化工原理設(shè)計(jì)苯和甲苯的分離

1、化工原理課程設(shè)計(jì)題 目 分離苯-甲苯精餾塔設(shè)計(jì)學(xué) 院 專(zhuān)業(yè)班級(jí) 學(xué)生姓名 指導(dǎo)教師 成 績(jī) 2016年6月27 日 摘 要精餾塔是分離液體混合物最常用的一種單元操作，主要是利用回流使液體混合物得到高純度分離的蒸餾方法，是工業(yè)上應(yīng)用最廣的液體混合物分離操作，廣泛用于石油、化工、輕工、食品、冶金等部門(mén)。本設(shè)計(jì)的題目是苯-甲苯二元物系篩板式精餾塔的設(shè)計(jì)。在確定的工藝條件下，確定設(shè)計(jì)方案和設(shè)計(jì)內(nèi)容，其主要包括精餾塔工藝設(shè)計(jì)計(jì)算、塔輔助設(shè)備設(shè)計(jì)計(jì)算、精餾工藝過(guò)程流程圖、精餾塔設(shè)備結(jié)構(gòu)圖以及設(shè)計(jì)說(shuō)明書(shū)。關(guān)鍵詞：篩板塔；苯-甲苯；工藝計(jì)算；結(jié)構(gòu)圖AbstractFractionator is separat

2、ing the liquid mixture of the most commonly used as a unit operation, mainly using reflux liquid mixture was distilled to obtain high-purity separation, is the industry's most widely used liquid mixture is separated, widely used in petroleum, chemical, light work, food, metallurgy and other sect

3、ors. This design is entitled benzene - Toluene Binary System sieve tray type distillation column design. Under certain conditions, to determine the design and content design, which includes rectifying tower design and calculation process, tower auxiliary equipment design calculations, distillation p

4、rocess flow diagram, distillation apparatus configuration diagram and design specifications.Key words：Sieve tray; benzene - toluene; process calculation; configuration diagram目 錄摘 要Abstract第1章 緒論11.1 概述11.2 設(shè)計(jì)依據(jù)31.3 廠址選擇3第2章 設(shè)計(jì)方案的選擇和論證32.1 設(shè)計(jì)流程32.1.1 選擇原則 42.1.2 設(shè)計(jì)流程圖42.2 設(shè)計(jì)要求52.2.1 滿(mǎn)足工藝與操作的要求5 滿(mǎn)足經(jīng)濟(jì)

5、上的需求5 2.2.3 保證安全生產(chǎn)52.3 設(shè)計(jì)思路52.3.1 文獻(xiàn)檢索62.3.2 小組討論72.4 相關(guān)符號(hào)說(shuō)明7第3章 塔的工藝計(jì)算93.1 基礎(chǔ)物性數(shù)據(jù)93.1.1 苯和甲苯的物理性質(zhì)93.1.2 苯和甲苯飽和蒸汽壓Po93.1.3 苯和甲苯的液相密度L93.1.4 液體表面張力103.1.5 液體粘度103.2 塔的工藝計(jì)算103.2.1 操作壓力的計(jì)算103.2.2 操作溫度的計(jì)算11 3.2.3 原料液及塔頂、塔底產(chǎn)品的摩爾分率113.2.4 原料液及塔頂、塔底產(chǎn)品的平均摩爾質(zhì)量123.2.5 物料衡算123.3 理論板數(shù)計(jì)算123.3.1 相對(duì)揮發(fā)度的求取123.3.2 操

6、作回流比的求取133.3.3 精餾塔的氣液負(fù)荷133.3.4 操作線的求取133.3.5 理論板層數(shù)NT的求取133.3.6 實(shí)際板數(shù)N的求取153.4 塔的工藝條件及有關(guān)物性數(shù)據(jù)的計(jì)算163.4.1 平均密度計(jì)算163.4.2 液體表面張力計(jì)算173.4.3 液體平均粘度計(jì)算183.4.4 氣液負(fù)荷計(jì)算193.5 精餾塔的工藝尺寸的計(jì)算203.6 塔板流體力學(xué)校核213.6.1 溢流裝置計(jì)算213.6.2 塔板布置243.7 塔板負(fù)荷性能圖25第4章 輔助設(shè)備的選型344.1 進(jìn)料管的選擇344.2 回流管的選擇344.3 塔底出口管路的選擇354.4 塔頂蒸汽管的選擇354.5 加料蒸汽管

7、的選擇364.6 人孔的設(shè)計(jì)364.7 法蘭36第5章 塔附件設(shè)計(jì)計(jì)算375.1 選用釜式再沸器375.2 冷凝器的選型37設(shè)計(jì)總結(jié)37參考文獻(xiàn)40附 錄1 設(shè)計(jì)結(jié)果一覽表42附 錄2 苯-甲苯精餾塔的工藝流程圖43致 謝45第1章 緒論精餾塔是進(jìn)行精餾的一種塔式汽液接觸裝置，又稱(chēng)為蒸餾塔。有板式塔與填料塔兩種主要類(lèi)型。根據(jù)操作方式又可分為連續(xù)精餾塔與間歇精餾塔。蒸氣由塔底進(jìn)入，與下降液進(jìn)行逆流接觸，兩相接觸中，下降液中的易揮發(fā)(低沸點(diǎn))組分不斷地向蒸氣中轉(zhuǎn)移，蒸氣中的難揮發(fā)(高沸點(diǎn))組分不斷地向下降液中轉(zhuǎn)移，蒸氣愈接近塔頂，其易揮發(fā)組分濃度愈高，而下降液愈接近塔底，其難揮發(fā)組分則愈富集，達(dá)到

