精品資料（2021-2022年收藏的）苯甲苯體系板式精餾塔設(shè)計

1、北京理工大學(xué)化工原理課程設(shè)計化工原理課程設(shè)計設(shè)計題目:苯-甲苯體系板式精餾塔設(shè)計化工原理課程設(shè)計任務(wù)書Ø 設(shè)計任務(wù)分離含苯 35% ，甲苯65%的二元均相混合液，要求所得單體溶液的濃度不低于97% 。（以上均為質(zhì)量分率）物料處理量： 20000噸/年。 （按300天/年計）物料溫度為常溫（可按20計）。Ø 設(shè)計內(nèi)容設(shè)計一常壓下連續(xù)操作的板式精鎦塔，設(shè)計內(nèi)容應(yīng)包含：方案選擇與流程設(shè)計；工藝計算（物料、熱量衡算，操作方式與條件確定等），主要設(shè)備的工藝尺寸計算（塔高、塔徑）；主體設(shè)備設(shè)計，塔板選型與布置，流體力學(xué)性能校核，操作負(fù)荷性能圖，附屬設(shè)備選型；繪制工藝流程示意圖、塔體結(jié)構(gòu)

2、示意圖、塔板布置圖；（設(shè)計圖紙可手工繪制或CAD繪圖）Ø 計算機(jī)輔助計算要求物性計算編制計算二元理想混合物在任意溫度下熱容的通用程序；編制計算二元理想混合物在沸騰時的汽化潛熱的通用程序。氣液相平衡計算編制計算二元理想混合物在任意溫度下泡點、露點的通用程序；編制計算二元理想混合物在給定溫度、任意組成下氣液分率及組成的通用程序。精餾塔計算編制計算分離二元理想混合液最小回流比的通用程序；編制分離二元理想混合液精餾塔理論塔板逐板計算的通用程序。采用上述程序?qū)υO(shè)計題目進(jìn)行計算Ø 報告要求設(shè)計結(jié)束，每人需提交設(shè)計說明書（報告）一份，說明書格式應(yīng)符合畢業(yè)論文撰寫規(guī)范，其內(nèi)容應(yīng)包括：設(shè)計任

3、務(wù)書、前言、章節(jié)內(nèi)容，對所編程序應(yīng)提供計算模型、程序框圖、計算示例以及文字說明，必要時可附程序清單；說明書中各種表格一律采用三線表，若需圖線一律采用坐標(biāo)紙（或計算機(jī)）繪制；引用數(shù)據(jù)與計算公式須注明出處（加引文號），并附參考文獻(xiàn)表。說明書前后應(yīng)有目錄、符號表；說明書可作封面設(shè)計，版本一律為十六開(或A4幅面)。摘要化工生產(chǎn)與現(xiàn)在生活密切相關(guān)，人類的生活離不開各色各樣的化工產(chǎn)品。設(shè)計化工單元操作，一方面綜合了化學(xué)，物理，化工原理等相關(guān)理論知識，根據(jù)課程任務(wù)設(shè)計優(yōu)化流程與工藝，另一方面也要結(jié)合計算機(jī)等輔助設(shè)備與機(jī)械制圖等軟件對數(shù)據(jù)和圖形進(jìn)行處理。本次設(shè)計旨在分離苯與甲苯混合物，苯與甲苯化學(xué)性質(zhì)相同，

4、可按理想物系處理。通過所學(xué)的化工原理理論知識，根據(jù)物系物理化學(xué)特性及熱力學(xué)參數(shù)，對精餾裝置進(jìn)行選型與優(yōu)化，對于設(shè)備的直徑，高度，操作條件（溫度、壓力、流量、組成等）對其生產(chǎn)效果，如產(chǎn)量、質(zhì)量、消耗、操作費用的影響尋找最優(yōu)值。本次設(shè)計塔設(shè)備選用板式塔，氣體以鼓泡的形式穿過板上的液層，進(jìn)行傳質(zhì)與傳熱，選用板式塔中結(jié)構(gòu)簡單造價低廉的篩板塔。前言作為一名學(xué)習(xí)化學(xué)工程與工藝專業(yè)的學(xué)生，化工原理是專業(yè)課中的重中之重。通過大三一年專業(yè)課的學(xué)習(xí)，我們初步掌握了化工流程與工藝的理論知識?；ぴ磉@門課程緊密聯(lián)系了化工生產(chǎn)實際，是一門實踐性極強(qiáng)的工程性學(xué)科。而化工原理課程設(shè)計更具備綜合性與實踐性，為化工原理理論課

5、與實際運(yùn)用的橋梁。在這次課程設(shè)計中，我更加深刻地體會到了化工單元操作的具體環(huán)節(jié)，同時也大大提高了自己分析問題與解決問題的能力，有利于自己在未來的學(xué)習(xí)與工作中更好地去處理事務(wù)。此次課程設(shè)計是分離苯與甲苯混合物。苯與甲苯屬于二元理想混合物，設(shè)計中采用的是常壓連續(xù)精餾。本次設(shè)計塔的選型為板式塔，采用的是篩板塔。篩板塔的優(yōu)點是結(jié)構(gòu)簡單，制造維修方便，造價低，相同條件下生產(chǎn)能力高于浮閥塔，塔板效率接近浮閥塔。其缺點是穩(wěn)定操作范圍窄，小孔徑篩板以堵塞，不適宜處理黏性大的、臟的和帶固體粒子的料液。熱量由塔釜輸入，物料在塔內(nèi)經(jīng)多次部分氣化與部分冷凝進(jìn)行精餾分離。塔頂冷凝裝置選用全凝器。為使塔的操作穩(wěn)定，免受季

