PAGE2化工原理課程設(shè)計說明書篩板式精餾塔設(shè)計系別：化學(xué)工程系班級：學(xué)號：姓名：指導(dǎo)老師：

目錄第一部分概述 4一、設(shè)計目標(biāo) 4二、設(shè)計任務(wù) 4三、設(shè)計條件 4四、設(shè)計內(nèi)容 4五、工藝流程圖 5第二部分工藝設(shè)計計算 6一、設(shè)計方案的確定 6二、精餾塔的物料衡算 61.原料液及塔頂、塔底產(chǎn)品的摩爾分?jǐn)?shù) 62.原料液及塔頂、塔底產(chǎn)品的平均摩爾質(zhì)量和質(zhì)量分?jǐn)?shù) 63.物料衡算原料處理量 6三、塔板數(shù)的確定 71.理論板層數(shù)的求取 72.全塔效率 83.實際板層數(shù)的求取 8四、精餾塔的工藝條件及有關(guān)物性數(shù)據(jù)的計算 81.操作壓強(qiáng)計算 92.操作溫度計算 93.平均摩爾質(zhì)量計算 94.平均密度計算 95.液相平均表面張力計算 106.液相平均粘度計算 11五、精餾塔的塔體工藝尺寸計算 111.塔徑的計算 112.精餾塔的有效高度的計算 12六、塔板主要工藝尺寸的計算 131.溢流裝置計算 132.塔板布置 143.篩孔數(shù)與開孔率 15七、篩板的流體力學(xué)驗算 151.氣體通過篩板壓降相當(dāng)?shù)囊褐叨?152.霧沫夾帶量的驗算 163.漏液的驗算 174.液泛驗算 17八、塔板負(fù)荷性能圖 171.漏液線 172.霧沫夾帶線 183.液相負(fù)荷下限線 194.液相負(fù)荷上限線 195.液泛線 206.操作線 21九、設(shè)計一覽表 22十、操作方案的說明： 23附表 24總結(jié) 26參考文獻(xiàn) 26第一部分概述一、設(shè)計目標(biāo)分離苯—甲苯混合液的篩板式精餾塔設(shè)計二、設(shè)計任務(wù)試設(shè)計分離苯-甲苯混合物的篩板精餾塔。已知原料液的處理量為9000kg/h，組成為0.49（苯的摩爾分?jǐn)?shù)），要求塔頂餾出液的組成為0.93，塔底釜液的組成為0.02。三、設(shè)計條件操作壓力進(jìn)料熱狀況回流比與最小回流比比值單板壓降全塔效率4kPa（塔頂表壓）泡點(diǎn)20.7kPa四、設(shè)計內(nèi)容編制一份設(shè)計說明書，主要內(nèi)容包括：1、前言2、流程的確定和說明3、生產(chǎn)條件的確定和說明4、精餾塔的設(shè)計計算：（1）工藝條件及有關(guān)物性數(shù)據(jù)的計算（2）精餾塔塔體工藝尺寸的計算（3）塔板主要工藝尺寸的計算（4）塔板的流體力學(xué)驗算（5）塔板負(fù)荷性能圖（精餾段）（選作）5、設(shè)計結(jié)果列表6、設(shè)計結(jié)果的討論和說明7、主要參考資料8、結(jié)束語五、工藝流程圖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)品冷凝器等設(shè)備。熱量自塔釜輸入，物料在塔內(nèi)經(jīng)多次部分汽化與與部分冷凝器進(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。在此過程中，熱能利用率很低，為此，在確定流程裝置時應(yīng)考慮余熱的利用，注意節(jié)能。另外，為保持塔的操作穩(wěn)定性，流程中除用泵直接送入塔原料外，也可以采用高位槽送料以免受泵操作波動的影響。原料液由高位槽經(jīng)過預(yù)熱器預(yù)熱后進(jìn)入精餾塔內(nèi)。操作時連續(xù)的從再沸器中取出部分液體作為塔底產(chǎn)品（釜?dú)堃海┰俜衅髦性弦翰糠制?，產(chǎn)生上升蒸汽，依次通過各層塔板。塔頂蒸汽進(jìn)入冷凝器中全部冷凝或部分冷凝，然后進(jìn)入貯槽再經(jīng)過冷卻器冷卻。并將冷凝液借助重力作用送回塔頂作為回流液體，其余部分經(jīng)過冷凝器后被送出作為塔頂產(chǎn)品。為了使精餾塔連續(xù)的穩(wěn)定的進(jìn)行，流程中還要考慮設(shè)置原料槽。