1、設(shè)計(jì)方案的確定1操作壓力：蒸餾操作可在常壓，加壓，減壓下進(jìn)行。應(yīng)該根據(jù)處理物料的性能和設(shè)計(jì)總原則來確定 操作壓力。例如對于熱敏感物料，可采用減壓操作。本次設(shè)計(jì)為一般物料因此，采用常壓操 作。2進(jìn)料狀況：進(jìn)料狀態(tài)有五種：過冷液，飽和液，氣液混合物，飽和氣，過熱氣。但在實(shí)際操作中一 般將物料預(yù)熱到泡點(diǎn)或近泡點(diǎn)，才送入塔。這樣塔的操作比較容易控制。不受季節(jié)氣溫的影響，此外泡點(diǎn)進(jìn)料精餾段與提餾段的塔徑相同，在設(shè)計(jì)和制造上也叫方便。 本次設(shè)計(jì)采用泡點(diǎn)進(jìn)料即q=1。3加熱方式蒸餾釜的加熱方式一般采用間接加熱方式，若塔底產(chǎn)物基本上就是水，而且在濃度極 稀時(shí)溶液的相對揮發(fā)度較大。便可以直接采用直接加熱。 直接

2、蒸汽加熱的優(yōu)點(diǎn)是： 可以利用壓力較低的蒸汽加熱，在釜只需安裝鼓泡管，不需安裝龐大的傳熱面， 這樣，操作費(fèi)用和設(shè)備費(fèi)用均可節(jié)省一些，然而，直接蒸汽加熱，由于蒸汽的不斷涌入，對塔底溶液起了稀釋作用，在塔底易揮發(fā)物損失量相同的情況下。塔釜中易于揮發(fā)組分的濃度應(yīng)較低，因而塔板數(shù)稍微有增加。但對有些物系。當(dāng)殘液中易揮發(fā)組分濃度低時(shí)，溶液的相對揮發(fā)度大，容易分離故所增加的塔板數(shù)并不多，此時(shí)采用直接蒸汽加熱是合適的。4. 冷卻方式塔頂?shù)睦鋮s方式通常水冷卻，應(yīng)盡量使用循環(huán)水。如果要求的冷卻溫度較低?？煽紤] 使用冷卻鹽水來冷卻。5. 熱能利用蒸餾過程的特性是重復(fù)進(jìn)行氣化和冷凝。因此，熱效率很低，可采用一些改進(jìn)措

3、施來提高熱效率。因此，根據(jù)上敘設(shè)計(jì)方案的討論及設(shè)計(jì)任務(wù)書的要求，本設(shè)計(jì)采用常壓操作， 泡點(diǎn)進(jìn)料，間接蒸汽加熱以及水冷的冷卻方式，適當(dāng)考慮熱能利用。三、精餾塔的工藝計(jì)算和論敘（一）精餾塔的物料衡算1、原料液及塔頂、塔底產(chǎn)品的摩爾分率2、相對揮發(fā)度的計(jì)算：、各溫度下苯和氯苯的飽和蒸汽壓列表:溫度（C）8090100110120130131.8P*0.0133kpa苯(Pa0)760102513501760225028402900P=101.325kpa氯苯(Pb)148205293400543719760、計(jì)算得出各溫度下苯的氣液相百分比列表: 計(jì)算公式為：溫度（oC）80901001101201

4、30131.8Xa10.6770.4420.2650.1270.0190Ya10.9130.7850.6130.3760.0720、計(jì)算各溫度下的苯對氯苯的相對揮發(fā)度: 計(jì)算公式為：理想狀態(tài)下相對揮發(fā)度：溫度（C）8090100110120130131.8Xa10.6770.4420.2650.1270.01905.145.004.614.404.143.953.82計(jì)算苯的平均相對揮發(fā)度：苯的相對揮發(fā)度一般應(yīng)用各溫度下的揮發(fā)度的幾何平均值或者算術(shù)平均值表示，本設(shè)計(jì)中使用個(gè)溫度下的幾何平均值來表示。7 5.14*5.00*4.61*4.40*4.14*3.95*3.823、原料液及塔頂、塔液產(chǎn)

