精餾塔課程設(shè)計苯甲苯連續(xù)精餾篩板塔的設(shè)計

1、 化工原理課程設(shè)計 -苯-甲苯連續(xù)精餾篩板塔的設(shè)計專業(yè)年級 ： 化工系應(yīng)用化工1101班姓 名 ： 顏新濤 （0901110105） 指導(dǎo)老師 ： 蘇 明 陽 2012年12月 目錄1、 序言-52、 板式精餾塔設(shè)計任務(wù)書- 61.1 設(shè)計方案的選用及基礎(chǔ)數(shù)據(jù)的搜索- 61.2 精餾塔的物料衡算 -10 （1） 物料衡算-10 （2） 確定操作回流比-11 （3） 求操作線方程-11 （4） 逐板法求理論板-12 （5） 全塔效率的計算-13 （6） 實際塔板數(shù) -131.3 精餾塔的工藝條件及有關(guān)物性數(shù)據(jù)的計算-13 (1) 操作壓力的計算-13 （2） 溫度-14 （3） 平均分子量-14

2、 （4） 平均密度-15液相密度-15氣相密度-15 （5） 液體表面張力-16 （6） 液體黏度-16 （7） 氣液負(fù)荷計算-161.4 精餾塔的塔體工藝尺寸計算-17 (1) 塔徑-171.5 塔板主要工藝尺寸的計算-18 (1) 溢流裝置-18 （2） 塔板布置-19 （3） 篩孔數(shù)與開孔率-19 （4） 塔有效高度-201.6 篩板的流體力學(xué)驗算-20 （1） 氣體通過篩板壓降相當(dāng)?shù)囊褐叨?20 （2） 霧沫夾帶量的驗算 -21 （3） 漏液的驗算-21 （4） 液泛驗算-22 1.7 塔板負(fù)荷性能圖-22 （1） 霧沫夾帶線-22 （2） 液泛線-24 （3） 液相負(fù)荷上限線-25

3、 （4） 漏液線-25 （5） 液相負(fù)荷下限線-263、 篩板塔的工藝設(shè)計設(shè)計結(jié)果總表-274、 設(shè)計小結(jié)-295、 參考文獻-29 一 序言 化工原理課程設(shè)計是綜合運用化工原理、物理化學(xué)、化工制圖等所學(xué)課程的知識，完成一個單元設(shè)備設(shè)計為主的一次性實踐教學(xué)。是理論聯(lián)系實際的橋梁，在整個教學(xué)中起者培養(yǎng)學(xué)生能力的重要作用。通過課程設(shè)計，要求更加熟悉工程設(shè)計的基本內(nèi)容，掌握化工單元操作設(shè)計的主要程序及方法，鍛煉和提高學(xué)生綜合運用理論知識和技能的能力，問題分析能力、思考問題能力和計算能力等。精餾是分離液體混合物（含可液化的氣體混合物）中最常用的一種單元操作，在化工、煉油、石油化工等工業(yè)中得到廣泛應(yīng)用。

4、精餾過程在能量劑驅(qū)動下，使氣液兩相多次直接接觸和分離，利用液相混合物中各組分的揮發(fā)度不同，使易揮發(fā)組分有液相向氣相轉(zhuǎn)化，難揮發(fā)組分由氣相向液相轉(zhuǎn)移，實現(xiàn)原料混合液中組分的分離。根據(jù)生產(chǎn)上的不同要求，可采用不同的精餾操作方式。本設(shè)計為苯-甲苯連續(xù)精餾篩板塔的設(shè)計，即采用連續(xù)操作方式用精餾塔來扽李易揮發(fā)組分的苯和不易揮發(fā)的甲苯。 二 板式精餾塔設(shè)計任務(wù)書1、 設(shè)計題目苯-甲苯連續(xù)精餾篩板塔的設(shè)計2、 設(shè)計內(nèi)容及要求 設(shè)計方案及流程說明、塔和塔板主要工藝尺寸的設(shè)計、塔高、塔徑以及塔板結(jié)構(gòu)尺寸的確定、塔板的流體力學(xué)驗算、塔板的負(fù)荷性能圖。繪制塔設(shè)備結(jié)構(gòu)圖、采用繪圖紙徒手繪制。三、設(shè)計計算1.1 設(shè)計方

5、案的選定及基礎(chǔ)數(shù)據(jù)的搜集 (1) 本設(shè)計任務(wù)為分離苯-甲苯混合物。設(shè)計中采用泡點進料，將原料液通過預(yù)熱器加熱至泡點后送入精餾塔內(nèi)。塔頂上升蒸汽采用全凝器冷凝，冷凝液在泡點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罐。其中回流比為最小回流比的2倍。塔頂設(shè)置再沸器采用間接蒸汽加熱，塔底產(chǎn)品經(jīng)冷卻后送入儲罐。其板式塔的簡略圖如下：(2) 已知參數(shù)苯-甲苯混合液處理量，3t/h；進料熱狀態(tài)，泡點進料；回流比為最小回流比的2倍塔頂壓強4kPa(表壓）;熱源是低壓飽和水蒸汽；單板壓降為0.7KPa。XF=0.45， XD=0.85， XW=0.04 ; =2.45(3) 基礎(chǔ)數(shù)據(jù)如下。表1苯-甲