8、組分分離的目的。由塔頂上升的蒸氣進(jìn)入冷凝器，冷凝的液體的一部分作為回流液返回塔頂進(jìn)入精餾塔中，其余的部分則作為餾出液取出。塔底流出的液體，其中的一部分送入再沸器，熱蒸發(fā)后，蒸氣返回塔中，另一部分液體作為釜?dú)堃喝〕觥?.1 概述高徑比很大的設(shè)備稱(chēng)為塔器。塔設(shè)備是煉油、化工、石油化工等生產(chǎn)中廣泛應(yīng)用的氣液傳質(zhì)設(shè)備,更是成為化工、煉油生產(chǎn)中最重要的設(shè)備之一。常見(jiàn)的可在塔設(shè)備中完成的單元操作有：精餾、吸收、解吸和萃取等。此外，工業(yè)氣體的冷卻與回收，氣體的濕法凈制和干燥，以及兼有氣液兩相傳質(zhì)和傳熱的增濕、減濕等。而工業(yè)上對(duì)塔設(shè)備的主要要求是：（1）生產(chǎn)能力大；（2）傳熱、傳質(zhì)效率高；（3）氣流的摩擦阻力

9、小；（4）操作穩(wěn)定，適應(yīng)性強(qiáng)，操作彈性大；（5）結(jié)構(gòu)簡(jiǎn)單，材料耗用量少；（6）制造安裝容易，操作維修方便。此外，還要求不易堵塞、耐腐蝕等。根據(jù)塔內(nèi)氣液接觸部件的結(jié)構(gòu)型式，可分為板式塔和填料塔。板式塔內(nèi)設(shè)置一定數(shù)目的塔板，氣體以鼓泡或噴射形式穿過(guò)板上液層進(jìn)行質(zhì)熱傳遞，氣液相組成呈階梯變化，屬逐級(jí)接觸逆流操作過(guò)程。填料塔內(nèi)裝有一定高度的填料層，液體自塔頂沿填料表面下流，氣體逆流向上（也有并流向下者）與液相接觸進(jìn)行質(zhì)熱傳遞，氣液相組成沿塔高連續(xù)變化，屬微分接觸操作過(guò)程。它們都可使氣（或汽）液或液液兩相之間進(jìn)行緊密接觸，達(dá)到相際傳質(zhì)及傳熱的目的。而板式塔又大致可分為兩類(lèi)：（1）有降液管的塔板，如泡罩、

10、浮閥、篩板、導(dǎo)向篩板、新型垂直篩板、蛇形、S型、多降液管塔板；（2）無(wú)降液管的塔板，如穿流式篩板（柵板）、穿流式波紋板等。工業(yè)應(yīng)用較多的是有降液管的塔板，如浮閥、篩板、泡罩塔板等。根據(jù)設(shè)計(jì)任務(wù)書(shū)，此設(shè)計(jì)的塔型為篩板塔。篩板塔是很早出現(xiàn)的一種板式塔。五十年代起對(duì)篩板塔進(jìn)行了大量工業(yè)規(guī)模的研究，逐步掌握了篩板塔的性能，并形成了較完善的設(shè)計(jì)方法。與泡罩塔相比，篩板塔具有下列優(yōu)點(diǎn)：生產(chǎn)能力大20-40%，塔板效率高10-15%，壓力降低30-50%，而且結(jié)構(gòu)簡(jiǎn)單，塔盤(pán)造價(jià)減少40%左右，安裝、維修都較容易。從而一反長(zhǎng)期的冷落狀況，獲得了廣泛應(yīng)用。近年來(lái)對(duì)篩板塔盤(pán)的研究還在發(fā)展，出現(xiàn)了大孔徑篩板（孔徑可

11、達(dá)20-25mm），導(dǎo)向篩板等多種形式。篩板塔盤(pán)上分為篩孔區(qū)、無(wú)孔區(qū)、溢流堰及降液管等幾部分。工業(yè)塔常用的篩孔孔徑為3-8mm，按正三角形排列?？臻g距與孔徑的比為2.5-5。近年來(lái)有大孔徑（10-25mm）篩板的，它具有制造容易，不易堵塞等優(yōu)點(diǎn)，便。只是漏液點(diǎn)低，操作彈性小。篩板塔的特點(diǎn)如下：（1）結(jié)構(gòu)簡(jiǎn)單、制造維修方便（2）生產(chǎn)能力大，比浮閥塔還高。（3）塔板壓力降較低，適宜于真空蒸餾。（4）塔板效率較高，但比浮閥塔稍低。（5）合理設(shè)計(jì)的篩板塔可是具有較高的操作彈性，僅稍低與泡罩塔。（6）小孔徑篩板易堵塞，故不宜處理臟的、粘性大的和帶有固體粒子的料液。1.2 設(shè)計(jì)依據(jù)1設(shè)計(jì)題目：分離苯-甲苯

12、精餾塔設(shè)計(jì)2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（進(jìn)料量）：20000噸/年 操作周期：300*24=7200小時(shí)/年 進(jìn)料組成：45%（質(zhì)量分率，下同） 塔頂產(chǎn)品組成：98% 塔底產(chǎn)品組成：2%（2）操作條件 操作壓力：常壓 進(jìn)料熱狀態(tài)：泡點(diǎn)進(jìn)料 冷卻水：20 加熱蒸汽：0.2MPa 塔頂為全凝器，中間泡點(diǎn)進(jìn)料，連續(xù)精餾。 設(shè)備型式：篩板式3設(shè)計(jì)原則 本設(shè)計(jì)任務(wù)為分離苯-甲苯混合物。對(duì)于二元混合物的分離，應(yīng)采用連續(xù)精餾流程。設(shè)計(jì)中采用氣液混合物進(jìn)料，將原料液通過(guò)預(yù)熱器加熱至溫度后送入精餾塔內(nèi)。塔頂上升蒸氣采用全凝器冷凝，冷凝液在泡點(diǎn)下一部分回流至塔內(nèi)，其余部分作為塔頂產(chǎn)品冷卻后送至儲(chǔ)罐