6、節(jié)氣溫影響，精餾，提餾段采用相同的塔徑以便于制造，采用飽和液體（泡點）進(jìn)料。蒸餾采用間接蒸汽加熱，設(shè)置再沸器?；亓鞅冗x用最小回流比1.5倍（一般R=(1.12)Rmin。通過相關(guān)理論與經(jīng)驗公式對所需數(shù)據(jù)進(jìn)行處理與計算。同時在設(shè)計過程中也充分利用了計算機(jī)輔助計算與CAD制圖。將所學(xué)的知識充分結(jié)合起來。完成了本次課程設(shè)計的要求。設(shè)計是一項創(chuàng)造勞動，身處其中，我們痛并快樂著。對于每一個工藝參數(shù)的設(shè)計，做到小心翼翼；對于每一個小任務(wù)的完成又倍有成就感，設(shè)計過程計算量很大，這也要求我們以嚴(yán)肅認(rèn)真的態(tài)度對待設(shè)計，對自己所提交的數(shù)據(jù)負(fù)責(zé)。在整個過程中極大地鍛煉了自己各方面的能力。設(shè)計題目:苯-甲苯體系板式精

7、餾塔設(shè)計1化工原理課程設(shè)計任務(wù)書2Ø設(shè)計任務(wù)2Ø設(shè)計內(nèi)容2Ø計算機(jī)輔助計算要求2Ø報告要求3摘要4前言5第1章詳細(xì)設(shè)計方案81.1設(shè)計任務(wù)說明81.2流程設(shè)計91.2.1分離苯與甲苯工藝流程圖：91.2.2流程說明91.3設(shè)計方案101.3.1精餾方式選擇101.3.2進(jìn)料熱狀態(tài)111.3.3操作壓力121.3.4回流比的選擇121.3.5回流比121.3.6塔頂冷凝器的冷凝方式131.3.7精餾塔類型的選擇13第2章精餾過程工藝設(shè)計152.1原料狀態(tài)152.1.1苯與甲苯的物理性質(zhì)162.1.2物料衡算：162.1.3摩爾分?jǐn)?shù)162.1.4露點、泡點的

8、計算172.2圖解法求理論塔板數(shù)202.2.1苯與甲苯飽和蒸汽壓的確定202.2.2回流比R的確定212.2.3操作線方程252.2.4圖解步驟252.2.5相對揮發(fā)度262.2.6全塔效率282.3逐板計算法計算理論塔板數(shù)292.4相關(guān)物性參數(shù)計算312.4.1操作溫度312.4.2操作壓力322.4.3平均摩爾質(zhì)量計算322.4.4平均密度332.4.5液相平均表面張力352.4.6液相平均黏度362.4.7熱容372.4.8氣化潛熱40第3章精餾塔塔體工藝尺寸計算423.1塔徑的計算423.1.1精餾段塔徑的計算423.1.2提餾段塔徑的計算443.2精餾塔有效高度計算45第4章塔板主要

9、工藝尺寸464.1溢流裝置計算464.1.1溢流堰長lw：464.1.2溢流出口堰高度hw464.1.3弓形降液管寬度Wd和截面積Af484.1.4降液管底隙高度h0494.2塔板布置504.2.1塔板的分塊504.2.2邊緣區(qū)寬度確定504.2.3開孔區(qū)面積計算504.2.4篩孔數(shù)n與開孔率51第5章篩板的流體力學(xué)驗算535.1精餾段535.1.1塔板壓降Pp535.1.2液面落差555.1.3液沫夾帶555.1.4漏液555.1.5液泛565.2提餾段575.2.1塔板壓降575.2.2液沫夾帶585.2.3漏液595.2.4液泛59第6章塔板負(fù)荷性能圖616.1精餾段616.1.1漏液線

10、616.1.2液沫夾帶線616.1.3液相負(fù)荷下限線626.1.4液相負(fù)荷上限線626.1.5液泛線636.2提餾段656.2.1漏液線656.2.2液沫夾帶線666.2.3液相負(fù)荷下限線676.2.4液相負(fù)荷上限線676.2.5液泛線67第7章板式塔的結(jié)構(gòu)及塔體高度717.1塔體結(jié)構(gòu)717.1.1塔體總高度717.2附屬設(shè)備設(shè)計747.2.1塔的接管748.2.2冷凝器768.2.3進(jìn)料預(yù)熱器778.2.4再沸器788.2.5離心泵798.2.6貯罐79第8章程序設(shè)計807.1二元理想混合物在任意濃度下泡點、露點的計算807.2最小回流比計算程序827.3苯與甲苯溶液在給定溫度、任意組成下氣

11、液分率及組成的通用程序。837.4二元混合精餾塔理論塔板逐板計算的通用程序857.5計算二元在任意溫度下熱容的通用程序877.6計算二元混合物在沸騰時的汽化潛熱的通用程序90第1章 詳細(xì)設(shè)計方案1.1 設(shè)計任務(wù)說明分離物系：苯和甲苯混合物。分離裝置：常壓下的連續(xù)精餾裝置。進(jìn)料熱狀態(tài)：飽和液體（泡點）進(jìn)料。加熱方式：間接蒸汽加熱，設(shè)置再沸器。塔頂上升蒸汽采用全凝器冷凝?；亓鞅冗x擇：該物系屬易分離物系，最小回流比比較小，操作回流比取最小回流比的1.5倍。1.2 流程設(shè)計1.2.1 分離苯與甲苯工藝流程圖：圖1-1工藝流程圖11.11.1.11.2.2 流程說明原料液利用用離心泵從原料貯罐輸送到原料

12、預(yù)熱器中，預(yù)熱器將原料加熱到泡點溫度后，在塔中部某一適合位置不斷加入塔內(nèi)。整個塔由若干層塔板按一定間距疊置而成，由塔板提供氣、液兩項接觸的場所，一層塔板就是一個接觸級。原料進(jìn)入塔內(nèi)后，分為兩部分：甲苯（重組分）蒸汽在塔頂冷凝器中冷凝，部分冷凝液回流入塔，由上而下經(jīng)過塔板，與自下而上的苯蒸汽進(jìn)行傳質(zhì)，到達(dá)塔底后流出，大部分經(jīng)過塔底再沸器間接加熱重新氣化返回塔內(nèi)，以形成延塔上升的氣流，小部分經(jīng)冷卻器成為產(chǎn)品進(jìn)入產(chǎn)品貯罐并進(jìn)行熱量回收利用，在回流罐內(nèi)加入水噴射泵和自動控制系統(tǒng)，對塔內(nèi)壓力進(jìn)行控制。輕組分乙醇進(jìn)入塔內(nèi)后和自下而上的蒸汽一起通過塔板到達(dá)塔頂，而后作為塔釜加熱器和原料加熱器的加熱工質(zhì)分別流