5、品的平均摩爾質(zhì)量:Mf0.49*78.11(10.49)*112.6395.72 kg /kmolMd0.98*78.11(10.98)*112.6378.80kg / kmolM w0.04*78.11(10.04)*112.63111.25kg/ kmol4、物料衡算：原料處理量：F= 5000/95.75 = 52.24kmol/h聯(lián)立求解得:D = 25.01kmol,W=27.23kmol/h（二）塔板數(shù)的確定1、理論板層數(shù)的求取苯-氯苯屬于理想物系，可以用圖解法求理論板數(shù)。（1 ）、求最小回流比及操作線回流比。進(jìn)料狀態(tài)的選擇：飽和液體進(jìn)料（ q= 1 ）。進(jìn)料狀態(tài)由五種，即過冷液體

6、進(jìn)料（q1）,飽和液體進(jìn)料（q = 1）,氣液混合進(jìn)料（1q0）和過熱蒸汽進(jìn)料（q0）.?；诠こ毯徒?jīng)濟(jì)得綜合考慮，這里選擇飽和液體進(jìn)料，其主要原因是：A、保證塔的操作穩(wěn)定B、避免季節(jié)氣溫的影響C、為使精、提餾段保持相同的路徑，便于制造。xp= xF = 0.49已設(shè)：飽和液體進(jìn)料（q=1），則:yp1)Xp4.41*0.490.811 (4.41 1)*0.49RminypYpxp0.98 0.810.81 0.49根據(jù)作圖（1 - 5）和吉利蘭關(guān)聯(lián)圖法綜合得：R=2Rmin為最理想選擇。用逐板法計(jì)算理論板數(shù)如下：a、求精餾段得氣液相負(fù)荷L= Rd 26.51kmol/hV= (R+1)R5

7、1.52kmol /hL= L+F 78.75kmol / hV= V 51.52kmol/hb、精餾段操作線方程：L Dy= xxD 0.514x 0.476V V D提餾段操作線方程：_ L，wy= T Xr XWVV W1.357x0.014c、逐板法計(jì)算如下:y xD 0.98相平衡方程X1精餾段操作線方程Y20.9475精餾段操作線方程Y30.8890精餾段操作線方程y40.8075提餾段操作線方程y50.6475提餾段操作線方程y60.3850提餾段操作線方程y70.15470.9174相平衡方程X20.8036相平衡方程0.6449相平衡方程x40.48750.49相平衡方程x0

8、.2940相平衡方程x0.1243相平衡方程x0.03980.04如上圖得：總理論板數(shù)Nt =7;進(jìn)料板位置 Nf4;精餾段實(shí)際板數(shù) :N精 3/ Et = 3/ 0.52 6 提餾段實(shí)際板數(shù) :N提 4/Et 4/0.52 8（三）計(jì)算操作溫度：a塔頂溫度:tD,已知 p=(101.325+4)kpa=105.325kpa=791.92mmHgxi = 0.92,苯的沸點(diǎn)80.1C,氯苯的沸點(diǎn)131.8C 設(shè) t=100C,查表得 PA0=1350mmHg,PB=293mmHg,Xa=(791.92-293)/(1350-293) =0.4720.92設(shè) t=900C,查表得 PA0=102

9、5mmHg, PB0=205mmHg, xa=(791.92-205)/(1025-205) =0.7160.92作圖插法得(如圖6): tD=82.90Cb、進(jìn)料板溫度：tFP (105.3250.7 *6) /0.133823.50 mmHgXF0.49設(shè)t100C,P；1350, PB293Xa823.502930.5020.491025293設(shè)t900C, PA01025, PB0205Xa823.502050.7540.491025205設(shè)t110C,P；1760, PB0400Xa823.504000.3110.491025400作圖內(nèi)插法得：t：f=100.60Cc、塔底溫度：t

10、wP (105.325 0.7*14) /0.133 865.60mmHgXa Xw 0.04設(shè)tI w0 0100 C,FA1350, PB0293Xa865.60 2930.5420.041350 293設(shè)tw1300C,fA2480, PB719Xa865.60 7190.0690.042840 719設(shè)tI w131.80C,P02900, FB0760Xa865.60 7602900 7600.0490.49設(shè)tw1100C,fA1760, PB0400Xa865.60 4000.3421760 400設(shè)tw1200C,fA2250, PB0543Xa865.60 5430.1892

