認(rèn)真對(duì)待，仔細(xì)計(jì)算，盡量將錯(cuò)誤降到