13、過塔釜加熱器和原料加熱器，然后，進(jìn)入冷卻器冷卻，冷卻后經(jīng)分配器一部分回流至塔內(nèi)繼續(xù)進(jìn)行循環(huán)。精餾塔中的上升氣流與下降液流延塔進(jìn)行多次接觸級蒸餾，從而使上升氣流中的易揮發(fā)組分逐板增加，同時下降液流中的易揮發(fā)組分逐板減少，只要塔板數(shù)目足夠多，就能夠使精餾塔不斷地從塔頂和塔底獲得合格的產(chǎn)品并實現(xiàn)穩(wěn)定操作。1.3 設(shè)計方案1.3.1 精餾方式選擇氣-液平衡共存時，氣相中易揮發(fā)組分含量較液相為富的原理，在實施蒸餾分離時，可選用簡單蒸餾、間歇蒸餾、連續(xù)精餾以及特殊精餾等。簡單蒸餾也稱微分蒸餾，是一種不穩(wěn)定的單級蒸餾過程，需分批（間歇）進(jìn)行。原料液一次加入蒸餾釜中，在一定壓強(qiáng)下加熱至沸，使液體不斷汽化。汽化

14、的蒸汽引出，冷凝后加以收集，得到塔頂產(chǎn)品，即餾出液。簡單蒸餾屬于間歇操作。簡單蒸餾時，氣液兩相的接觸比較充分，可以認(rèn)為兩相的組分達(dá)到了平衡。受相平衡比的限制，簡單蒸餾的分離程度不高。通常用于混合液的初步分離，也用于石油產(chǎn)品的某些物理指標(biāo)的評定。間歇精餾是將料液成批投入蒸餾釜，逐步加熱汽化，待釜液組成降至規(guī)定值后一次性排出的操作。間歇精餾為非定態(tài)過程，在精餾過程中，釜液組成不斷降低，若在操作時保持回流比不變（R不變），則隨時下降；反之，若保持不變，則在精餾過程中不斷提高（增大）R。為了達(dá)到預(yù)期分離要求，實際操作可靈活多樣，例如在操作初期可逐步加大回流比使不變，但 R 過大，經(jīng)濟(jì)上不合理。故操作后

15、期可保持R不變，若所得的餾出液不符合要求，可將此部分產(chǎn)物并入下一批原料再次精餾。間歇精餾往往采用填料塔，這樣可盡量減小持液量（塔身積存的液體量）。持液量將影響間歇精餾過程及產(chǎn)品的數(shù)量。間歇精餾時全塔均為精餾段，無提餾段。因此獲得同樣的塔底、塔頂組成的產(chǎn)品，間歇精餾的能耗必大于連續(xù)精餾。 間歇精餾一般用于混合液的分離要求較高而料液品種或組成經(jīng)常變化的情況。連續(xù)精餾裝置，包括精餾塔、再沸器、冷凝器等。連續(xù)精餾典型操作如：精餾塔供汽液兩相接觸進(jìn)行相際傳質(zhì)，位于塔頂?shù)睦淠魇拐羝玫讲糠掷淠?，部分凝液作為回流液返回塔頂，其余餾出液是塔頂產(chǎn)品。位于塔底的再沸器使液體部分汽化，蒸汽沿塔上升，余下的液體作為

16、塔底產(chǎn)品。進(jìn)料加在塔的中部，進(jìn)料中的液體和上塔段來的液體一起沿塔下降，進(jìn)料中的蒸汽和下塔段來的蒸汽一起沿塔上升。與間歇精餾相比較，連續(xù)精餾的優(yōu)點：一、工藝控制點的控制參數(shù)穩(wěn)定，正常情況下無明顯變化。二、全新概念的回流分配技術(shù)，使精餾塔的采出量、回流量以最優(yōu)化方式精確控制，使塔的能耗、物耗降至最低，分離功效最佳。三、獨特的全凝器設(shè)備技術(shù)，使物料在該系統(tǒng)中只發(fā)生冷凝過程，無冷卻過程，因而使回流流體依然保持泡點，最大限度發(fā)揮精餾塔的分離功效。四、大比表面、大通氣量，低阻力降的高效填料的應(yīng)用，大大提高精餾塔的分離功效，減少物耗、能耗，降低設(shè)備造價。五、由于連續(xù)精餾的控制點的控制參數(shù)穩(wěn)定，所以能量損失小

17、，更加節(jié)能。六、 國內(nèi)獨特的無滯液分布器，保證精餾塔內(nèi)實現(xiàn)零滯液量，精餾塔的操作更穩(wěn)定，控制更便利，產(chǎn)品質(zhì)量得到更充分保證。七、連續(xù)精餾與間歇精餾相比產(chǎn)品的品質(zhì)穩(wěn)定，而且產(chǎn)品的品質(zhì)更佳。其他還有一些特殊精餾方式，如：恒沸精餾、萃取精餾、多組分精餾、鹽效應(yīng)精餾和分子精餾等。由于生產(chǎn)規(guī)模以及純度的要求，本次設(shè)計采用連續(xù)精餾方式。1.3.2 進(jìn)料熱狀態(tài)進(jìn)料熱狀態(tài)與塔板數(shù)、塔徑、塔的熱負(fù)荷及回流量均有密切的聯(lián)系。在實際生產(chǎn)過程中進(jìn)料狀態(tài)有多種。一般以進(jìn)料熱狀態(tài)參數(shù)q表示：實際操作過程中，一般都將料液預(yù)熱到泡點或接近泡點才送入塔中，其主要原因是由于此時塔的操作比較容易控制且不易受季節(jié)氣溫的影響；在泡點進(jìn)