11、250 543作圖內(nèi)插法得：tw= 133.1 0C綜上所述:78.80kg/kmolMVDm0.980.16*78.11 0.84*112.63*78.11 0.02*112.63M LDm0.92*78.810.08*112.6380.87kg/ kmolMvFm0.81*78.110.19*112.6384.67kg/ kmolM LFm0.49*78.110.51*112.6395.72kg/ kmolMvWm0.16*78.110.84*112.63107.11kg/kmolM LWm0.04*78.110.96*112.63111.25kg/kmol巳平均密度計(jì)算： 精餾段平均壓力

12、:Pm提=( 109.525精餾段氣體密度:=匕精M皿精=RTm精Vm精=32.893kg/m=Pm是 M啟=気廠=3.322 kg/m3Pm精=(105.325109.525)/2=107.422kPa115.125)/2=112.325kPat DtFtw82.9C 時(shí)所以LDm0.89 / A 0.11/833.1 kg/m310.40 / A 0.60/ B10.03/ A 0.97 / B3913.6kg/m3972.9kg/m液體的平均密度：(1/ Lm a/ i)33a 813.4 kg/m3 B 1035.7 kg/m3100.6 C時(shí)(A 792.3kg/m3 B 1017.

13、4 kg/m3133.1。時(shí)(a 753.4kg /m B 981.7 kg/m所以精餾段平均密度：Lm精=(833.1 913.6)/2 873.4kg/m3Lm提=(972.9 913.6)/2 943.2kg/m3f.液體的平均張力：(LmXi JtD 82.90C時(shí)：A 21.02mN/m. B 25.98mN/mLDm 0.92*21.02 0.08* 25.98 21.42mN/m tp100.60C時(shí)：a17.00mN/m.B22.40mN/mLFm 0.49*17.000.51*22.40 18.22mN/mtw133.10C時(shí)：a15.00mN/m.B20.10mN/mIWm

14、 0.04*15.000.96* 20.10 19.90mN/m所以：Lm精=(18.22 21.42) /2 = 19.82 mN/mLm提=(18.22 19.90 /2 = 19.06mN/mg.氣液相的體積對精餾段:vM vm精V =3600 vm精51.52 *81.743600*2.8933=0.404m /sLM Lm精600 Lm精26.51*88.303600*873.4=7.44*10 -4m3/s對提餾段：vMvm提 = 51.52*95.89 = 0.413m3/s3600 刑提3600 *3.322Ls精 =L M Lm提Ls提3600 Lm提78.75*103.48

15、3600 *94 3.2=2.37*10 -3m3/s(四)塔體工藝尺寸的計(jì)算1.精餾段塔徑計(jì)算：7.44*10 *3600*( 873.4)1/20.404*36002.8930.0320塔徑Dm2.4板間距Ht200300300350350450450600600800800因?yàn)樗胶桶彘g距的關(guān)系如下表若?。篐t =0.41m,hL=0.06( 般 hL0=0.050.08)Ht hL=0.41-0.06=0.35mm查圖(1-1)得6=0.075C=C20*(|/20).2=0.075 魁9.82/20).2=0.07490.794 8734 2932.8931.299m/s取安全系數(shù)為

16、0.7( 般0.60.8),則空塔氣速為u=0.7 x 1.099=0.909m/s4* 0.404:0.9090.752m,不在圍,不符合若取:HT=0.36m, hL=0.06mHt -hL=0.30m查圖(1-1)得:C20=0.062C=C20* ( L)0.2 =0.062 9.82/20).2=0.0619200.0619 873.4 丄啓 2.8931.074m/ su=0.7*1.074=0.752m/s4vs0.404*4X0.7520.827 m/ s經(jīng)標(biāo)準(zhǔn)圓整后：D=0.8m2 2 2At -D -*0.80.503m44實(shí)際空塔氣速為：u二蘭 0404 0.803m/s

17、 0.75umax符合 at0.5032、提餾段塔徑的計(jì)算:3L=0.09671/ 2= 2.37*10 - *3600（ 943.2）0.413*3600（ 3.322）若取：Ht 0.41m, hL 0.06m（一般取 0.05: 0.08）Ht hL0.41 0.06 0.35mm查圖（1-1） 得: Go 0.0680.068*（19.06）0.220 ）0.0673C20飭嚴(yán)Umax0.0673*943.3.322V 3.3221.132m/s4* 0.413 0.326u 0.7umax 0.792m/s0.815m經(jīng)標(biāo)準(zhǔn)圓整后：D 0.8 m122AtD 20.503 m 24實(shí)