13、。該物系屬易分離物系，最小回流比較小，故操作回流比取最小回流比的2倍。塔釜采用間接蒸汽加熱，塔底產(chǎn)品經(jīng)冷卻后送至儲(chǔ)罐。1.3 廠址選擇齊齊哈爾市富拉爾基區(qū)第2章 設(shè)計(jì)方案的選擇與論證設(shè)計(jì)方案的確定是指整個(gè)精餾裝置的流程、各種設(shè)備的結(jié)構(gòu)型式和某些操作指標(biāo)的確定。例如組分的分離順序、塔設(shè)備的型式、操作壓力、進(jìn)料熱狀態(tài)、塔頂蒸汽的冷凝方式等。確定設(shè)計(jì)方案總的原則是在可能的條件下，盡量采用科學(xué)技術(shù)上的最新成就，使生產(chǎn)達(dá)到技術(shù)上最先進(jìn)、經(jīng)濟(jì)上最合理的要求，符合優(yōu)質(zhì)、高產(chǎn)、安全、低消耗的原則。苯和甲苯混合液經(jīng)原料預(yù)熱器加熱至泡點(diǎn)后送入精餾塔。塔頂上升蒸汽采用全凝器冷凝后，一部分作為回流，其余為塔頂產(chǎn)品，經(jīng)

14、冷卻器冷卻后送至貯槽。2.1 設(shè)計(jì)流程板式塔工藝尺寸設(shè)計(jì)計(jì)算的主要內(nèi)容包括：板間距、塔徑、塔板型式、溢流裝置、塔板布置、流體力學(xué)性能校核、負(fù)荷性能圖以及塔高等。其設(shè)計(jì)計(jì)算方法可查閱有關(guān)資料。著重應(yīng)注意的是：塔板設(shè)計(jì)的任務(wù)是以流經(jīng)塔內(nèi)氣液的物流量、操作條件和系統(tǒng)物性為依據(jù)，確定具有良好性能（壓降小、彈性大、效率高）的塔板結(jié)構(gòu)與尺寸。塔板設(shè)計(jì)的基本思路是：以通過(guò)某一塊板的氣液處理量和板上氣液組成，溫度、壓力等條件為依據(jù)，首先參考設(shè)計(jì)手冊(cè)上推薦數(shù)據(jù)初步確定有關(guān)的獨(dú)立變量，然后進(jìn)行流體力學(xué)計(jì)算，校核其是否符合所規(guī)定的范圍，如不符合要求就必須修改結(jié)構(gòu)參數(shù)，重復(fù)上述設(shè)計(jì)步驟直到滿(mǎn)意為止。最后給制出負(fù)荷性能

15、圖，以確定適宜操作區(qū)和操作彈性。塔高的確定還與塔頂空間、塔底空間、進(jìn)料段高度以及開(kāi)人孔數(shù)目的取值有關(guān)，可查資料2。表2-1 參數(shù)選取項(xiàng)目方 式壓力加料狀態(tài)加熱方式回 流 比冷凝器冷卻介質(zhì)板式塔選取連續(xù)精餾常壓氣液混合間接蒸汽R=(1.1-2.0)Rmin全凝器自來(lái)水篩板塔2.1.1 選擇原則 通過(guò)老師確定選題，小組成員通過(guò)文獻(xiàn)檢索、討論等方式進(jìn)行計(jì)算、設(shè)計(jì)，最終確定設(shè)計(jì)流程圖。主要遵循滿(mǎn)足選題要求、經(jīng)濟(jì)、安全、環(huán)保、節(jié)能等原則。 設(shè)計(jì)流程圖本設(shè)計(jì)任務(wù)為分離苯一甲苯混合物。由于對(duì)物料沒(méi)有特殊的要求，可以在常壓下操作。對(duì)于二元混合物的分離，應(yīng)采用連續(xù)精餾流程。設(shè)計(jì)中采用泡點(diǎn)進(jìn)料，將原料液通過(guò)預(yù)熱器

16、加熱至泡點(diǎn)后送人精餾塔內(nèi)。塔頂上升蒸氣采用全凝器冷凝，冷凝液在泡點(diǎn)下一部分回流至塔內(nèi)，其余部分經(jīng)產(chǎn)品冷卻器冷卻后送至儲(chǔ)罐。圖1 工藝流程圖2.2 設(shè)計(jì)要求 滿(mǎn)足工藝和操作的要求所設(shè)計(jì)出來(lái)的流程和設(shè)備，首先必須保證產(chǎn)品達(dá)到任務(wù)規(guī)定的要求，而且質(zhì)量要穩(wěn)定，這就要求各流體流量和壓頭穩(wěn)定，入塔料液的溫度和狀態(tài)穩(wěn)定，從而需要采取相應(yīng)的措施。其次所定的設(shè)計(jì)方案需要有一定的操作彈性，各處流量應(yīng)能在一定范圍內(nèi)進(jìn)行調(diào)節(jié)，必要時(shí)傳熱量也可進(jìn)行調(diào)整。因此，在必要的位置上要裝置調(diào)節(jié)閥門(mén)，在管路中安裝備用支線。計(jì)算傳熱面積和選取操作指標(biāo)時(shí)，也應(yīng)考慮到生產(chǎn)上的可能波動(dòng)。再其次，要考慮必需裝置的儀表(如溫度計(jì)、壓強(qiáng)計(jì)，流量

17、計(jì)等)及其裝置的位置，以便能通過(guò)這些儀表來(lái)觀測(cè)生產(chǎn)過(guò)程是否正常，從而幫助找出不正常的原因，以便采取相應(yīng)措施。 滿(mǎn)足經(jīng)濟(jì)上的需求同時(shí)要盡可能的節(jié)省熱能和電能的消耗，減少設(shè)備及基建費(fèi)用。如前所述在蒸餾過(guò)程中如能適當(dāng)?shù)乩盟?、塔底的廢熱，就能節(jié)約很多生蒸汽和冷卻水，也能減少電能消耗。又如冷卻水出口溫度的高低，一方面影響到冷卻水用量，另方面也影響到所需傳熱面積的大小，即對(duì)操作費(fèi)和設(shè)備費(fèi)都有影響。同樣，回流比的大小對(duì)操作費(fèi)和設(shè)備費(fèi)也有很大影響。2.2.3 保證安全生產(chǎn)條件可以的話，保證安全生產(chǎn)也是必要的。對(duì)于有毒物料，不能讓其蒸汽彌漫車(chē)間。如，苯是易揮發(fā)的毒性液體。塔是指定在常壓下操作的，塔內(nèi)壓力過(guò)大