18、料時，精餾段與提餾段的塔徑相同，為設(shè)計和制造上提供了方便。故本次的q=1（泡點進(jìn)料熱狀態(tài)參數(shù)值）。1.3.3 操作壓力精餾操作通?？稍诔骸⒓訅汉蜏p壓下進(jìn)行。確定操作壓力時，必須根據(jù)所處理物料的性質(zhì)，兼顧技術(shù)上的可行性和經(jīng)濟(jì)上的合理性進(jìn)行考慮。采用減壓操作有利于分離相對揮發(fā)度較大組分及熱敏性的物料，但壓力降低將導(dǎo)致塔徑增加，同時還需要使用抽真空的設(shè)備。對于沸點低、在常壓下為氣態(tài)的物料，則應(yīng)在加壓下進(jìn)行精餾。當(dāng)物性無特殊要求時，一般在常壓下操作，這樣不僅降低了對塔體本身的耐壓要求，同時降低了操作成本，不影響分離效率，適合于工業(yè)用途。苯的常壓沸點在80.1，甲苯的常壓沸點為110.63，常壓操作可

19、以滿足要求，因此本次設(shè)計采用常壓操作。1.3.4 回流比的選擇蒸精餾釜的加熱方式通常采用間接蒸汽加熱，設(shè)置再沸器。有時也可采用直接蒸汽加熱。如蒸餾釜殘液中的主要組分是水，且在低濃度下輕組分的相對揮發(fā)度較大時（如乙醇與水）宜用直接蒸汽加熱。其優(yōu)點是可以利用壓強(qiáng)較低的加熱蒸汽以節(jié)省操作費用，并省掉間接加熱設(shè)備。但由于直接蒸汽的加熱，對釜內(nèi)溶液起一定稀釋作用，在進(jìn)料條件和產(chǎn)品純度、輕組分收率一定的前提下，釜液濃度相應(yīng)降低，故需要在提餾段增加塔板數(shù)以達(dá)到生產(chǎn)要求。本設(shè)計是苯-甲苯體系，因此采用間接蒸汽加熱，設(shè)置再沸器。1.3.5 回流比選擇回流比，主要從經(jīng)濟(jì)觀點出發(fā)，力求使設(shè)備費用和操作費用之和最低。

20、一般經(jīng)驗值為式中 R操作回流比 Rmin最小回流比課程設(shè)計中，選用1.3.6 塔頂冷凝器的冷凝方式塔頂上升蒸汽可根據(jù)需要進(jìn)行全部冷凝和部分冷凝。若要全冷凝，則采用全凝器，這樣蒸汽就全部冷凝為液體，一部分回流至塔內(nèi)，一部分再經(jīng)冷卻器冷卻作為塔頂產(chǎn)品引出。若需部分冷凝，則采用分凝器，讓部分蒸汽冷凝為液體，并作為回流液引入塔內(nèi)，余下蒸汽可根據(jù)需要進(jìn)入冷凝冷卻器，冷凝并進(jìn)而冷卻后做為塔頂產(chǎn)品引出。對于小塔，冷凝器可采用簡單的蛇管換熱器；對于大塔，一般都采用列管式換熱器。冷卻介質(zhì)一般采用冷卻水，為了提高冷卻介質(zhì)流速，進(jìn)而提高其對流傳熱系數(shù)，一般都讓冷卻水走管程，蒸汽在管外冷卻。采用分凝器，就等于增加了理

21、論塔板，這對塔頂蒸汽起到了一定的增濃作用，也有利于操作的控制，但卻增加了設(shè)備費。本次設(shè)計采用全凝器將塔頂蒸汽全部冷凝，然后部分回流入塔內(nèi)，其余作為塔頂產(chǎn)品引出。1.3.7 精餾塔類型的選擇精餾、吸收操作過程中，大都采用板式與填料塔兩種型式的塔設(shè)備。板式塔是一種逐級（板）接觸型的汽液傳質(zhì)設(shè)備，塔內(nèi)一塔板作為基本構(gòu)件，氣體以鼓泡或噴射的型式穿過塔板上的液層，使氣液兩相密切接觸進(jìn)行傳質(zhì)。圖1-2：板式塔示意圖填料塔屬于微分接觸型的氣液傳質(zhì)設(shè)備。塔內(nèi)以填料作為氣液接觸和傳質(zhì)的基本構(gòu)件，液體在填料表面呈膜狀向下流動，氣體呈連續(xù)相自下而上流動，并進(jìn)行氣液兩相間的傳質(zhì)。板式塔和填料塔均可作為蒸餾、吸收等汽液

22、傳質(zhì)過程，但兩者之間進(jìn)行比較和選擇時，應(yīng)考慮多方面的因素。表1-1給出了板式塔和填料塔主要的比較情況。表1-1：板式塔和填料塔的比較項目板式塔填料塔壓降較大小尺寸填料較大；大尺寸填料及規(guī)整填料較小空塔氣速較大小尺寸填料較??；大尺寸填料及規(guī)整填料較大塔效率較穩(wěn)定，效率較高傳統(tǒng)填料低；新型亂堆及規(guī)整填料高持液量較大較小液氣比適應(yīng)范圍較大對液量有一定要求安裝檢修較易較難材質(zhì)常用金屬材料金屬及非金屬材料均可造價大直徑時較低新型填料投資較大在進(jìn)行板式塔和填料塔選型比較時，下列情況應(yīng)優(yōu)先選用填料塔：1）有的新型填料具有很高的傳質(zhì)效率，在分離程度要求高的情況下，采用新型填料可降低塔的高度。2）新型填料的壓降

