1、精品 料推薦吉 林 化 工 學 院化 工 原 理 課 程 設 計題目篩板精餾塔分離苯甲苯工藝設計教 學 院 化工與材料工程學院專業(yè)班級材 化 0801學生姓名學生學號08150108指導教師張 福勝2010 年 6 月 14 日精品 料推薦目錄摘要.一緒論.二第一章 流程及流程說明 .1第二章 精餾塔工藝的設計 .22.1產(chǎn)品濃度的計算 .22.1.1原料液及塔頂、塔底產(chǎn)品的摩爾分率 .22.1.2原料液及塔頂、塔底產(chǎn)品的平均摩爾質量22.2最小回流比的確定.32.3物料衡算32.4精餾段和提餾段操作線方程 .32.4.1求精餾塔的氣液相負荷32.4.2求操作線方程32.5精餾塔理論塔板數(shù)及理

2、論加料位置32.6實際板數(shù)的計算32.7 實際塔板數(shù)及實際加料位置3第三章 精餾塔主要工藝尺寸的設計計算 .53.1物性數(shù)據(jù)計算 .53.2精餾塔主要工藝尺寸的計算 .93.3篩板流體力學驗算.133.4塔板負荷性能圖 .16第四章 熱量衡算 .Q214.1塔頂氣體上升的焓21V . .4.2回流液的焓 QR . .214.3塔頂餾出液的焓 QD .214.4冷凝器消耗焓 QC .214.5進料的焓 QF . .214.6塔底殘液的焓 QW .214.7再沸器的焓 QB .22第五章 塔的附屬設備的計算 . .235.1塔頂冷凝器設計計算.235.2泵的選型 .245.4塔總體高度的設計.25

3、結論.27致謝.28參考文獻 .29主要符號說明300.98精品 料推薦摘要在此篩板精餾塔分離苯- 甲苯的設計中，給定的條件為：進料量為 F=85kmol/h塔頂組成為： xD進料餾出液組成為：xF0.5塔釜組成 :x W =0.03加料熱狀態(tài) :q=1塔頂操作壓強 : P101.3kPa( 表壓 )首先根據(jù)精餾塔的物料衡算，求得 D和 W，通過圖解法確定最小回流比；再根據(jù)操作線方程，運用圖解法求得精餾塔理論板數(shù)，確定溫度奧康奈爾公式求的板效率，繼而求得實際板數(shù)，確定加料位置。然后進行精餾段和提餾段的設計工藝計算，求得各工藝尺寸，確定精餾塔設備結構。繼而對篩板的流體力學進行驗算，檢驗是否符合精

4、餾塔設備的要求，作出塔板負荷性能圖，對精餾塔的工藝條件進行適當?shù)恼{整，使其處于最佳的工作狀態(tài)。第二步進行塔頂換熱器的設計計算。先選定換熱器的類型，確定物性數(shù)據(jù)，計算傳熱系數(shù)和傳熱面積。然后對進料泵進行設計，確定類型。關鍵詞：苯 - 甲苯、精餾、圖解法、負荷性能圖、精餾塔設備結構 塔附屬設備下圖為連續(xù)精餾過程簡圖：出料回流苯蒸汽塔底精品 料推薦緒論在本設計中我們使用篩板塔，篩板塔的突出優(yōu)點是結構簡單 , 造價低。合理的設計和適當?shù)牟僮骱Y板塔能滿足要求的操作彈性，而且效率高。采用篩板可解決堵塞問題，適當控制漏液。篩板與泡罩板的差別在于取消了泡罩與升氣管， 而直接在板上開很多小直徑的孔篩孔。操作時氣

5、體以高速通過小孔上升，液體則通過降液管流到下一層板。分散成泡的氣體使板上液層成為強烈湍動的泡沫層。相同條件下，篩板塔生產(chǎn)能力比泡罩塔高 10%15%，板效率亦約高 10%15%，而每板壓力降則低 30%左右，適用于真空蒸餾；塔板效率較高，但稍低于浮閥塔。具有較高的操作彈性，但稍低于泡罩塔。其缺點是小孔徑篩板易堵塞，不適宜處理臟的、粘性大的和帶固體粒子的料液。精品 料推薦第一章流程及流程說明本設計任務為分離苯甲苯混合物。對于二元混合物的分離，應采用連續(xù)精餾流程。設計中采用泡點進料， 將原料液通過預熱器加熱至泡點后送入精餾塔內。 塔頂上升蒸氣采用全凝器冷凝，冷凝液在泡點下一部分回流至塔內，其余部分