18、際空塔氣速為：u二上 舸3 0.821m/s 0.725umax（符合）at 0.503（五）板式塔的塔板工藝尺寸計(jì)算：1、溢流裝置的計(jì)算： 、選擇單溢流弓型降液管原因：單溢流又稱直徑流，液體自液盤橫向流過塔板至溢流堰，液體流徑較大，塔 板效率較高，塔板結(jié)構(gòu)簡單，加工方便，直徑小于2.2 m的塔中廣泛使用。工業(yè)上應(yīng)用最廣的降液管是弓型降液管。 、計(jì)算堰長lw:a、精餾段:1牖=0.7*0.8 =0.56mb.提餾段 1濾=0.7*0.8 =0.56m 溢流堰高度：hw hl howFran sic 公式：how 2.84 E(Lh)2/31000lw一般取E=1便可滿足工業(yè)誤差要求即E=1a.

19、精餾段：howw= 2.84 *1* ( 7.44*10*3600 )2/3=0.0081m10000.56已取 hL=60mm 0.06mhw hL-h ow 0.060.00810.052m符合條件b.提留段：ho沖 284*1*( 237*10 3*3600 )2/3= 0.017m10000.56已取 hL=60mm 0.06mhw hL-h ow 0.060.0170.043m符合條件 弓型降液管寬度Wd和截面積AQ Lw/D 0.7A查圖(1-2 )得 才 0.094,Wd / D 0.158a精餾段：Af At *0.0940.503*0.0940.0473m2WdD *0.15

20、80.8*0.1580.126m3600Af Ht3600*0.047*0.363600*7.44*1022.89s 5s故符合b.提餾段：Af = At *0.0940.503*0.0940.0473m2WdD *0.1580.8*0.1580.126m3600AfHtLh3600*0.043*0.413600*2.37*10 36.97 5s故符合 降液管底隙高度h。：因?yàn)榻狄汗艿紫陡叨葹閔0應(yīng)低于出口堰高度hw才能保證降液管底 端有良好的液圭寸，一般不應(yīng)低于6mm所以：5精=0.052 0.006= 0.046m, h0提=0.043 0.006=0.037m,又因塔徑大于0.6m,所以

21、采用凹形受液盤，深度 hw 50mm2. 塔板布置。(1).塔板的分塊.因0.8m D 1.2m,故采用分塊板式塔板。查下表塔徑mm800： 12001400 : 16001800 : 20002200 : 2400塔板分塊數(shù)3456得塔板分為3塊（2）邊緣區(qū)寬度的確定。一般情況下： ws 70 : 100mm,ws, 50: 100mm而對于小直徑的塔板的塔（D1m）,因塔板面積小，定區(qū)要相應(yīng)減小 所以，對于精餾段：ws ws,0.052mwc 35mm 0.035m.（小塔 30: 50mm 大塔50 : 70mm）對于提餾段：ws ws，0.075mwc 60mm 0.06m 2(3)開

22、孔區(qū)面積計(jì)算：Aa 2(x. r2 x2 sin 1X)180 ra、精餾段：x D (Wd Ws) 1/2 *0.8 (0.126 0.052) 0.222 m 2r Wc 1/2* 0.8 0.0350.365m2故：Aa2 0.21220.365 sin 10.303m21800.365b、提留段：x D (Wd Ws) 1/2* 0.8 (0.126 0.075) 0.199m 2r Wc 1/2* 0.8 0.0600.34m2故：Aa 2(0.199 ,0.342 0.19920.34 sin 10199 0.254m21800.34(4)篩板孔的計(jì)算及其排列：因苯氯苯系腐蝕性，可