23、較低，對節(jié)能有利，加之新型填料具有較小的持液量，很適于熱敏物料的蒸餾分離。3）對腐蝕性物料，填料塔可選用非金屬材料的填料。4）易于發(fā)泡的物料也宜選填料塔，因為在填料塔內(nèi)氣相主要不以氣泡形式通過液相，可減少發(fā)泡危險。在下列情況下應(yīng)優(yōu)先考慮板式塔：1）板式塔內(nèi)液體滯料量大較大，操作負(fù)荷范圍較寬，操作易于穩(wěn)定，對進(jìn)料濃度的變化也不甚敏感。2）液相負(fù)荷較小的情況。這是填料塔會由于填料表面濕潤不充分難以保證分離效率。3）對易結(jié)垢、有結(jié)晶的物料，板式塔堵塞的危險小。4）需要設(shè)置內(nèi)部換熱元件如蛇管，或需要多個進(jìn)料口或多個側(cè)線出料口時，板式塔的結(jié)構(gòu)易于實現(xiàn)。5）安裝、檢修、清洗較方便。在苯與甲苯的分離過程中，

24、由于苯和甲苯性質(zhì)接近，也沒有特殊性質(zhì)，綜合考慮，本設(shè)計中選用板式塔。第2章 精餾過程工藝設(shè)計122.1 原料狀態(tài)分離物系：苯甲苯二元均相混合液原料狀態(tài)：進(jìn)料溫度20，苯含量35%，甲苯含量65%分離要求：所得苯溶液的濃度不低于97%設(shè)計能力要求：20000噸/年。（按300天/年 計）操作壓力：常壓（101.325KPa）22.12.1.1 苯與甲苯的物理性質(zhì)表2-1：苯和甲苯物理性質(zhì)物質(zhì)分子式摩爾質(zhì)量/Mr沸點/臨界溫度tC/臨界壓強(qiáng)pC/kPa苯C6H67880.1288.56833.4甲苯C6H5-CH392110.6318.64107.72.1.2 物料衡算：F：進(jìn)料量（kmol/h）

25、xF:原料組成（摩爾分?jǐn)?shù)）D：塔頂產(chǎn)品流量（kmol/h）xD：塔頂組成（摩爾分?jǐn)?shù)）W：塔底殘液流量（kmol/h）xW：塔底組成（摩爾分?jǐn)?shù)）2.1.3 摩爾分?jǐn)?shù)苯的摩爾質(zhì)量 MA=78kg/kmol甲苯的摩爾質(zhì)量 MB=92kg/mol原料組成：塔頂苯的摩爾分?jǐn)?shù)：塔底組成（設(shè)含苯1%以下）原料液平均摩爾質(zhì)量：塔頂平均摩爾質(zhì)量：塔底產(chǎn)品的平均摩爾質(zhì)量：總物料衡算原料處理量 聯(lián)立解得 kmol/hkmol/h2.1.4 露點、泡點的計算泡點是指在恒壓下液體開始沸騰的溫度，露點是指恒壓下氣體開始凝結(jié)時的溫度。通過編程實現(xiàn)求得在不同組成下的泡點、露點溫度。在編程中假定平衡常數(shù)僅為溫度、壓力的函數(shù)。具

26、體程序框圖見下：a) 泡點 相平衡方程 熱力學(xué)方程泡點時系統(tǒng)滿足 歸一方程 歸一方程計算中假定平衡常數(shù)僅為溫度的函數(shù)。采用牛頓迭代法，迭代公式為：蒸汽壓的計算采用安托因方程：A，B，C均可從化工手冊可以查到。b) 露點 相平衡方程 熱力學(xué)方程露點時系統(tǒng)滿足 歸一方程 歸一方程計算中假定平衡常數(shù)僅為溫度的函數(shù)。采用牛頓迭代法，迭代公式為：蒸汽壓的計算采用安托因方程：A，B，C均可從化工手冊可以查到。泡點程序框圖：開始輸入P, T0,xi,Ai,Bi,Ci,i=1,2T=T0Pi=101325760×10Ai-BiT+CiKi=PiPT=T-F(T)F'(T)yi=KixiF(T

27、)=y1+y2-1F(T)=x1dK1dT+(1-x1)dK2dTF(T)<NYTb=T露點程序框圖為：開始P, T0,yi,Ai,Bi,CiT=T0Pi=101325760×10Ai-BiT+CiKi=PiPT=T-F(T)F'(T)xi=yiKiF(T)=x1+x2-1F(T)=yiK12dK1dT+1-yiK22dK2dTNF(T)<YTd=T122.12.2 圖解法求理論塔板數(shù)2.2.1 苯與甲苯飽和蒸汽壓的確定苯和甲苯在特定溫度下的飽和蒸汽壓可以由由安托因（Antoine）方程確定：其中，有文獻(xiàn)查得苯和甲苯常數(shù)，如下表所示：表2-2 Antoine常數(shù)組

28、分ABC苯6.022321206.350220.237甲苯6.078261343.943219.377122.12.22.2.12.2.2 回流比R的確定當(dāng)R=Rmin時，達(dá)到分離要求所需的理論板數(shù)=，相應(yīng)的設(shè)備費用易為無限大；當(dāng)R稍稍增加，N即從無窮大急劇減少，隨R的增大R對N的影響逐漸減弱。實用回流比應(yīng)在下限Rmin與上限R=之間選取。在苯與甲苯的x-y相圖中確定Rmin.查化工手冊得：表2-3：苯-甲苯溶液氣液平衡數(shù)據(jù)（101.3kPa）溫度/液相中苯（摩爾分?jǐn)?shù)）/%氣相中苯（摩爾分?jǐn)?shù)）/%110.40.00.0108.06.013.8106.010.823.2104.015.831.9

29、102.021.039.9100.026.447.398.032.254.396.038.360.894.044.666.892.051.372.590.058.477.888.066.082.986.073.887.684.082.492.182.091.596.481.096.398.580.2100.0100.0據(jù)此作出苯與甲苯x-y圖圖2-1：苯-甲苯的y-x圖及圖解理論板最小回流比與回流比的確定泡點進(jìn)料時，q線垂直于x軸，垂直的q線與平衡線的交點e(0.388,0.388)作垂線ef即為進(jìn)料線（q線）,該線與平衡線的交點坐標(biāo)為： 故最小回流比為： 取操作回流比為： 也可使用計算機(jī)輔助