產(chǎn)品槽和相應(yīng)的泵,有時還要設(shè)置高位槽。且在適當(dāng)位置設(shè)置必要的儀表（流量計、溫度計和壓力表）。以測量物流的各項參數(shù)。塔頂冷凝裝置根據(jù)生產(chǎn)狀況以決定采用全凝器，以便于準(zhǔn)確地控制回流比。若后繼裝置使用氣態(tài)物料，則宜用全分凝器。總而言之確定流程時要較全面，合理的兼顧設(shè)備，操作費(fèi)用操作控制及安全因素。連續(xù)精餾操作流程圖第二部分工藝設(shè)計計算一、設(shè)計方案的確定本設(shè)計任務(wù)書為分離苯-甲苯混合物。對于二元混合物的分離，應(yīng)采用連續(xù)精餾流程。設(shè)計中采用泡點(diǎn)進(jìn)料，將原料液通過預(yù)熱器加熱至泡點(diǎn)后送入精餾塔內(nèi)，其余部分經(jīng)產(chǎn)品冷卻器冷卻后送至儲罐。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。二、精餾塔的物料衡算1.原料液及塔頂、塔底產(chǎn)品的摩爾分?jǐn)?shù)苯的摩爾質(zhì)量=78.11kg/mol甲苯的摩爾質(zhì)量=92.13kg/mol2.原料液及塔頂、塔底產(chǎn)品的平均摩爾質(zhì)量和質(zhì)量分?jǐn)?shù) =0.4978.11+(1-0.49)92.14=85.26kg/mol=0.9378.11+(1-0.93)92.14=79.09kg/mol=0.0278.11+(1-0.02)92.14=91.85kg/mol3.物料衡算原料處理量 總物料衡算D＇+W＇＝9000苯物料衡算0.92Ｄ＇+0.02Ｗ＇＝0.459000聯(lián)立解得D＇=4300kｇ/h，W＇=4700kｇ/h，Ｆ＇＝9000kg/hF=9000/85.26=105.56kmol/h,D=4300/79.09=54.39kmol/h,W=4700/91.85=51.17kmol/h三、塔板數(shù)的確定1.理論板層數(shù)的求取苯-甲苯屬理論物系，可采用圖解法求理論板層數(shù)。①由附表查得苯-甲苯物系的氣液平衡數(shù)據(jù)，繪出x-y圖及t-x-y圖②求最小回流比及操作回流比采用作圖法求最小回流比。在圖中對角線上，自點(diǎn)e（0.49,0.49）做垂線，ef即為進(jìn)料線（q線），該線與平衡線的交點(diǎn)F坐標(biāo)為：=0.70=0.49故最小回流比為：===1.095取操作回流比為：④求操作線方程精餾段操作線方程：⑤圖解法求理論板層數(shù)采用圖解法求理論板層數(shù)，由圖可知求解結(jié)果為：總理論板層數(shù)層，精餾段4層，提餾段6層。進(jìn)料板是第五塊板2.全塔效率0.17-0.616，度根據(jù)塔頂、塔底液相組成查圖，求得平均溫度為86.5度，該溫度下進(jìn)料液相平均黏度為故3.實際板層數(shù)的求取精餾段實際板層數(shù)：提餾段實際板層數(shù)：四、精餾塔的工藝條件及有關(guān)物性數(shù)據(jù)的計算以精餾段為例進(jìn)行計算。1.操作壓強(qiáng)計算塔頂操作壓強(qiáng)kPa每層塔板壓降kPa進(jìn)料板壓強(qiáng)kPa提餾段平均壓強(qiáng)kPa2.操作溫度計算依據(jù)操作壓力，由泡點(diǎn)方程通過試差法計算出泡點(diǎn)溫度，其中苯、甲苯的飽和蒸汽壓由安托尼方程計算，計算過程略。計算結(jié)果如下:塔頂溫度TD=81.5℃進(jìn)料板溫度TF平均溫度℃3.平均摩爾質(zhì)量計算⑴塔頂摩爾質(zhì)量計算：由查表得：X1=O.83⑵進(jìn)料板平均摩爾質(zhì)量計算由圖解理論板，得查平衡曲線，得⑶精餾段平均摩爾質(zhì)量4.平均密度計算⑴氣相平均密度計算由理想氣體狀態(tài)方程計算，即⑵液相平均密度計算液相平均密度依下式計算：①塔頂液相平均密度計算：由TD=81.5℃，查附表得②進(jìn)料板液相平均密度計算由TF=91.5℃，查附表得進(jìn)料板液相的質(zhì)量分?jǐn)?shù)計算③精餾段液相平均密度為5.