23、用炭鋼板，取=3.5m, d0=4mm,采用正三角形排列。孔中心距：t=3 d0=3*4=12mm=0.012,孔數(shù)目為na、精餾段：n1.155 Aa1.155*0.30322430.31 個(gè) 2431 個(gè)開孔率殳。.97（歹仞氣體通過閥孔的氣速:UoVs0.4040.101* 0.30313.20/sb、對提餾段:n=1.155Aat21.155*0.2540.1222037.3個(gè) 2038 個(gè)開孔率： 二色 0.907*( d)20.907(彳)210.1%Aat12U016.099m/s0.101* 0.25四、篩板的流體力學(xué)驗(yàn)算。1 塔板壓降(1) 平板阻力h0.051(色)()C0

24、L4/3.51.143 查圖(1-3)c00.81 故有:lh)精=0.051132)2 *(-21893)=0.0449m液 柱0.8187304hCg=0.05t16102*( 2893)=0.07098n液柱0.81943.2(2).氣體通過液層的阻力 hi的計(jì)算：hi = hL對精餾段：uas0.886 m/sAt Af0.503 0.0473F0 ua： 0.886 2893 1.507K化/ sm查圖表得：=0.56故 h| = hL = 0.56*0.06 = 0.0336 m液柱對提餾段:UaVsAt Af0.4130.503 0.04731/2/ 1/2smF0 蟲、二 0.

25、906,3.322 1.651Kg查圖表得：=0.57故 h| = hL = 0.57*0.06 = 0.0342 m液柱(3)液體表面力的阻力 h計(jì)算：higd0對精餾段：h2.313*10 3m液柱4 i 4*19.82*10Tgd?873.4*9.81*0.0044 .4*19 82*103對提餾段：h-=4_9802.060*10 3m液柱lgd0943.2*9.81*0.004綜上（1）, （2）, （ 3）得:對精餾段：hp hc+h+h 0.0449 0.0336 0.0023130.0808m 液柱pp= hp g 0.0808*873.4*9.81692.30 pa 0.7k

26、pa（設(shè)計(jì)允許值）對提留段：hp hc+m+h0.0796 0.0342 0.002060 0.07459m 液柱Pp= hp lg 0.07459*943.2*9.81690.16 pa 0.7kpa（設(shè)計(jì)允許值）2、液相落差：對于篩板塔，液面落差很小，且苯設(shè)計(jì)的塔徑和液流量均不大，故可以忽略 液面誤差的影響。3、液沫夾帶：ev5.7 *10L3.2hfa.對精餾段： hf = 2.5h l 2.5*0.06= 0.15 m故 ev=誌103汽荷)3.2=00288 Kg 液/Kg 氣 0.1 Kg 液/Kg 氣 故在本設(shè)計(jì)中液沫夾帶管ev在允許范圍內(nèi)。b.對提餾段:hf = 2.5 hL2

27、.5*0.06 = 0.15 m故 ev= 1：.06*：0 L 04汙6帚）3.2= 0.0162 Kg 液/Kg 氣 1000mm的板式塔。一般每隔68層塔板設(shè)一人孔。人孔直徑一般450mm600mm其伸長塔體的同體長為200250mm人孔中心距操作平臺(tái)約為8001200mm 沒人孔處的板間距應(yīng)等于或大于 600mm本設(shè)計(jì)中：D = 0.8m，總板數(shù)為14塊設(shè)只能在進(jìn)料板上方設(shè)一人孔，直徑為 550mm伸長塔 體的筒體長 200mm 人孔中心距操作平臺(tái) 1000mm 并將進(jìn)料板處間距設(shè)為 0.8m4、塔高H =( n nF np 1) Ht+ nFHF + npHp+H d+H b+H 1

28、+ H2其中其中：H 塔高，m；n實(shí)際踏板數(shù)nF進(jìn)料板數(shù)HF 進(jìn)料板處板間距 mnp人孔數(shù)Hb 塔底的空間高度 mHp設(shè)人孔處的板間距，mHd 塔頂空間高度，m;H1封頭高度，m；H2裙座高度，m；取封頭高度為 H1= D/2+D/6 = 0.53mH = 5*0.36+7*0.41+0.8*1+0.7+1.8+0.53+1.5 = 10m 塔的結(jié)構(gòu)：因 D = 0.8m 選取單流型塔板， 板塊數(shù)為 3(三)附屬設(shè)備及其熱量衡算1 、在沸器的計(jì)算和選型本設(shè)計(jì)所采用的加熱蒸汽壓力為 501.325kpa 進(jìn)料時(shí)苯和氯苯的比熱分別為160kJ/(/ Kmol.k )174.2kJ/ ( Kmol.