30、計算求最小回流比：由根據(jù)四點共線得： 聯(lián)立求解二次方程得：式中 程序框圖：開始輸入,xF,xD,qNYNq=1Yq=02.2.3 操作線方程（1）精餾塔的氣、液相負(fù)荷： 故：精餾段操作線方程為提餾段操作線方程為2.2.4 圖解步驟（1） 在x-y圖中作出平衡曲線（根據(jù)表一氣液平衡關(guān)系）及對角線。（2） 在x軸上定出x=xD、xF、xW的點，并通過這三點依次按垂線定出對角線上的點a,f,b.(圖表欄，添加繪圖到圖層，兩點確定一條直線。)（3） 在y軸上定出yc=xD/(R+1)的點c,聯(lián)結(jié)點a，點c作出精餾段的操作線。（4） 由進(jìn)料熱狀況求出q線的斜率q/(q-1),并通過點f作q線。（泡點進(jìn)料

31、，q線垂直于x軸）（5） 將q線、精餾段操作線ac的交點d與點b聯(lián)結(jié)成提餾段的操作線bd。（6） 從點a開始，在平衡線與線ac之間作梯級，當(dāng)梯級跨過點d時，此梯級就相當(dāng)于加料板。然后改在平衡線與線bd間作梯級，直到再跨過點b為止。由此得到苯與甲苯的x-y圖由圖可得：總理論板層數(shù)NT=16，其中NT精=7，NT提=9（不包括再沸器），進(jìn)料板位置NF=8.2.2.5 相對揮發(fā)度 泡點是指在恒壓下液體開始沸騰的溫度，露點是指恒壓下氣體開始凝結(jié)時的溫度。由表2-3數(shù)據(jù)可畫出苯與甲苯的t-x-y相圖和x-y相圖；同時，為了得到t-x-y相圖和x-y相圖，需要知道苯和甲苯溶液在不同溫度下平衡時的氣、液相組

32、成。這可以通過計算機(jī)計算得到。其程序框圖如下圖所示：開始輸入P, T,zi,Ai,Bi,Ci,i=1,2x=0Pi=101325760×10Ai-BiT+CiKi=PiPy1=K1x y2=K2(1-x)y1+y2-1<Nx=x+Yy=1x1=yK1 x2=1-yk2Nx1+x2-1<y=y-NxziyNYzi<xzi>yYYYxi=0 yi=zi xi=x yi=yxi=zi yi=0由此可得到苯與甲苯的t-x-y圖圖2-2苯與甲苯的t-x-y圖查圖得：塔頂，塔釜塔平均溫度：t平時， 相對揮發(fā)度：2.2.6 全塔效率奧康奈爾（Oconnell）法求全塔效率將

33、全塔效率關(guān)聯(lián)成的函數(shù)，其中為塔頂及塔底平均溫度下的相對揮發(fā)度；為塔頂及塔底平均溫度下進(jìn)料液相平均黏度mPa·s。函數(shù)關(guān)系可表示為：此法適用于=0.17.5,且板上液流長度1.0米的一般公業(yè)板式塔。因此全塔效率實際塔板數(shù)N精餾段 ，取13層提餾段 ，取17層22.12.22.3 逐板計算法計算理論塔板數(shù)逐板計算是確定精餾塔理論板數(shù)最常用的方法。要利用平衡線和操作線進(jìn)行交替計算。精餾段操作線方程為：提餾段操作線方程為：相對揮發(fā)度為：平衡線方程為：逐板計算程序流程圖：開始輸入 xD、xF、xWn=0，y=xDx=f(y)y=n=n+1Nx<xFYN=n，m=0YNNNt=N+MM=m

34、Yx<xWm=m+1x=f(y)y=1.458x-0.005122.12.22.32.4 相關(guān)物性參數(shù)計算2.4.1 操作溫度由于塔頂、塔釜、進(jìn)料液的氣液相達(dá)平衡，可以利用表2-3中數(shù)據(jù)由插值法求得tD、tD、tw。Antoine 方程的表達(dá)式為：對于苯： 對于甲苯：令由安托因方程可求得 代入上式，得 低于101.3kPa，說明所設(shè)t偏低。再設(shè)由安托因方程可求得 稍大于101.3kPa，說明所設(shè)t偏大。再設(shè)由安托因方程可求得 略低于101.3kPa，說明所設(shè)t偏小。再設(shè)由安托因方程可求得 與101.3kPa接近。取tD=80.7同理，進(jìn)料板溫度 塔釜溫度tw=109.9精餾段平均溫度 提

35、餾段平均溫度：2.4.2 操作壓力塔頂操作壓力 （絕壓）取每層塔板壓降 則進(jìn)料板壓力 塔釜壓力 ：精餾段平均壓力 提餾段平均壓力 2.4.3 平均摩爾質(zhì)量計算（1）塔頂氣、液混合物平均摩爾質(zhì)量由平衡曲線（圖2-2）得 塔頂：（2）進(jìn)料板氣、液混合物平均摩爾質(zhì)量：圖2-1中進(jìn)料板位置查得：查平衡曲線得 進(jìn)料板：（3）塔釜氣、液混合物平均摩爾質(zhì)量： 0.005塔釜：（4）精餾段氣、液混合物平均摩爾質(zhì)量:（5）提餾段氣、液混合物平均摩爾質(zhì)量：2.4.4 平均密度已知：混合液密度：1L=aAA+aBB 理想氣體密度：式中 a 為質(zhì)量分?jǐn)?shù)，M為平均相對分子質(zhì)量查化工手冊得到常壓下不同溫度的苯和甲苯的密度

36、：表2-4：苯與甲苯的液相密度溫度t/8090100110120L,苯/(kg/m3)815803.9792.5780.3768.9L,甲苯/(kg/m3)810800.2790.3780.3770.9a) 氣相平均密度由理想氣體狀態(tài)方程計算，即精餾段：提餾段：b) 液相平均密度使用內(nèi)插法求得在tF、tD、tw 下的苯和甲苯的密度 塔頂液相平均密度：同理可得： 進(jìn)料板液相的質(zhì)量分?jǐn)?shù)為進(jìn)料板液相平均密度：由 塔底液相平均密度：精餾段液相平均密度為 提餾段液相平均密度為：2.4.5 液相平均表面張力查手冊得苯與甲苯表面張力表2-5：苯和甲苯液體表面張力溫度t/8090100110120苯/(mN/