6、經(jīng)產(chǎn)品冷卻器冷卻后送至儲罐。該物系屬易分物系，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)冷卻后送至儲罐。任務書上規(guī)定的生產(chǎn)任務長期固定， 適宜采用連續(xù)精流流程。 貯罐中的原料液用機泵加入精餾塔；塔釜再沸器用低壓蒸汽作為熱源加熱料液；精餾塔塔頂設有全凝器，冷凝液部分利用重力泡點回流；部分連續(xù)采出到產(chǎn)品罐。簡易流程如下，具體流程見附圖。出料苯甲苯混合液回流塔底出料圖 1精品 料推薦第二章精餾塔工藝的設計2.1 產(chǎn)品濃度的計算2.1.1 原料液及塔頂、塔底產(chǎn)品的摩爾分率苯的摩爾質量M A =78.11kg/mol甲苯的摩爾質量M B =92.13kg/mol

7、產(chǎn)品中苯的質量分數(shù)xD=0.98/ 78.110.98/ 78.11=0.9840.02 / 92.13進料中苯的質量分數(shù)xF =0.5/ 78.110.5/ 78.11=0.540.5/ 92.13殘液中苯的質量分數(shù)xw0.03/ 78.110.03/ 78.11=0.0350.97 / 92.132.1.2 原料液及塔頂、塔底產(chǎn)品的平均摩爾質量M F0.5478.11(10.54) 92.14 83.989 kg/KmolM D0.98478.11(10.984)92.1478.301 kg/KmolM W0.03578.11(10.035)92.1492.114 kg/Kmol苯甲苯屬于

8、理想物系，可采用圖解法求理論板數(shù)。2.2 最小回流比的確定1. 查手冊繪制苯甲苯氣液平衡線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。在圖上對角線上，自點e（0.54 ，0.54 ）作垂線ef 即為進料線，該線與平衡線的交點坐標為y q= 0.745x q =0.54最小回流比R minxdyq1.17yqxq取操作回流比為2 倍最小回流比R=2R min2.33精品 料推薦2.3 物料衡算F=85kmol/h總物料衡算FWD85=D+W苯物料衡算Fx F =Dx D +Wx W850.54=0.984 D+0.035W聯(lián)立得D=45.23 Kmol/hW=39.77 K

9、mol/h2.4 精餾段和提餾段操作線方程2.4.1 求精餾塔的氣液相負荷L=RD=105.4Kmol/hV=(R+1)D=150.6Kmol/hL =L+qF=190.4Kmol/hV =V=150.6Kmol/h2.4.2 求操作線方程精餾段yL xD xd105.4x45.23 * 0.9840.7x0.296VV150.6150.6提餾段yn 1L x nW190.4 x39.77xW 1.26 x 0.00924VV150.6150.62.5 精餾塔理論塔板數(shù)及理論加料位置由圖解法的總板數(shù)NT=13進料板 NF=6精餾段 5 塊提餾段 7 塊2.6 實際板數(shù)的計算（1）板效率ET0.

10、49( L ) 0.245精餾段平均溫度為86.08 由安托尼方程的精餾段相對揮發(fā)度2.56 又有 L 0.31求得精餾段板效率為52.3%精品 料推薦提餾段平均溫度 100.63 由安托尼方程的精餾段相對揮發(fā)度2.63L0.289求得提鎦餾段板效率為52.4%（2） 實際板數(shù) N T的求取精餾段實際板數(shù)NT=5/0.523=9.62 10提餾段實際板數(shù)NT=7/0.524=13.414（包括塔釜）實際總半數(shù)為 10+14=24 塊板總板效率 ET=13/2=54.2%2.7 實際塔板數(shù)及實際加料位置實際加料板位置NFNF實1=12 塊ET精餾段實際板層數(shù) Nj =10提餾段實際板層數(shù) Nt

11、=14精品 料推薦第三章 精餾塔主要工藝尺寸的設計計算3.1 物性數(shù)據(jù)計算3.1.1操作壓力計算（1）塔頂操作壓力PD =101.3+4=105.3Kpa（2）每層塔板壓降P =0.7 Kpa（3）進料板壓力PF =PD +PN精 =105.3+0.7 10=112.3Kpa（4）精餾段平均壓力P(PDPF ) / 2(105.3 112.3) / 2 108.8 Kpa（5）塔底操作壓力PW =PD +PN =105.3+0.7 24=122.1 Kpa（ ）提餾段平均壓力PFW) / 2119.3 Kpa6(PP3.1.2操作溫度計算用比例內插法求得操作溫度tF92.1-89.4tf-92