18、或塔驟冷而產(chǎn)生真空，都會(huì)使塔受到破壞，因而需要安全裝置。以上三項(xiàng)原則在生產(chǎn)中都是同樣重要的。但在化工原理課程設(shè)計(jì)中，對(duì)第一個(gè)原則應(yīng)作較多的考慮，對(duì)第二個(gè)原則只作定性的考慮，而對(duì)第三個(gè)原則只要求作一般的考慮。2.3 設(shè)計(jì)思路 在本次設(shè)計(jì)中，我們進(jìn)行的是苯和甲苯二元物系的精餾分離，簡(jiǎn)單蒸餾和平衡蒸餾只能達(dá)到組分的部分增濃，如何利用兩組分的揮發(fā)度的差異實(shí)現(xiàn)高純度分離，是精餾塔的基本原理。實(shí)際上，蒸餾裝置包括精餾塔、原料預(yù)熱器、蒸餾釜、冷凝器、釜液冷卻器和產(chǎn)品冷卻器等設(shè)備。蒸餾過(guò)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篩板式連續(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

19、實(shí)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(guò)程中，熱能利用率很低，有時(shí)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?；亓鞅仁蔷s操作的重要工藝條件。選擇的原則是使設(shè)備和操作費(fèi)用之和最低。在設(shè)計(jì)時(shí)要根據(jù)實(shí)際需要選定回流比。設(shè)計(jì)過(guò)程中主要通過(guò)文獻(xiàn)檢索與小組討論確定設(shè)計(jì)方案及流程圖。2.3.1 文獻(xiàn)檢索 通過(guò)查找兩物質(zhì)的性質(zhì)以及文獻(xiàn)檢索等確定設(shè)計(jì)方案。苯的沸點(diǎn)為80.1，熔點(diǎn)為5.5，在常溫下是一種無(wú)色、味甜、有芳香氣味的透明液體，易揮發(fā)。苯比水密度低，密度為0.88g/ml，但其分子質(zhì)量比水重。苯難溶于水，1

20、L水中最多溶解1.7g苯；但苯是一種良好的有機(jī)溶劑，溶解有機(jī)分子和一些非極性的無(wú)機(jī)分子的能力很強(qiáng)。甲苯是最簡(jiǎn)單，最重要的芳烴化合物之一。在空氣中，甲苯只能不完全燃燒，火焰呈黃色。甲苯的熔點(diǎn)為-95 ，沸點(diǎn)為111 。甲苯帶有一種特殊的芳香味（與苯的氣味類(lèi)似），在常溫常壓下是一種無(wú)色透明，清澈如水的液體，密度為0866gcm，對(duì)光有很強(qiáng)的折射作用（折射率：1.4961）。甲苯幾乎不溶于水(0.52 g/l)，但可以和二硫化碳，酒精，乙醚以任意比例混溶，在氯仿，丙酮和大多數(shù)其他常用有機(jī)溶劑中也有很好的溶解性。甲苯的粘性為0.6 mPas，也就是說(shuō)它的粘稠性弱于水。甲苯的熱值為40.940 kJ/k

21、g，閃點(diǎn)為4 ，燃點(diǎn)為535 。分離苯和甲苯，可以利用二者沸點(diǎn)的不同，采用塔式設(shè)備改變其溫度，使其分離并分別進(jìn)行回收和儲(chǔ)存。板式精餾塔、浮法塔都是常用的塔類(lèi)型，可以根據(jù)不同塔各自特點(diǎn)選擇所需要的塔。本設(shè)計(jì)選用篩板式精餾塔。2.3.2 小組討論小組成員共同研究確定設(shè)計(jì)計(jì)算過(guò)程以及解決設(shè)計(jì)流程中遇到的問(wèn)題。2.4 相關(guān)符號(hào)說(shuō)明表2-1 相關(guān)符號(hào)說(shuō)明符號(hào)意義SIA組分的量KmolB組分的量KmolC組分的量KmolD塔頂產(chǎn)品流率Kmol/sE總板效率X液相組分中摩爾分率y氣相組分中摩爾分率相對(duì)揮發(fā)度粘度PasF原料進(jìn)量或流率Kmol/sL下降液體流率Kmol/sN理論塔板數(shù)P系統(tǒng)的總壓Paq進(jìn)料中液

22、相所占分率r汽化潛熱KJ/Kmolt溫度KV上升蒸氣流率Kmol/sW蒸餾釜的液體量Kmolhc與干板壓強(qiáng)降相當(dāng)?shù)囊褐叨萴hd液體流出降液管的壓頭損失mhL板上液層高度mZ塔的有效段高度m液體在降液管內(nèi)停留時(shí)間sL液體密度Kg/m3V氣體密度Kg/m3接上：V氣體密度Kg/m3液體表面張力dyn/cmWd降液管寬度m密度Kg/m3Aa基板鼓泡區(qū)面積m2Af總降壓管截面積m2AT基截面積m2C氣相負(fù)荷參數(shù)C20液體表面張力為20dny.cm-1 時(shí)的氣相負(fù)荷參數(shù)D塔徑mg重力加速度h0降液管底隙高度mhp與單板壓降相當(dāng)?shù)囊簩痈叨萴hW出口堰高mHT板間距mLW堰長(zhǎng)mLh塔內(nèi)液體流量m3/hLs

23、塔內(nèi)液體流量m3/sN一層塔板上的篩孔總數(shù)U空塔氣速m/sU0篩板氣速m/sVh塔內(nèi)氣體流量m3/hVs塔內(nèi)氣體流量m3/s第 3 章 塔的工藝計(jì)算3.1 基礎(chǔ)的物性據(jù)3.1.1 苯和甲苯的物理性質(zhì)表3-1 苯和甲苯的物理性質(zhì)項(xiàng)目分子式分子量M沸點(diǎn)臨界溫度臨界壓強(qiáng)kPa苯C6H678.1180.1289.24910甲苯C6H5CH392.14110.6321.04050 苯和甲苯的飽和蒸汽壓PO苯和甲苯的飽和蒸汽壓可用Antoine方程求算，即式中T 物系溫度，Po 飽和蒸汽壓，kPaA、B、 C Antoine 常數(shù)，其值見(jiàn)下表。表3-2 Antoine 常數(shù)組分ABC苯6.0231206.