37、m)21.2720.0618.8517.6616.49甲苯/(mN/m)21.6920.5919.9418.4117.31液相平均表面張力計算公式：由內(nèi)插法計算表面張力：，計算得： 故：塔頂液相平均表面張力，計算得 故：進(jìn)料板液相平均表面張力，計算得 塔底液相平均表面張力：精餾段液相平均表面張力提餾段液相平均表面張力：2.4.6 液相平均黏度由化工手冊可查得苯與甲苯不同溫度下的黏度：表2-6 苯和甲苯液體黏度溫度t/L，苯/(mPa·s)L，甲苯/(mPa·s)800.3080.311900.2790.2861000.2550.2641100.2330.2541200.21

38、50.228液相平均粘度計算公式：，內(nèi)插法計算得： 塔頂液相平均粘度： ，得 ，得 進(jìn)料板液相平均粘度： 塔底液相平均黏度： 精餾段液相平均黏度為：提餾段液相平均黏度為：2.4.7 熱容查手冊可得到不同溫度下苯與甲苯的熱容表2-7：苯和甲苯的熱容溫度t/6080100120CP,苯/(kJ/kg·K)1.8281.8811.9532.047CP,甲苯/(kJ/kg·K)1.8341.9021.9702.073，內(nèi)插法計算得 塔頂液相平均熱容： ，計算得 進(jìn)料板液相平均熱容：，計算得 塔底液相平均熱容： 精餾段液相平均熱容為：提餾段液相平均熱容為：對二元理想混合物在任意溫度下

39、熱容的計算：理想氣體熱容：Cp0=A+BT+CT2+DT3液體熱容 Rowlinson-Bondi法：CPi=CPi0+R1.45+0.451-Tri-1+0.25i17.11+25.21-Tri13Tri-1+1.742(1-Tri)-1式中：Tr為對比溫度；為偏心因子；R為通用氣體常數(shù)；求Tr：Tr=TTC式中：T為混合物溫度TC為臨界溫度求用Rdmister 法：wi=37i1-ilgpCi-1開始框圖：輸入Ai,Bi,Ci,Di,TCi,Tbi,T,PCi,x,i=1,2CPi0=Ai+BiT+CiT2+DiT3Cp=CP10x+CP20(1-x)YT>Tb2Ni=TbiTCiw

40、i=37i1-ilgpCi-1Tri=TTCiT<Tb1YCPi=CPi0+R1.45+0.451-Tri-1+0.25wi17.11+25.21-Tri13Tri-1+1.742(1-Tri)-1Cp=CP1x+Cp2(1-x)2.4.8 氣化潛熱根據(jù)手冊可得：表2-8：苯和甲苯的汽化潛熱溫度t/6080100120r,苯/(kJ/kg)407.7394.1379.3363.2r,甲苯/(kJ/kg)391.0379.4367.1354.2，內(nèi)插得 塔頂液相平均汽化潛熱： ，得 進(jìn)料板液相平均汽化潛熱：，得 塔底液相平均汽化潛熱： 精餾段液相平均汽化潛熱為：提餾段液相平均汽化潛熱為：計

41、算機(jī)計算二元理想混合物在沸騰時的汽化潛熱理想單組分汽化潛熱經(jīng)驗計算公式有蒸發(fā)潛熱與溫度的關(guān)系有公式：開始程序框圖：輸入TCi,TbiPCi,x,i=1,2rb=rb1x+rb2(1-x)rbi=1.093RTCiTbri(lnPCi-1)0.930-TbriTbri=TbiTCi第3章 精餾塔塔體工藝尺寸計算板式塔主要尺寸的設(shè)計計算，包括塔高、塔徑的設(shè)計計算，板上液流形式的選擇、溢流裝置的設(shè)計，塔板布置、氣體通道的設(shè)計等工藝計算。33.1 塔徑的計算3.1.1 精餾段塔徑的計算（1）最大空塔氣速和空塔氣速最大空塔氣速計算公式：精餾段的氣、液相體積流率：取板間距 ，板上液層高度 史密斯關(guān)聯(lián)圖縱坐

42、標(biāo)為物系表面張力的負(fù)荷系數(shù)。查史密斯圖（圖3-1）得，圖3-1 史密斯關(guān)聯(lián)圖塔內(nèi)氣、液兩相的體積流量，m3/h; 塔內(nèi)氣液兩相的密度，kg/m3; HT-塔板間距，m; hL-塔上液層高度，m.取安全系數(shù)為0.7，則空塔氣速為：塔徑按標(biāo)準(zhǔn)塔徑圓整后為D =1.0m塔截面積為：實際空塔氣速為3.1.2 提餾段塔徑的計算提餾段的氣、液相體積流率為：與精餾段相同：取板間距 ，板上液層高度 取安全系數(shù)為0.7，則空塔氣速為：按標(biāo)準(zhǔn)塔徑圓整后為D =1m塔截面積為：實際空塔氣速為： 因此全塔塔徑取1m.3.2 精餾塔有效高度計算精餾段有效高度為：提餾段有效高度為：在進(jìn)料板處及提餾段各開一人孔，其高度均為

43、0.8m，故精餾塔的有效高度為：第4章 塔板主要工藝尺寸44.1 溢流裝置計算篩板式塔的溢流裝置包括溢流堰，降液管和受液盤等幾部分。其尺寸和結(jié)構(gòu)對塔的性能有著重要影響。因塔徑D=1.0m，可選用單溢流弓形降液管，凹形受液盤。4.1.1 溢流堰長lw： 精餾段與提餾段均取 ：4.1.2 溢流出口堰高度hw溢流高度hw：選用平直溢流堰，堰上液層高度可用弗里西斯（Francis）公式計算，即堰上液層高度：式中 堰長，m；塔內(nèi)液體流量，m3/h E液流收縮系數(shù)。其中E液流收縮系數(shù)可由液流收縮系數(shù)圖（圖4-1）查得：圖4-1 液流收縮系數(shù)圖（1）精餾段由圖4-1，可近似取E=1，則取板上清液層高度=60