12、.1tF =90.76 0.489-0.592 0.54-0.489tD81.280.12tD81.2tD =81.4 8.97910.9840.979tW110.6106.1tW 110.6tW =110.508.80.0350精餾段平均溫度tMt DtF86.082提餾段平均溫度tMtWtF100.63 23.1.3 平均摩爾質量計算（1）塔頂平均摩爾質量計算y1 =x D =0.984 ， x1 =0.9599My M（y） M78.11+（1-0.984）92.13=78.33 kg/KmolVD =1 A+1-1B =0.984MLD =x 1 MA +（1- x 1 ） MB =0

13、.9599 78.11+ （1-0.9599 ） 92.13=78.67kg/Kmol精品 料推薦（2）進料板平均摩爾質量計算y 7 =0.763 ， x 7 =0.562MyM （1-y） M78.11+（1-0.748）92.13=83.82kg/KmolVF =7A +7B =0.763MLF =x 7 MA +（ 1- x 7 ） MB =0.562 78.11+ （1-0.562 ） 92.13=84.25kg/Kmol（3）精餾段平均摩爾質量計算（ M M）/2=（78.33+83.82）/2=80.805kg/KmolMVj =VD + VFMLj =（ MLD + MLF ）/

14、2= （78.67+84.25 ） /2=81.46kg/Kmol（4）塔底平均摩爾質量計算y18 =0.035 ， x18 =0.91MVW =y18 MA +（1- y 18 ） MB =0.035 78.11+ （1-0.035 ） 92.13=90.85kg/KmolMLW =x 18 MA +（1- x18 ） MB =0.091 78.11+ （1-0.091 ） 92.13=91.64kg/Kmol（5）提餾段平均摩爾質量計算M（ MM）/2=（83.82+90.85）/2=81.065kg/KmolVt=VF +VWMLt=（ MLF + MLW ）/2= （ 84.25+91

15、.64 ）/2=87.945kg/Kmol3.1.4 平均密度計算 4（1）氣相平均密度計算由理想氣體狀態(tài)方程計算Vj=PjMVj=111.2580.805=3 Kg / m3R（ t jT）8.314 （81.4273.15 ）P M119.0387.0653=tVt=2.98VtR（ t t8.314 （100.63Kg / mT）273.15 ）（2）液相平均密度計算塔頂液相平均密度計算由 t D =81.4 查得A =812.5 Kg / m3 ，B =807.5 Kg / m3精品 料推薦1=1=812.4 Kg / m3LD = x D / A （1xD）/ B 0.984 / 8

16、12.5（10.984 ）/ 807.5進料板液相平均密度計算由t F =90.76 查得A=805.5 Kg /m3 ， B =801.5 Kg / m3進料板質量分率 aA =x7 MA0.5478.11（1x ）M0.5478.11 （1=0.521x M0.547） 92.137 A7B1=1=803.6 Kg / m3LFaA / A/805.0（1（1 aA）/B0.5210.521） /801.5精餾段液相平均密度計算Lj =（ LD + LF ）/2= （ 812.4+803.6 ）/2=808 Kg /m3塔底液相平均密度計算由t w =110.5 查得A =772.5 Kg

17、 / m3 ， B =765.5 Kg / m3塔底質量分率aAx18MA0.03578.11=0.03x18 MA（1x18）MB0.03578.11 （10.035） 92.13LWaA /1B0.035 / 772.510.035）/765.7 Kg / m3A（1 aA）/（1767.5提餾段液相平均密度計算Lt(LWLF )/ 2（803.6+765.7)/2=784.65Kg/m 33.1.5 液體平均表面張力計算依式Xii計算（1） 塔頂液相平均表面張力計算由 t D =81.4 查得A =19.2mN/m，B =20.5mN/mLD =x DA +（1- x D ）B =0.9

18、8 19.2+ （ 1-0.984 ） 20.5=19.221mN/m精品 料推薦（2） 進料板液相平均表面張力計算由 t F =90.76 查得A =17.2 mN/m，B =20.2 mN/mLF =x 7A +（1- x 7 ） B =0.54 17.2+ （1-0.54 ） 20.2=18.514mN/m（3） 精餾段液相平均表面張力計算Lj =（LD + LF ）/2= （19.221+18.514 ）/2=18.87mN/m(4) 塔底液相平均表面張力計算由 tw =110.5 查得A =14.9mN/m，B =17.8 mN/mLW = x18A +（1- x18 ）B =0.0