29、k )塔頂苯的汽化熱r= 31024.2kJ/kmol 比熱為 153.5kJ/ ( Kmol.k )氯苯為169.5kJ/(Kmol.k )塔底氯苯的汽化熱為 188.3kg/ (kmol.k)a. 加熱蒸汽用量的計(jì)算：平均化熱：Cp= 0.49*160+0.51*174.2 = 167.24kg/ (kmol.k )原料液的焓：hF= CP*tF= 167.24*100.6 = 1.68*104kJ/kmol原料帶入的熱量 :QF=F*h F=52.24*1 .68*10 4=8.78*105kJ/h塔頂蒸汽的熱焓近似取純苯蒸汽的焓：Hv = r+ CPtD= 31024.2+153.58

30、*82.9 = 4.37*10 4kJ/kmol蒸汽帶出去的熱量：Qv = VH v= 51.52*4.37*10 4= 2.25*10 6kJ/h塔底產(chǎn)品的焓近似取純氯苯的焓：hw = CPtw = 27.23*2.51*10 4= 6.83*105kJ/h回流液的焓近似取純苯的焓：hR= CPtD= 153.5*82.9 = 1.27*10 4kJ/kmol回流液帶入的熱量：Qr = RDhR = 1.06*25.01*1.27*10 4= 3.37*105kJ/h而：再沸器中加熱劑帶入的熱量Qb= Qv+ Qw Qf Qr所以所以：Qb = 2.25*10 6+6.83*105 8.78

31、*105 3.37*105 = 17.18*10 5kJ/h = 1.72*106kJ/h加熱水蒸氣的氣化潛熱Y= 36.3*10 3kJ/kmol水蒸汽的用量 Gb= Qb/=( 1.72*106) / (36.3*103)= 47.4kJ/h = 853.2kg/hb. 再沸器傳熱面積的計(jì)算(安全系數(shù)取8%)加熱蒸汽壓力為 501.325kp時(shí)，查表的水蒸氣溫度為 t= 151.780C取k = 650 ( W/m2.k)，則再 沸器的傳熱面積為 A = 1.08Qb/ ( k AT = ( 1.08*1.72*10 6) /650*(151.78-133.2)=153.81m 2c. 再

32、沸器的選型：臥式熱虹吸再沸器，選取型號為Flb800 180 16 4型臥式熱虹吸再沸器的優(yōu)點(diǎn)：1.傳熱面積大時(shí)再沸器的金屬耗電量低；2.出塔產(chǎn)品緩沖容積較大，穩(wěn)定性較高；3.循環(huán)時(shí)，寬餾分物質(zhì)重沸器的出入口溫度高于罐式從經(jīng)濟(jì)與工藝兩方面考慮，綜合優(yōu)缺點(diǎn)及本工藝要求，選用臥式較適宜。2冷卻水用量的計(jì)算：Qc= Qv Qr Qd餾出液的焓值等于回流液的焓：hD = 1.27*104=kJ/mol塔頂產(chǎn)品帶出去的熱量：Qd = DhD= 25.01*1.27*10 4= 3.18*105=kJ/mol故：Qc= 2.25*10 6-3.37*10 5-3.18*105= 1.595*10 6 kJ

33、/h水的汽化熱：Cp= 4.187kJ/kg.kQc1.595*10 64Gcc2.38*10 4kg/h 23.87T/h冷卻水用量：Cp(t2 tj4.187(37 21)b. 泵的計(jì)算和選用：可取水=998kg/m3故流速：V = Gc/水二 2.38*104/998 = 23.85m2/h查表得：可取標(biāo)準(zhǔn)泵 3B57A，即為冷凝器供給冷凝水所需的水泵c. 全凝器得換熱面積：取可=650W/m2.k;安全系數(shù)可取8 %選擇浮頭式冷凝器，其規(guī)格為：FL b600 75 25 63.接管尺寸的確定：a. 進(jìn)料管：因苯-氯苯物系屬物料清潔且腐蝕輕微物系，可以用不分插結(jié)構(gòu)，即把 進(jìn)料器直接焊在塔壁上，設(shè)計(jì)