44、mm故:（2）提餾段m查圖4-1，近似取E=1，則取板上清液層高度：故4.1.3 弓形降液管寬度Wd和截面積Af（1）精餾段根據(jù)弓形降液管參數(shù)圖，由，查圖4-2可知故： 圖4-2弓形降液管的參數(shù) 為了使溢流液中夾帶的氣泡得以分離，液體在降液管內(nèi)應(yīng)有足夠的停留時間。由實踐經(jīng)驗可知，液體在降液管內(nèi)的停留時間不小于35s，對于高壓下操作的塔及易起泡的物質(zhì)，停留時間應(yīng) 更長一些。因此，在確定降液管尺寸后，應(yīng)按下式驗算降液管內(nèi)液體的停留時間，即驗算液體在降液管中停留時間：（大于5s符合要求）故降液管設(shè)計合理（2）提餾段由, 同理可得：故 驗算液體在降液管中停留時間：故降液管設(shè)計合理。4.1.4 降液管底

45、隙高度h0（1）精餾段降液管底隙高度即降液管下端與塔板間的距離，以表示。為了保證良好的液封，又不致使流體阻力太大，一般不應(yīng)低于6mm，一般取為：取液體通過降液管底隙的流速，則故降液管底隙高度設(shè)計合理。選用凹形受液盤，深度（2）提餾段取降液管底隙的流速，則降液管底隙高度設(shè)計合理。故選用凹形受液盤，深度4.2 塔板布置4.2.1 塔板的分塊因D>800mm，故塔板采用分塊式。由表4-1可知塔板分為3塊。表4-1：塔板分塊數(shù)塔徑/mm8001200140016001800200022002400塔板分塊數(shù)34564.2.2 邊緣區(qū)寬度確定安定區(qū)：開孔區(qū)與溢流區(qū)之間的不開孔區(qū)域稱為安定區(qū)，也稱為

46、破沫區(qū)。溢流堰前的安定區(qū)寬度為，其作用是在液體進(jìn)入降液管之前有一段不鼓泡的安定地帶，以免液體大量夾帶氣泡進(jìn)入降液管；進(jìn)口堰后的安全區(qū)寬度為，其作用是在液體入口處，由于板上液面落差，液層較厚，有一段不開孔的安全地帶，可減少漏液量。精餾段和提餾段取值一致。溢流堰前的安定區(qū)寬度：進(jìn)口堰后的安定區(qū)寬度：邊緣區(qū)寬度：4.2.3 開孔區(qū)面積計算布置篩孔的有效傳質(zhì)區(qū)，亦稱鼓泡區(qū)。開孔區(qū)面積以Aa表示，對單溢流型塔板，開孔區(qū)面積可用下式計算。即：式中 為以角度表示的反正弦函數(shù)。（1）精餾段： （2）提餾段其中 故故精餾段與提餾段的開孔區(qū)面積為：0.532m22344.14.24.2.14.2.24.2.34.

47、2.4 篩孔數(shù)n與開孔率（1）篩孔數(shù)n本次處理的苯和甲苯物系無腐蝕性，故選用=3mm的碳鋼板。取篩孔的孔徑為5mm。篩孔按正三角形排列，取孔心距t為：按三角形排列時，篩板上的篩孔數(shù)按下式計算：圖4-3：篩孔的正三角形排列式中 t孔心距，mm.孔孔數(shù)確定后，在塔板開孔區(qū)內(nèi)布篩孔，若孔數(shù)較多可在適當(dāng)位置堵孔。（2）塔板上開孔區(qū)的開孔率：篩板上篩孔總面積與開孔區(qū)面積之比稱為開孔率，篩孔按正三角形排列時可按下式計算：式中 A0篩板上篩孔的總面積，m2; Aa篩板上開孔區(qū)的總面積，m2.一般，開孔率大，塔板壓降低，霧沫夾帶量少，但操作彈性小，漏液量大，板效率低。通常開孔率為5%15%。（在5%15%范圍

48、內(nèi)）每層塔板上的開孔面積A0為：A0=精餾段氣體通過篩孔的氣速：提餾段氣體通過篩孔的氣速：第5章 篩板的流體力學(xué)驗算塔板流體力學(xué)驗算的目的是為檢驗以上初算塔徑及各項工藝尺寸的計算是否合理，塔板能否正常操作。驗算項目如下：55.1 精餾段5.1.1 塔板壓降Pp氣體通過塔板時，需要克服塔板本身的干板阻力，板上充氣、液層的阻力及液體表面張力造成的阻力，這些阻力及形成了塔板的壓降。氣體通過篩板的壓降Pp以相當(dāng)?shù)囊褐叨缺硎緯r可由下式計算，即：式中 與氣體通過塔板的干板壓降相當(dāng)?shù)囊褐叨龋琺液柱；與氣體通過板上液層的壓降相當(dāng)?shù)囊褐叨龋琺液柱；與克服液體表面張力的壓降相當(dāng)?shù)囊褐叨龋琺液柱；a) 干板阻力按簡化式計算：式中 篩孔氣速，m/s；流量系數(shù)，其值對干板的影響較大。按圖5-1所示關(guān)系求解C0.由，查圖可得：故液柱）b) 氣體通過液層的阻力氣體通過液層的阻力與板上清液層的高度及氣泡的狀況等許多因素有關(guān)，其計算方法很多，對于篩板塔，設(shè)計中常采用下式估算：式中 充氣系數(shù)，反映板上液層的充氣程度，其值可從下圖5-2中查取，通常可取=0.50.6。圖中F0為氣相動能因子，其定義式為：（單溢流板）式中：氣體動能因子，kg1/2/(s·m1/2)；通過有效傳質(zhì)區(qū)的氣速，m/s；塔截面積，m2.圖5-2充氣系數(shù)關(guān)聯(lián)圖查圖得：=