19、35 14.9+ （1-0.035 ） 17.8=17.69mN/m(5) 提餾段液相平均表面張力計算Lt =（LW + LF ）/2= （17.69+18.514 ）/2=18.102mN/m3.1.6 液體平均黏度計算 4依式xii計算（1）塔頂液相平均黏度計算由 t D =81.4 查得A =0.31mPa s，B =0.33 mPa sLD = xD A +（1- xD ）B =0.984 （ 0.31 ）+（1-0.984 ）（ 0.33 ）得 LD =0.310mPa s（2）進料板液相平均黏度計算由t F =90.76 查得A =0.29mPa s，B =0.31mPa sLF

20、= x7 A +（1- x7 ）B =0.54 （ 0.29 ）+（1-0.54 ）（ 0.31 ）得 LF =0.299mPa s精品 料推薦（3）精餾段液相平均黏度計算Lj =（LD + LF ）/2= （0.310+0.299 ）/2=0.3045mPa s（4）塔底液相平均黏度計算由 t w =110.5 查得A =0.24mPa s，B =0.28mPa sLW = x18 A +（ 1- x 18 ）B =0.035 （ 0.24 ） +（ 1-0.035 ）（ 0.28 ）LW =0.278mPa s(5) 提餾段液相平均黏度計算Lt =（LW + LF ）/2= （0.299+

21、0.278 ）/2=0.2885mPa s3.2 精餾塔主要工藝尺寸的計算3.2.1 精餾塔的塔體工藝尺寸計算（1）塔徑的計算精餾段塔徑的計算氣、液相體積流率Vsj=VM= 150.680.805 =0.123 m3/sVj3600 Vj36003.0L=LMLj105.481.463/s=0.0042 msj3600 Lj3600808由 umaxCLjVj，式中 C=C20（Lj0.2，C20 由史密斯關聯(lián)圖查取，圖的橫坐標為20）VjL0.5Lsj36000.50.004236000.5LjLj808h=0.056VhVjVsj3600Vj0.12336003取板間距 HT=0.4m，板

22、上液層高度 hL =0.05m，則 HT - hL =0.4-0.05=0.35m ，由史密斯關聯(lián)圖查得18.870.2C=0.07C（Lj0.2=0.07=0.0692，則20）2020C=20精品 料推薦umaxCLjVj =0.07808 3 =1.13m/sVj3取安全系數(shù)為0.7 ，則空塔氣速為 u=0.7 umax =0.7 1.13=0.79 m/s4VS40.123=1.37mD=0.79u按表準塔徑圓整后為 D=1.4 m塔截面積 ATD2244（ 1.4 ） =1.54 m2實際空塔氣速為 u實VS0.799 m/sAT提餾段塔徑的計算VM3Vst =Vt=0.119 m

23、/ s3600 VtLst =LMLt3s=0.0041 m /3600 Lt由 uCLtVt ，式中C（Lt0.2， C由史密斯關聯(lián)圖6查取，圖的橫坐標為max）C=202020Vt0.50.5LhLtLst3600VhVtVst3600Lt0.0694VtHT - hL =0.36-0.06=0.3m ，由史密斯關聯(lián)圖查得C20 =0.07120.2C（Lt0.219.013）=0.059=0.0701C= 202020umaxCLtVt =1.05m/sVt取安全系數(shù)為0.7 ，則空塔氣速為 u=0.7 umax =0.7 1.05 =0.735 m/s4VS4 0.242D=1.33

24、mu0.636按表準塔徑圓整后為D=1.4 m精品 料推薦塔截面積 AT22D4（1.4）=1.52 m24實際空塔氣速為 u實VS0.778 m/sAT（2）精餾塔有效高度的計算精餾段有效高度 Zj =（ Nj -1 ） HT =（10-1 ） 0.4=4 m提餾段有效高度 Zt =（ Nt -1 ） HT =（ 14-1 ） 0.4=5.2m在精餾塔上開 1 個人孔，高度為0.8m，精餾塔的效高度為Z=Z j +Zt +0.8=10m3.2.2 塔板主要工藝尺寸的計算（1）溢流裝置計算塔徑 D=1.4 m，選用單溢流弓形降液管，采用凹形受液盤 堰長 lW取 lW =0.66D=0.63 1