6、苯的物理性質(zhì)項目分子式相對分子質(zhì)量Mr沸點/臨界溫度tc/臨界壓強pc/kPa苯78.1180.1288.56833.4甲苯92.13110.6318.574107.7表2苯-甲苯的液相密度溫度t/8090100110120/（kg/)815803.9792.5780.3768.9/（kg/)810800.2790.3780.3770.9 表3 液體表面張力溫度t/8090100110120/(mN/m)21.2720.0618.8517.6616.49/(mN/m)21.6920.5919.9618.4117.31 表 4 常壓下苯-甲苯的氣液平衡數(shù)據(jù) 表 5 液體粘度溫度t/8090100

7、110120/（mPaS）0.3080.2790.2550.2330.215/（mPaS）0.3110.2860.2640.2540.228表 6 液體汽化熱溫度t/8090100110120/（kJ/kg)394.1386.9379.3371.5363.2/（kJ/kg)379.9373.8367.6361.2354.61.2 精餾塔的物料衡算 （1） 物料衡算 已知=0.45;=0.85;XF=0.45，F(xiàn)=3t/h; 所以=0.45 X 78+0.55 X 92 =85.7F=3000/85.7=3.5 總物料衡算 D + W = F 苯物料衡算 FXF = D+W 聯(lián)立 D = 17.

8、7 W = 17.3 F- 原料液流量 D- 塔頂產(chǎn)品量 W- 塔底產(chǎn)品量 （2） 確定操作回流比 因為泡點進料，所以q = 1 ;所以= XF = 0.45 ；=0.67= = 0.82 R =2 = 1.64、-為q線與平衡線的交點坐標(biāo)（3） 求操作線方程 精餾段操作方程為： = + = 0.621 +0.322 提餾段操作線方程為 ： 相平衡方程為： = （4） 逐板法求理論板：因為q=1 ，所以 =0.85用精餾段操作線和相平衡操作線逐板計算：= =0.698 =0.62+0.322=0.755 =0.557 =0.62+0.322=0.668 =0.451 =0.62+0.322=0

9、.602=0.382 XF = 0.45 =1.37-0.0148=0.508 故 精餾段理論板數(shù) n = 3 用提留段操作線和相平衡操作線繼續(xù)逐板計算： =0.297 =1.37-0.0148=0.392 =0.208 =1.37-0.0148=0.270 =0.131 =1.37-0.0148=0.164 =0.0741 =1.37-0.0148=0.0872 =0.0374 =0.04 所以提餾段理論塔板 n = 5（不包括釜）第4層為進料板。（5） 全塔效率的計算據(jù)塔頂、塔底液相組成查圖，得塔平均溫度為95.35，該溫度下進料液相平均粘度為：=0.45+（1-0.45） = 0.45X

10、0.266+0.55X0.274=0.2704（mPaS)=0.17-0.6160.2704=0.52=52 (6) 實際塔板數(shù)N 精餾段 N(精）=3/0.52=5.77 ； 取6層 提餾段 N（提）=5/0.52=9.6 ： 取10層 進料板在第7層1.3 精餾塔的工藝條件及有關(guān)物性數(shù)據(jù)的計算 依精餾段為例進行計算 (1) 操作壓力 塔頂操作壓力=4+101.3=105.3kPa 因為每層塔壓降P=0.7kPa 則進料板壓強 =105.3+6X0.7=109.5kPa 精餾段平均操作壓強=107.4kPa(2) 溫度 根據(jù)操作壓強， 塔頂=81.27, 進料板=98.5,精餾段平均溫度t(

11、精）=（81.27+98.5）/2 = 89.89(3) 平均分子量 塔頂平均分子量計算：=0.698= 0.85X78 +(1-0.85)X92 = 80.1 (kg/kmol)=0.698x78 + (1-0.698)X92 = 82.228 (kg/kmol) 進料板平均分子量計算： 由： =0.602 =0.382=0.602X78 + (1-0.602) X92 = 83.572 (kg/kmol)=0.382X78 + (1-0.382) X92 = 86.36 (kg/kmol)精餾段平均分子量計算： （精）= (kg/kmol)（精）= (kg/kmol)（4） 平均密度計算；