液相平均表面張力計算液相平均表面張力依下式計算，即⑴塔頂液相平均表面張力計算由TD=81.5℃，查附表得⑵進(jìn)料板液相平均表面張力計算由TF=91.5℃，查附表得精餾段液相平均表面張力為：6.液相平均粘度計算液相平均粘度依下式計算：⑴塔頂液相平均粘度計算由TD=81.5℃，查附表得⑵進(jìn)料板液相平均粘度計算 由TF=91.5℃，查附表得精餾段液相平均粘度為③求精餾塔的氣、液相負(fù)荷五、精餾塔的塔體工藝尺寸計算1.塔徑的計算取板間距，取板上液層高度，則查smith圖得=0.072,依式校正到物系表面張力為20.46mN/m時的取安全系數(shù)為0.70，則空塔氣速為：按標(biāo)準(zhǔn)塔徑圓整后為2.精餾塔的有效高度的計算精餾段有效高度為提餾段有效高度為在進(jìn)料板上方開一人孔，其高度為0.64m，故精餾塔的有效高度為六、塔板主要工藝尺寸的計算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。根據(jù)經(jīng)驗并結(jié)合其他影響因素，當(dāng)因D=1.0m,可選用單溢流弓形降液管，不設(shè)進(jìn)口堰，采用凹形受液盤。各項計算如下：⑴溢流堰長取堰長為0.66D即⑵溢流堰高度計算如下：，由，査下圖知E=1.03依式得取板上清液層高度⑶弓形降液管寬度和降液管面積由，査下圖得，故驗算液體在降液管中停留時間以檢驗降液管面積，即(>5s,符合要求)故降液管設(shè)計合理。⑷降液管底隙高度取液體通過降液管底隙的流速計算降液管底隙高度即：2.塔板布置取邊緣區(qū)寬度，安定區(qū)寬度⑶開孔區(qū)面積計算開孔區(qū)面積計算，得3.篩孔數(shù)與開孔率本例所處理的物系無腐蝕性，取篩孔孔徑，正三角形排列，可選用碳鋼板，取，故孔中心距依式計算塔板上開孔區(qū)的開孔率，即每層塔板上的開孔面積為氣體通過篩孔的氣速為七、篩板的流體力學(xué)驗算1.氣體通過篩板壓降相當(dāng)?shù)囊褐叨纫朗舰鸥砂鍓航迪喈?dāng)?shù)囊褐叨?，計算如下依，査圖得⑵氣體通過板上液層壓降相當(dāng)?shù)囊褐叨龋嬎闳缦拢河蓤D查取板上液層充氣系數(shù)⑶克服液體表面張力壓降相當(dāng)?shù)囊褐叨纫朗綒怏w通過每層塔板的液柱高度可按下式計算：氣體通過每層塔板的壓降為：（設(shè)計允許值）2.霧沫夾帶量的驗算故在設(shè)計負(fù)荷下不會發(fā)生過量霧沫夾帶。3.漏液的驗算對篩板塔，漏液點(diǎn)氣速可由式（5-25）計算：穩(wěn)定系數(shù)為故在本設(shè)計中無明顯漏液。4.液泛驗算為防止塔內(nèi)發(fā)生液泛，降液管內(nèi)液層高應(yīng)服從如下關(guān)系：依式計算，即苯-甲苯物系屬一般物系，取，則故，在設(shè)計負(fù)荷下不會發(fā)生泛液。根據(jù)以上塔板的各項流體力學(xué)的驗算，可認(rèn)為精餾段塔徑及各工藝尺寸是合適的。八、塔板負(fù)荷性能圖1.漏液線漏液線，又稱氣相負(fù)荷下限線。氣相負(fù)荷低于此線將發(fā)生嚴(yán)重的漏液現(xiàn)象，氣、液不能充分接觸，使塔板效率下降。代入原式得已算出，代入整理得在操作范圍內(nèi)，任取幾個值，依上式計算出值，計算結(jié)果列于下表。0.00060.790.00150.850.00300.860.00450.88由此表數(shù)據(jù)即可作出漏液線1。2.霧沫夾帶線當(dāng)氣相負(fù)荷超過此線時，液沫夾帶量過大，使塔板效率大為降低。對于精餾，一般控制ev≤0.1kg液/kg氣。以ev=0.1kg液/kg為限,求Vs-Ls關(guān)系如下:由近似取，，取霧沫夾帶極限值，已知，，代入原式得：整理得在操作范圍內(nèi)，任取幾個值，依上式計算出值，計算結(jié)果列于下表。0.00060.150..00150.150.00300.140.00450.13由此表數(shù)據(jù)即可作出液沫夾帶線2。3.液相負(fù)荷下限線液相負(fù)荷低于此線，就不能保證塔板上液流的均勻分布，將導(dǎo)致塔板效率下降。對于平直堰，取堰上液層高度作為最小液體負(fù)荷標(biāo)準(zhǔn)。