24、35220.24甲苯6.0781343.94219.58 苯和甲苯的液相密度L表3-3 苯和甲苯的液相密度溫度8090100110120苯kg/m3815.0803.9792.5780.3768.9甲苯kg/m3810.0800.2790.3780.3770.0 液體表面張力表3-4 液體表面張力溫度t,6080100120140苯mN/m23.7421.2718.8516.4914.17甲苯mN/m23.9421.6919.9417.3415.32 液體粘度L表3-5 液體表面張力溫度t,6080100120140苯mPas0.3810.3080.2550.2150.184甲苯mPas0.3

25、730.3110.2640.2280.2003.2 塔的工藝計(jì)算3.2.1操作壓力的計(jì)算塔頂操作壓力 =101.312KPa 每層塔板的壓降 P=0.7 KPa進(jìn)料操作壓力 PF=101.312+0.713=110.4KPa塔底操作壓力 PW=108.33+0.77=113.23KPa精餾段平均壓力 Pm=105.85KPa提餾段平均壓力 Pm=111.82KPa3.2.2 操作溫度的計(jì)算依據(jù)操作壓力，由泡點(diǎn)方程通過(guò)試差法計(jì)算出泡點(diǎn)溫度，其中苯、甲苯的飽和蒸氣壓由安托尼方程計(jì)算。計(jì)算結(jié)果如下表：表3-6 安托尼常數(shù)溫度t,ABC苯(A)6.0231206.35220.24甲苯(B)6.0781

26、343.94219.58塔頂溫度80.49 進(jìn)料板溫度92.65 塔底溫度=110.50精餾段平均溫度=（ 80.4992.65）/2 =86.56提餾段平均溫度=（92.65+110.5）/2 =101.65塔平均溫度=（86.56+101.65）/2 =94.063.2.3 原料液及塔頂、塔底產(chǎn)品的摩爾分率：苯的摩爾質(zhì)量 =78.11Kg/mol甲苯的摩爾質(zhì)量 =92.14Kg/mol=0.4911=0.9829=0.02353.2.4 原料液及塔頂、塔底產(chǎn)品的平均摩爾質(zhì)量=0.491178.11+(1-0.4911)92.14=85.34Kg/mol=0.982978.11+(1-0.9

27、829)92.14=78.35Kg/molMw=0.023578.11+(1-0.0235)92.14=91.81Kg/mol3.2.5 物料衡算原料處理量 F=32.55Kmol/h總物料衡算 32.55=DW苯物料衡算 32.55×0.490.98D0.02W聯(lián)立解得 D15.94kmolh W=16.61 kmolh式中 F-原料液流量，kmolh D-塔頂產(chǎn)品量，kmolhW-塔釜產(chǎn)品量，kmolh3.3 理論板數(shù)的計(jì)算3.3.1 相對(duì)揮發(fā)度的求取苯（A）與甲苯（B）的飽和蒸汽壓與溫度的關(guān)系可用安托尼方程表達(dá)苯： lg=6.032- 甲苯：lg=6.078- 因?yàn)榧妆降恼７?/p>

28、點(diǎn)為110.6，苯的沸點(diǎn)為80.1所以，當(dāng)t=80.1時(shí)，=103.58kPa，=39.23kPa當(dāng)t=110.6 時(shí)，=242.98kPa，=101.76kPa因?yàn)楸?甲苯屬于理想物系所以烏拉爾定律代入=/則=103.58/39.23=2.64 =242.98/101.76=2.39 所以=2.51 所以，相平衡方程為：y=3.3.2 操作回流比的求取 采用作圖法求最小回流比。液體為泡點(diǎn)進(jìn)料，所以q=1。在上圖中對(duì)角線上，自點(diǎn)作垂線（0.4911,0.4911），即為進(jìn)料線(線)，該線與平衡線的交點(diǎn)坐標(biāo)為xq=0.4911 yq=0.7078故最小回流比為1.2695取操作回流比為3.3.3

29、 精餾塔的氣、液相負(fù)荷 （由于泡點(diǎn)進(jìn)料）3.3.4 操作線的求取精餾段操作線方程為提餾段操作線方程為3.3.5 理論板層數(shù)NT的求取 苯一甲苯屬理想物系，可采用逐板法求理論板層數(shù)。 前面求得=2.51 相平衡方程 y=0.4911 =0.7078 因泡點(diǎn)進(jìn)料，q=1 所以有=0.4911 第一塊板上升蒸汽組成 29 第一塊板下降液體組成由y=可得：第二塊板下降液體組成由可得：同理可得：因?yàn)?=0.4911所以精餾段理論板N精=7，進(jìn)料板位置在第8塊塔板。第八塊板的上升蒸汽組成由提餾段操作線方程進(jìn)行計(jì)算： 因?yàn)?=0.0235所以提留段理論板N提=6則全塔總理論板層數(shù)NT=13（不包括再沸器）3

30、.3.6 實(shí)際板層數(shù)N的求取 全塔效率的計(jì)算: 塔平均溫度=94.06查表得各組分黏度，0.28mPas精餾段實(shí)際板層數(shù)為提餾段實(shí)際板層數(shù)為進(jìn)料板在第13塊板3.4 精餾塔的工藝條件及有關(guān)物性數(shù)據(jù)的計(jì)算 以逐板法所計(jì)算所得的板數(shù)為例：3.4.1 平均密度計(jì)算 1氣相平均密度計(jì)算 由理想氣體狀態(tài)方程計(jì)算，精餾段的平均氣相密度即 提餾段的平均氣相密度2.液相平均密度計(jì)算 液相平均密度依下式計(jì)算，即 塔頂液相平均密度的計(jì)算，由，查手冊(cè)得塔頂液相的質(zhì)量分率 進(jìn)料板液相平均密度的計(jì)算，由，查手冊(cè)得 進(jìn)料板液相的質(zhì)量分率 塔底液相平均密度的計(jì)算，由，查手冊(cè)得塔底液相的質(zhì)量分率 精餾段液相平均密度為 提餾段