25、.4=0.924m 堰高 hW2hoW 計算如下2選用平直堰，堰上液層高度32.84Lh32.84ELh1000l=取 E1000lWhoW1，則hoW= W22.840.004236003板上液層高度 hL =0.065m精 餾 段10000.924hoW =0.0183mhW = hL - hoW =0.065-0.0183=0.047m提餾段 hoW =0.0181mhW= hL - hoW =0.065-0.0181=0.049m 弓形降液管寬度 W 和截面積 Adf精餾段lW =0.66 ，查弓形降液管參數(shù)圖6AW由得 f=0.0722 ， d =0.124DADT精品 料推薦則 A

26、 =0.0722 A =0.111 m2 ，W =0.124D=0.1736mfTd驗算液體在降液管中停留時間= 3600Af HT =11.73s 3 5s1Lh故降液管設計合理提餾段由lW=0.66，查弓形降液管參數(shù)圖得Af=0.066，Wd=0.124DATD則 Af =0.066 AT =0.105 m2 ， Wd =0.124D=0.1721m驗算液體在降液管中停留時間= 3600Af HT =10.95s 35sLh故降液管設計合理降液管底隙高度hoho =Lhu，取 uo=0.15m/s1l3600 W o精餾段 ho=36000.0042=0.03m/s0.92736000.1

27、5hW - ho =0.017m 0.013m提餾段 ho =0.029mhW - ho =0.0172m 0.013m（2）塔板布置塔板的分塊塔徑 D0.8m，故塔板采用分塊式邊緣區(qū)寬度 WC=0.075 m ，安定區(qū)寬度 WS=0.075 m孔區(qū)面積計算A = 2 x R2- x2+ R2sin -1 x a180R精品 料推薦其中： x=D/2（ Wd+WS）=1.4/2-（1.736+0.075 ） =0.4514mR=D/2 W=1.4/2-0.04=0.665 mCsin -1 ( 0.199A = 2 0.199 0.315 2 - 0.199 2+0.315 2) = 0.98

28、3m 2a1800.315孔設計及其排列本設計處理的物系無腐蝕性，可選用=3mm碳鋼板，取篩孔直徑do=5mm。篩孔按正三角形排列，去孔中心距t 為： t=3do=3 5=15mm篩孔數(shù)目 n 為：1.155Aa = 5030個n =2tdo22塔板開孔區(qū)的開孔率 為 =0.907= 0.9070.005t= 10.1%0.015開孔率在 515%范圍內，符合要求。氣體通過篩孔的氣速為精餾段： uo實=VSj=VSj0.255= 12.4m / sA0Aa0.1010.983提餾段： uo實=VSt=VSt= 11.81m / sA0Aa3.3 篩板流體力學驗算3.3.1 塔板壓降（1）干板阻

29、力 hc由 d / =5/3=1.67查圖干篩孔的流量系數(shù)圖得 C =0.772o0u02V由 hc = 0.051得c0L12.423精餾段： hcj = 0.051= 0.048m液柱0.772808精品 料推薦11.812提餾段： hct2.89液柱= 0.051= 0.044m0.772785.758（2）氣流通過液層的阻力h1 計算由 uaj =VSj= 0.86m / sAT - Afuat=VSt= 0.857m / s- AfAT氣相動能因數(shù) F o11Fo= ujVj= 1.49kg 2/s.m 2查充氣系數(shù)關聯(lián)圖得j=0.5811Fo= utVt= 1.47kg 2/s.m

30、 2查充氣系數(shù)關聯(lián)圖得t=0.56精餾段： h1j =j hL=0.038m液柱提餾段： h1t = t hL=0.0372 m 液柱（3）液體表面張力的阻力h 的計算精餾段： h提餾段： h=4Lj= 0.0019m液柱jgLid0t=4Lt= 0.00197m液柱gLtd0氣體通過每層塔板的液柱精餾段： hPjhCjhLjh j0.0879m 液柱提餾段：hhh0.0865mh液柱PtCtLtt氣體通過每層塔板的壓降精餾段：PPj= hpjLj g = 0.0879808 9.81 = 696.7Pa 700Pa提餾段：PPt= hptLt g = 653.4Pa 700Pa符合設計要求。精品 料推薦3.3.2液面落差對于篩板塔，液面落差很小，且本設計的塔徑和液流量均不大，故可忽略液面落差的影響。3.3.3液沫夾帶5.7 10 63.2液沫夾帶量eVuaHThfL根據(jù)設計經(jīng)驗，一般取 hf2.5 hL =2.5 0.065=0.16m5.7 10-6uaj3.2精餾段： evj=HT -h fLj5.710-63.20.86液 /Kg氣 0.1Kg 液 /Kg氣=10-3= 0.018Kg20.7150.4 - 0.165.7 10-63.2提餾段： e =uatvtLtHT - h f5.710-63.