12、 液相密度： 1/=/+/ (a 為質(zhì)量分?jǐn)?shù)） 塔頂： = ; 由表2 苯與甲苯的也想密度 得到 (kg/) : (kg/) 。所以塔頂液相平均密度 (kg/)進料板，由加料版液相組成 =0.385 所以= (kg/) (kg/) 所以 =792.71 (kg/)故 : 精餾段平均液相密度（精）=802.87 (kg/)氣相密度=2.912 (kg/)（5） 液體表面張力 液體平均表面張力由= 計算： 因為=81.27,=98.5,查表計算得：（頂）=0.85X21.12+0.15X21.55=21.185 (mN/m) (進）=0.382X19.0132+0.618X20.038=19.64

13、6 (mN/m)所以：精餾段平均表面張力為：（精）=20.416 (mN/m) （6） 液體黏度計算： 液體平均黏度由計算因為=81.27,=98.5,查表計算得：(頂）=0.85X0.304+0.15X0.308=0.305 (mPas)(進）=0.382X0.259+0.618X0.267=0.264 (mPas) 所以精餾段平均黏度（精）=（0.305+0.264）/2=0.285 (mPas)（7） 氣液負(fù)荷計算： V=(R+1)D=(1.64+1)X17.7=46.728 (Kmol/h)= (/s) L=RD1.64X17.7=29.03 (kmol/h) (/s)1.4 精餾塔的

14、塔體工藝尺寸計算： （1）塔徑的計算 表7 板間距與塔徑的關(guān)系塔徑/m塔間距/m200-300250-350300-450350-600400-600初選板間距=0.04m，取板上液層高度=0.06m，故- =0.40-0.06 = 0.34 m = 0.045查史密斯關(guān)聯(lián)圖 得=0.072 ; 依式C= ; 校正到物系表面張力為20.4mN/m時的C,即： C= = 0.0723=C=1.197 (m/s)取安全系數(shù)為0.70，則 = 0.70=0.838 (m/s) D = = 0.971 (m) 按標(biāo)準(zhǔn)，塔徑圓整為1.0m ,則空塔氣速為0.79m/s.1.5 塔板主要工藝尺寸的計算：

15、（1）溢流裝置計算：采用單溢流、弓形降液管、平行受溢盤及平行流堰，不設(shè)進口堰。計算如下：溢流堰長,取堰長為0.66D,即=0.66X1.0=0.66 m出口堰高 計算如下=-由/D=0.66/1=0.66，/2.5=1.73 m ，查表3，知E為1.05，依式=0.013 （m) 所以=0.047 （m)降液管的寬度與降液管的面積: 由/D=0.66，查表6，得/D=0.124，/=0.0722故 =0.124D=0.124X1.0=0.124（m）=0.0722X=0.0722X0.785X1.0=0.0567（m)由式= = 13.34 (大于5S，符合要求）降液管底隙高度 ： 取液體通過

16、降液管底隙的流速 為0.08 m/s , 計算降液管管底高度，即：=0.032 （m)（2）塔板布置取邊緣區(qū)寬度=0.035 m，安定區(qū)寬度=0.065 m。依式=2=D/2-(+)=1.0/2-(0.124+0.165)=0.311 (m) R=D/2-=1.0/2-0.035=0.465 (m)（3）篩孔數(shù)n與開孔率：取篩孔的孔徑為5mm ，正三角形排列 ，一般碳鋼的板率為3mm ，取t/=3.0故 孔中心距t=3.0X5.0=15.0 m篩孔數(shù)： n=1158X10/ tX=9453 (個）依式100%計算塔板上開孔區(qū)的開孔率，即 100%=10.1%（在5%-15%范圍之間）每層塔板上

17、的開孔面積=0.101X0.532=0.537(m)氣體通過篩孔的氣速=0.62/0.0537=3.6 (m/s)(4) 塔有效高度Z（精餾段） Z=(10-1)x0.4=3.6 (m)1.6 篩板的流體力學(xué)驗算塔板的流體力學(xué)計算，目的在于驗算預(yù)選的塔板參數(shù)是否能維持塔的正常操作，以便決定對有關(guān)塔板參數(shù)進行必要的調(diào)整，最后還要做出塔板負(fù)荷性能圖。(1) 氣體通過篩板壓降相當(dāng)?shù)囊褐叨扔嬎阋朗?干板壓降相當(dāng)?shù)囊褐叨龋阂朗?=5/3=1.67，查干篩孔的流量系數(shù)圖得到：=0.84,由式 =0.051=0.051X=0.0351 (m) 氣流穿過板上液層壓降相當(dāng)?shù)囊褐叨?計算如下：=0.852