31、液相平均密度為3.4.2 液體平均表面張力計(jì)算 液相平均表面張力依下式計(jì)算，即 塔頂液相平均表面張力的計(jì)算，由，查手冊(cè)得 進(jìn)料板液相平均表面張力的計(jì)算，由，查手冊(cè)得 塔底液相平均表面張力的計(jì)算，由，查手冊(cè)得 精餾段液相平均表面張力為 提餾段液相平均表面張力為 3.4.3 液體平均粘度計(jì)算 液相平均粘度依下式計(jì)算，即 塔頂液相平均粘度的計(jì)算，由，查手冊(cè)得 解出 進(jìn)料板液相平均粘度的計(jì)算，由，查手冊(cè)得 解出塔底液相平均粘度的計(jì)算，由，查手冊(cè)得 解出精餾段液相平均粘度為 提餾段液相平均粘度為 3.4.4 氣液負(fù)荷計(jì)算 精餾段： 提餾段：3.5 精餾塔的塔體工藝尺寸計(jì)算 塔徑的計(jì)算塔板間距HT的選定很

32、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、檢修等都有關(guān)。可參照下表所示經(jīng)驗(yàn)關(guān)系選取。表 3-7 板間距與塔徑關(guān)系塔徑DT，m0.30.50.50.80.81.61.62.42.44.0板間距HT，mm200300250350300450350600400600對(duì)精餾段：初選板間距，取板上液層高度，故；查得；依式校正物系表面張力為時(shí)可取安全系數(shù)為，則安全系數(shù)（），故 按標(biāo)準(zhǔn),塔徑圓整為,則空塔氣速。對(duì)提餾段：初選板間距，取板上液層高度，故查得；依式 校正物系表面張力為時(shí)可取安全系數(shù)為，則安全系數(shù)（），故按標(biāo)準(zhǔn),塔徑圓整為1m，則空塔氣速。在設(shè)計(jì)塔的時(shí)候塔徑取1m3.6

33、 塔板流體力學(xué)校核3.6.1 溢流裝置計(jì)算 因塔徑，可選用單溢流弓形降液管，采用平行受液盤(pán)。對(duì)精餾段各項(xiàng)計(jì)算如下： a)溢流堰長(zhǎng)：?jiǎn)我缌魅ト⊙唛L(zhǎng)b)出口堰高：由，查：圖，知,依式可得故c)降液管的寬度與降液管的面積：由查（：圖）得，利用(：式)計(jì)算液體在降液管中停留時(shí)間以檢驗(yàn)降液管面積，即（大于，符合要求）d)降液管底隙高度：取液體通過(guò)降液管底隙的流速（）依(：式)：符合（）e)受液盤(pán) 采用平行形受液盤(pán)，不設(shè)進(jìn)堰口，深度為60mm 同理可以算出提溜段a)溢流堰長(zhǎng)：?jiǎn)我缌魅ィ⊙唛L(zhǎng)b)出口堰高：由，查：圖，知,依式可得故c)降液管的寬度與降液管的面積：由查（：圖）得， 利用(：式)計(jì)算液體在降液

34、管中停留時(shí)間以檢驗(yàn)降液管面積，即（大于5s，符合要求）d)降液管底隙高度：取液體通過(guò)降液管底隙的流速（0.07-0.25）依(：式):符合（）3.6.2 塔板布置 1精餾段塔板的分塊 因故塔板采用分塊式。查表得，塔極分為4塊。對(duì)精餾段：a)取邊緣區(qū)寬度,安定區(qū)寬度，（當(dāng)時(shí)，）b)計(jì)算開(kāi)孔區(qū)面積，c)篩孔數(shù)與開(kāi)孔率：取篩孔的孔徑為，正三角形排列，一般碳的板厚為,取，故孔中心距篩孔數(shù)個(gè)，則（在范圍內(nèi)）則每層板上的開(kāi)孔面積為氣體通過(guò)篩孔的氣速為 2提餾段：a)取邊緣區(qū)寬度,安定區(qū)寬度，（當(dāng)時(shí)，）b) 計(jì)算開(kāi)孔區(qū)面積， c)篩孔數(shù)與開(kāi)孔率：取篩孔的孔徑為，正三角形排列，一般碳的板厚為,取，故孔中心距篩

35、孔數(shù)個(gè)，則（在范圍內(nèi)）則每層板上的開(kāi)孔面積為氣體通過(guò)篩孔的氣速為3.7 塔板負(fù)荷性能圖 1精餾段：(1) 漏液線 由在操作范圍內(nèi)，任取幾個(gè)值，依上式計(jì)算出值，計(jì)算結(jié)果列于表3-8。 表 3-8 Ls-Vs關(guān)系Ls0.0000010.00060.00150.0030.0045Vs0.04577040.0472070.04840160.0498940.511118由上表數(shù)據(jù)即可作出漏液線。 (2) 霧沫夾帶線 以為限，求 關(guān)系如下： 由聯(lián)立以上幾式，整理得在操作范圍內(nèi)，任取幾個(gè)值，依上式計(jì)算出值，計(jì)算結(jié)果列于表3-9。 表 3-9 Ls-Vs關(guān)系Ls0.0000010.00060.00150.00