由式（5-7）得取E=1，則整理上式得據(jù)此可作出與氣體流量無關(guān)的垂直液相負(fù)荷下限線3。4.液相負(fù)荷上限線該線又稱降液管超負(fù)荷線。液體流量超過此線，表明液體流量過大，液體在降液管內(nèi)停留時間過短，進(jìn)入降液管的氣泡來不及與液相分離而被帶入下層塔板，造成氣相返混，降低塔板效率。以作為液體在漿液管中停留時間的下限，由式（5-9）得據(jù)此可作出與氣體流量無關(guān)的垂直液相負(fù)荷上限線4。5.液泛線若操作的氣液負(fù)荷超過此線時，塔內(nèi)將發(fā)生液泛現(xiàn)象，使塔不能正常操作。液泛可分為降液管液泛和液沫夾帶液泛兩種情況，在浮閥塔板的流體力學(xué)驗算中通常對降液管液泛進(jìn)行驗算。為使液體能由上層塔板順利地流入下層塔板，降液管內(nèi)須維持一定的液層高度Hd聯(lián)立式得近似取，，由式故（已算出）故將、、以及以上式代入得：整理得下式：在操作范圍內(nèi)，任取幾個值，依上式計算出值，計算結(jié)果列于下表：0.00062.850.00152.770.00302.680.00452.59由此表數(shù)據(jù)即可作出液泛線5操作線由，，及與之間的關(guān)系可作出篩板塔的負(fù)荷性能圖：在負(fù)荷性能圖上，作出操作點(diǎn)A，連接OA，即作出操作線。由圖可看出，該篩板上限為液泛控制，下限為漏液控制。由圖查得故操作彈性為九、設(shè)計一覽表將設(shè)計篩板的主要結(jié)果匯總于下表：序號項目數(shù)值序號項目數(shù)值1平均溫度86.517邊緣區(qū)寬度，m0.0352平均壓力108.118開孔區(qū)面積0.323氣相流量1.3319篩孔直徑，m0.0054液相流量0.003220篩孔數(shù)目n8655實際塔板數(shù)1021孔中心距t，m0.0186有效段高度Z，m7.8422開孔率，%10.17塔徑D，m1.423空塔氣速u，m/s0.848板間距，m0.424篩孔氣速，m/s3.369溢流形式單溢流25穩(wěn)定系數(shù)2.8410降液管形式弓形26每層塔板壓降，kPa0.711堰長，m0.92427負(fù)荷上限液泛控制12堰高，m0.050428負(fù)荷下限漏液控制13板上液層高度，m0.0629液沫夾帶，（kg液/kg氣）0.016814堰上液層高度，m0.01130氣相負(fù)荷上限，0.0036315降液管底隙高度0.043331氣相負(fù)荷下限，0.00045316安定區(qū)寬度，m0.06532操作彈性8.776十、操作方案的說明：本設(shè)計任務(wù)為分離苯—甲苯混合物。對于二元混合物的分離，應(yīng)采用連續(xù)精餾流程。設(shè)計中采用泡點(diǎn)進(jìn)料，降原料液通過預(yù)熱器加熱至泡點(diǎn)后送入精餾塔內(nèi)。塔頂上升蒸汽采用全凝器冷凝。冷凝器在泡點(diǎn)下一部分回流到塔內(nèi)，其余部分經(jīng)產(chǎn)品冷卻器冷卻后送入儲罐。該物系屬于易分離物系，最小回流比較小，故操作回流比去最小回流比的兩倍。塔釜采用間接蒸汽加熱，塔底產(chǎn)品冷卻送到儲罐。附表表1苯和甲苯的物理性質(zhì)項目分子式相對分子質(zhì)量Mr沸點(diǎn)/℃臨界溫度tc/℃臨界壓強(qiáng)pc/kPa苯C6H678.1180.1288.56833.4甲苯C6H5-CH392.13110.6318.574107.7 表2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?jǐn)?shù)/x氣相中苯的摩爾分?jǐn)?shù)/y110.560.000.00109.911.002.50108.793.007.11107.615.0011.2105.0510.020.8102.7915.029.4100.7520.037.298.8425.044.297.1330.050.795.5835.056.694.0940.061.992.6945.066.791.4050.071.390.1155.075.580.8060.079.187.6365.082.586.5270.085.785.4475.08