18、（m/s)=0.852=1.46由與關(guān)聯(lián)圖查得，板上液層充氣系數(shù)=0.61，依式=（)=0.61X0.06=0.0366 (m) 克服液體表面張力壓降相當(dāng)?shù)囊褐叨龋?依式=0.00207 (m) 故 =0.0351+0.0366+0.00207=0.074 （mm) 則 單板壓強=0.074 X 802.9 X 9.81Pa=580Pa<0.7KPa（設(shè)計允許值）(2) 霧沫夾帶量的驗算：= =0.014kg液/kg氣<0.1kg液/kg氣 故 在設(shè)計負(fù)荷下不會發(fā)生過量霧沫夾帶。（3） 漏液的驗算 由式=4.4 計算得：=6.5 （m/s） 篩板的穩(wěn)定系數(shù) K =1.78 >

19、; 1.5故 在設(shè)計負(fù)荷下不會產(chǎn)生過量漏液。（4） 液泛驗算： 為防止降液管液泛的發(fā)生，應(yīng)使降液管中清夜層高度依式=， · 而 由 =0.153 計算的=0.00099 （m)=0.074+0.06+0.0009=0.135 (m)取=0.5， 則=0.5（0.4+0.047）=0.223 （m)故 <,在設(shè)計負(fù)荷下不會發(fā)生液泛。根據(jù)以上塔板的各項流體力學(xué)驗算，可認(rèn)為精餾段塔徑及各工藝尺寸是合適的。1.8塔板負(fù)荷性能圖（1） 霧沫夾帶線依式= ， 式中 =1.373=2.5=2.5近似取E1.0，=0.047 m ，=0.66 （m)故計算得到 =0.118+2.206取霧沫夾

20、帶極限值為0.1kg液/kg氣，已知=20.41X10N/m , =0.4 m ,并將、代入式中得到： 0.1=計算出相應(yīng)的值列于表8中。 表8 及的取值（一） /（m/s)0.6X101.5X103.0X104.5X10/（m/s)1.211.761.081.02依表中數(shù)據(jù)在-圖中做出霧沫夾帶線如圖2所示： 圖2 精餾段負(fù)荷性能圖（2） 液泛線（見圖2） 聯(lián)立=， <得到=近似取E1.0，=0.66 m ，由式=計算得 =0.8825由式 由式 =0.0915由式=和 =0.8825得到=0.0282+0.5295因為 =0.00207 m故綜合以上得： =0.303+0.0915=0

21、.53由式 =0.153 得=343將=0.4 m ,=0.047 m ,=0.5 , =0.8825, =0.303+0.0915=0.53=343代入式子=和 <中得：-3748.6在操作范圍內(nèi)取若干值，依上式計算值，列于表9中，依表9中數(shù)據(jù)作出液泛線，如圖2所示。 表9及的取值（二）/（m/s)0.6X101.5X103.0X104.5X10/（m/s)1.481.391.251.10(2) 液相負(fù)荷上限線 （見圖2）取液體在降液管中停留時間為4s ，則液相負(fù)荷上限線為：=0.0567（m/s)液相負(fù)荷上限線在-坐標(biāo)圖上為與氣體流量無關(guān)的垂直線，如圖2所示。（4） 漏液線（氣相負(fù)荷

22、上限線）由 =0.047+0.8825 , =代入漏液點氣速式：=4.4得： 前已算出為0.0537m,代入上式并整理，得： =3.28此即氣相負(fù)荷限關(guān)系式，在操作范圍內(nèi)任取n個值，依上式計算相應(yīng)的V 值， 列于表10中，依表中數(shù)據(jù)作氣相負(fù)荷下限線，如圖2所示。 表10 及的取值（三）/（m/s)0.6X101.5X103.0X104.5X10/（m/s)1.481.391.251.10（5） 液相負(fù)荷下限線 （5）（見圖2）取平堰、堰上液層高度=0.006 m 作為液相負(fù)荷下限條件，依式= ， 取E1.0 ,則=0.013 （m) 0.006=整理上式得 =5.61X10 (m/s) 依次值在-圖上作線即為液相負(fù)荷下限線，如圖2所示。將以上5條線標(biāo)會于圖2中，即為精餾段負(fù)荷性能圖。5條線包圍區(qū)域為精餾段塔板操作區(qū)，A線為操作線。A線與霧沫夾帶線的交點相應(yīng)氣液負(fù)荷為，A線與漏液線的交點為相應(yīng)氣相負(fù)荷?？芍驹O(shè)計塔板上限由霧沫夾帶控制，下限由漏液控制。 精餾段的操作彈性=3.273、 篩塔板的工藝設(shè)計計算結(jié)果總表項目符號單位計算數(shù)據(jù)精餾段提餾段各段平均壓強Pkpa10.74略各段平均溫度t89.89平均流量氣相m/s0.62液相m/s0.0017實際塔板數(shù)N 塊6板間距Hm0.40 塔的有效高度Zm3.6塔徑Dm1.0空塔流速um/s0.79