36、30.0045Vs1.3152211.2535831.2009431.1333001.076564由上表數(shù)據(jù)即可作出液沫夾帶線。 (3) 液相負(fù)荷下限線 對(duì)于平直堰，取堰上液層高度作為最小液體負(fù)荷標(biāo)準(zhǔn)。據(jù)此可作出與氣體流量無(wú)關(guān)的垂直液相負(fù)荷下限線。 (4) 液相負(fù)荷上限線 以作為液體在降液管中停留時(shí)間的下限 據(jù)此可作出與氣體流量元關(guān)的垂直液相負(fù)荷上限線。 (5) 液泛線 令由聯(lián)立得 忽略，將與，與，與的關(guān)系式代人上式，并整理得 式中：將有關(guān)的數(shù)據(jù)代入整理，得在操作范圍內(nèi)，任取幾個(gè)值，依上式計(jì)算出值，計(jì)算結(jié)果列于表3-10。 表 3-10 Ls-Vs關(guān)系Ls0.0000010.00060.001

37、50.0030.0045Vs0.2062990.2010480.1958260.187118177053由上表數(shù)據(jù)即可作出液泛線。 根據(jù)以上各線方程，可作出篩板塔的負(fù)荷性能圖，如圖所示。 圖2 在負(fù)荷性能圖上，作出操作點(diǎn)，連接，即作出操作線。由圖可看出，該篩板的操作上限為液泛控制，下限為漏液控制。由上圖查得 故操作彈性為 2提餾段(1) 漏液線 由得在操作范圍內(nèi)，任取幾個(gè)值，依上式計(jì)算出值，計(jì)算結(jié)果列于表3-11。 表 3-11 Ls-Vs關(guān)系Ls0.0000010.00060.00150.0030.0045Vs0.01183470.01232310.01272550.01322460.013

38、6291由上表數(shù)據(jù)即可作出漏液線。 (2) 液沫夾帶線 以為限，求關(guān)系如下： 由聯(lián)立以上幾式，整理得在操作范圍內(nèi)，任取幾個(gè)值，依上式計(jì)算出值，計(jì)算結(jié)果列于表3-12。 表 3-12 Ls-Vs關(guān)系Ls0.0000010.00060.00150.0030.0045Vs1.2977051.2840491.2723861.2573991.244828由上表數(shù)據(jù)即可作出液沫夾帶線。 (3) 液相負(fù)荷下限線 對(duì)于平直堰，取堰上液層高度作為最小液體負(fù)荷標(biāo)準(zhǔn)。據(jù)此可作出與氣體流量無(wú)關(guān)的垂直液相負(fù)荷下限線。 (4) 液相負(fù)荷上限線 以作為液體在降液管中停留時(shí)間的下限 據(jù)此可作出與氣體流量元關(guān)的垂直液相負(fù)荷上限

39、線。 (5) 液泛線 令由聯(lián)立得 忽略，將與，與，與的關(guān)系式代人上式，并整理得式中：將有關(guān)的數(shù)據(jù)代入整理，得在操作范圍內(nèi)，任取幾個(gè)值，依上式計(jì)算出值，計(jì)算結(jié)果列于表3-13。 表 3-13 Ls-Vs關(guān)系Ls0.0000010.00060.00150.0030.0045Vs0.1421250.1351940.1287110.1194030.110079由上表數(shù)據(jù)即可作出液泛線。 根據(jù)以上各線方程，可作出篩板塔的負(fù)荷性能圖，如圖所示。 圖3在負(fù)荷性能圖上，作出操作點(diǎn)，連接，即作出操作線。由圖可看出，該篩板的操作上限為液泛控制，下限為漏液控制。由上圖查得 故操作彈性為 第 4 章 輔助設(shè)備的選型4

40、.1進(jìn)料管的選擇進(jìn)料的質(zhì)量流率：進(jìn)料的體積流率：則進(jìn)料管的直徑可由以下公式計(jì)算：式中：為料液在進(jìn)液管內(nèi)的流速，且取=1.6m/s， 同時(shí)設(shè)置兩個(gè)進(jìn)料管不同時(shí)間內(nèi)進(jìn)料，且每個(gè)進(jìn)料管的進(jìn)料量均為：4.2回流管的選擇冷凝器安裝在塔頂時(shí)，回流液在管道中的流速一般不能過(guò)高，否則冷凝器高度也要相應(yīng)提高。 即回流管設(shè)計(jì)如下：回流管的質(zhì)量流率：回流管直徑依下式計(jì)算：式中：為液料在回流管內(nèi)的流速，且取=1.6m/s4.3塔底出口管路的選擇釜底料液的質(zhì)量流量：釜底料液的體積流量：釜底出口管直徑依下式計(jì)算：式中：為液料在釜底出口管內(nèi)的流速，且取=1.6m/s4.4塔頂蒸汽管從塔頂至冷凝器的蒸汽管，尺寸必須適合，以免

41、產(chǎn)生過(guò)大壓降，特別在減壓過(guò)程中，過(guò)大壓降會(huì)影響塔的真空度。即塔頂蒸汽管設(shè)計(jì)如下：塔頂蒸汽管直徑依下式計(jì)算：式中：為液料在塔頂蒸汽管內(nèi)的流速，且取=20m/s； 近似取為精餾段的體積流率，且=0.6。4.5 加料蒸汽管的選擇加料蒸汽管直徑依下式計(jì)算：式中：為液料在塔頂蒸汽管內(nèi)的流速，且取=23m/s；4.6人孔的設(shè)計(jì)人孔是安裝或檢修人員進(jìn)出塔的唯一通道，人孔的設(shè)置應(yīng)便于人進(jìn)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(guò)多會(huì)使制造時(shí)塔體的彎曲度難以達(dá)到要求，一般每隔6-8塊板開(kāi)設(shè)一個(gè)孔，本塔分別在第8、16、24塊板處（從上往下數(shù)）開(kāi)設(shè)一個(gè)人孔，即可。在設(shè)置人孔處，每個(gè)人孔直徑為450mm

42、，板間距為800mm,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。4.7 法蘭由于近似常壓操作，所有法蘭均采用標(biāo)準(zhǔn)管法蘭，帶頸平焊鋼管法蘭，由不同的公稱(chēng)直徑，選用相應(yīng)的法蘭。進(jìn)料管接管法蘭：DN15PN105HG20592-97回流管接管法蘭：DN15PN105HG20592-97塔底出料管法蘭：DN20PN105HG20592-97塔頂蒸汽管法蘭：DN150PN105HG20592-97塔釜蒸汽進(jìn)氣法蘭：DN150PN105HG20592-97第 5 章 塔附件設(shè)計(jì)計(jì)算5.1選用釜式再沸器塔底溫度，用的蒸汽，釜液出口溫度參考工程實(shí)際，選取傳熱系數(shù)為傳熱溫差氣體流量 密度則當(dāng)時(shí) 傳熱面積

43、冷凝水流量5.2冷凝器的選型設(shè)計(jì)中采用管殼式全凝器，以便及時(shí)排出冷凝液。冷凝水和氣體之間采用逆流形式，起液膜減少，傳熱系數(shù)增大，利于節(jié)省面積，減少材料費(fèi)用冷凝器的傳熱面積和冷卻水的用量 塔頂溫度 冷凝水 產(chǎn)品出口溫度則， 氣體流量，密度取傳熱系數(shù)傳熱面積冷凝水流量設(shè)計(jì)總結(jié)課程設(shè)計(jì)是化工原理課程的一個(gè)總結(jié)性教學(xué)環(huán)節(jié)，是培養(yǎng)學(xué)生綜合運(yùn)用本門(mén)課程及有關(guān)選修課程的基本知識(shí)去解決某一設(shè)計(jì)任務(wù)的一次訓(xùn)練。在整個(gè)教學(xué)計(jì)劃中，它也起著培養(yǎng)學(xué)生獨(dú)立工作能力的重要作用。 課程設(shè)計(jì)不同于平時(shí)的作業(yè)，在設(shè)計(jì)中需要學(xué)生自己做出決策，即自己確定方案，選擇流程，查取資料，進(jìn)行過(guò)程和設(shè)備計(jì)算，并要對(duì)自己的選擇做出論證和核算，

44、經(jīng)過(guò)反復(fù)的分析比較，擇優(yōu)選定最理想的方案和合理的設(shè)計(jì)。所以，課程設(shè)計(jì)是培養(yǎng)學(xué)生獨(dú)立工作能力的有益實(shí)踐。 通過(guò)課程設(shè)計(jì),學(xué)生應(yīng)該注重以下幾個(gè)能力的訓(xùn)練和培養(yǎng)： 1. 查閱資料，選用公式和搜集數(shù)據(jù)(包括從已發(fā)表的文獻(xiàn)中和從生產(chǎn)現(xiàn)場(chǎng)中搜集)的能力； 2. 樹(shù)立既考慮技術(shù)上的先進(jìn)性與可行性，又考慮經(jīng)濟(jì)上的合理性，并注意到操作時(shí)的勞動(dòng)條件和環(huán)境保護(hù)的正確設(shè)計(jì)思想，在這種設(shè)計(jì)思想的指導(dǎo)下去分析和解決實(shí)際問(wèn)題的能力；3. 迅速準(zhǔn)確的進(jìn)行工程計(jì)算的能力；4. 學(xué)會(huì)了用簡(jiǎn)潔的文字，清晰的圖表來(lái)表達(dá)自己設(shè)計(jì)思想的能力；5. 提高了計(jì)算機(jī)使用的能力，學(xué)會(huì)了公式編輯器的使用。通過(guò)本次精餾塔的課程設(shè)計(jì)，對(duì)精餾這一章節(jié)有

45、了更加全面系統(tǒng)的認(rèn)識(shí)和深入的學(xué)習(xí)，同時(shí)也對(duì)我們?cè)跁?shū)本上學(xué)習(xí)到的理論知識(shí)和實(shí)際工業(yè)生產(chǎn)聯(lián)系起來(lái)，讓我們充分認(rèn)識(shí)了實(shí)際生產(chǎn)和理論的出入，所以我們?cè)谠O(shè)計(jì)設(shè)備的時(shí)候要照顧到方方面面，培養(yǎng)我們良好的大局觀，整個(gè)設(shè)計(jì)過(guò)程必須條理清晰參考文獻(xiàn)1 賈紹義，柴誠(chéng)敬，化工原理課程設(shè)計(jì)M，天津大學(xué)出版社，2002.82 柴誠(chéng)敬,化工原理下冊(cè)M，天津大學(xué)華工學(xué)院，高等教育出版社，2006.1 3 大連理工大學(xué)化工原理教研室編，化工原理課程設(shè)計(jì)M，大連理工大學(xué)出版社，1994.7 4 柴誠(chéng)敬，化工原理第二版下冊(cè)M，高等教育出版社，2010.6 5 匡國(guó)柱，史啟才，化工單元過(guò)程及設(shè)備課程設(shè)計(jì)M，化學(xué)工業(yè)出版社，2001.

46、10 6 陳維杻，傳遞過(guò)程與單元操作下冊(cè)M，浙江大學(xué)出版社，1994.8 7 任曉光，化工原理課程設(shè)計(jì)指導(dǎo)M，化學(xué)工業(yè)出版社，2009.18 董繼紅，邵景玲，顧軍，等.年產(chǎn)60 萬(wàn)噸 對(duì)二甲苯項(xiàng)目中苯/甲苯/混合二甲苯分離的Aspen Plus 模擬研究J. Journal of Yancheng Institute of Technology( Natural Science Edition). June 2015. Vol28 No 2:59-639 Alexander M. Niziolek, Onur Onel, Yannis A. Guzman, and Christodoulos

47、A. Floudas. Biomass-Based Production of Benzene, Toluene, and Xylenes viaMethanol: Process Synthesis and Deterministic Global OptimizationJ. American Chemical Society.2016:4970-499810 J. Javaloyes-Anton, R. Ruiz-Femenia,* and J. A. Caballero. Rigorous Design of Complex Distillation Columns Using Process Simulators and the Particle Swarm Optimization AlgorithmJ. American Chemical Society.2013:15621-1563411 Kus