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1、 化 工 原 理 課 程 設(shè) 計 題目： 苯—甲苯分離過程板式精餾塔設(shè)計 系部名稱 計算機科學(xué)與工程系 專業(yè)班級 09化學(xué)工程與工藝 學(xué)生姓名 熊 碧 玉 學(xué)生學(xué)號 109333280102 指導(dǎo)教師 覃月寧 2011年12月 20 日 課程設(shè)計任務(wù)書 一、課題名稱 苯——甲苯分離過程板式精餾塔設(shè)計 二、課題條件（原始數(shù)據(jù)） 一、設(shè)計方案的選定 原料：苯、甲苯 年處理量： 66000t 原料組成

2、（甲苯的質(zhì)量分數(shù)）：40% 料液初溫： 30℃ 操作壓力：常壓 101.3 kPa 操作 回流比：R=1.3R min 單板壓降：自選 進料狀態(tài)：飽和液體進料 塔頂產(chǎn)品濃度： 98% 塔底釜液含甲含量不高于2%（質(zhì)量分率） 塔頂采用全凝器，泡點回流 塔釜：飽和蒸汽間接/直接加熱 塔板形式：篩板 生產(chǎn)時間：300天/年，每天24h運行 冷卻水溫度：20℃～30℃ 設(shè)備形式：篩板塔 目 錄 摘要 ………………………………………………………………………………… I 第一章 緒論 …………………………………………………

3、……………………… 1 第二章 設(shè)計方案的確定 …………………………………………………………… 3 2.1 操作條件確定 ……………………………………………………………… 3 2.1.1操作壓力 ……………………………………………………………… 3 2.1.2進料狀態(tài) ……………………………………………………………… 3 2.1.3加熱方式 ……………………………………………………………… 3 2.2 確定設(shè)計方案的原則 ……………………………………………………… 4 2.2.1滿足工藝和操作的要求 ……………

4、………………………………… 4 2.2.2滿足經(jīng)濟上的需求 …………………………………………………… 4 2.2.3保證安全生產(chǎn) ………………………………………………………… 4 第三章 塔體計算 …………………………………………………………………… 5 3.1 精餾塔的物料衡算 ………………………………………………………… 5 3.1.1原料液級塔頂、塔底產(chǎn)品的摩爾分率 ……………………………… 5 3.1.2原料液及塔頂、塔底產(chǎn)品的平均摩爾質(zhì)量 ………………………… 5 3.1.3物料衡算 ………

5、……………………………………………………… 5 第四章 塔板計算 …………………………………………………………………… 6 4.1塔板數(shù)的確定………………………………………………………………… 6 4.1.1理論塔板數(shù)的求取………………………………………………… 6 4.1.2實際塔板數(shù)的求取 …………………………………………………… 8 4.2 精餾段的計算 ……………………………………………………………… 9 4.2.1精餾塔的工藝條件及有關(guān)物性數(shù)據(jù)的計算 ………………………… 9 4.2.2精餾塔塔體

6、工藝尺寸計算 …………………………………………… 13 4.2.3塔板主要工藝尺寸計算 ……………………………………………… 14 4.2.4篩板的流體力學(xué)驗算 ………………………………………………… 16 4.2.5精餾段塔板負荷性能圖 ……………………………………………… 18 4.3 提鎦段的計算 ……………………………………………………………… 24 4.3.1精餾塔提鎦段工藝條件 ……………………………………………… 24 4.3.2提餾塔的塔體工藝尺寸計算 ………………………………………… 26

7、 4.3.3塔板主要工藝尺寸計算 …………………………………………… 27 4.3.4篩板的流體力學(xué)驗算 ……………………………………………… 29 4.3.5提鎦段塔板負荷性能圖……………………………………………… 31 第五章 塔附件設(shè)計 ……………………………………………………………… 37 5.1 附件的計算 ……………………………………………………………… 37 5.1.1接管…………………………………………………………………… 37 5.2 附屬設(shè)備設(shè)計 …………………………………………………………

8、… 39 5.2.1泵的計算及選型 …………………………………………………… 39 5.2.2冷凝管 ……………………………………………………………… 40 5.2.3再沸器 ……………………………………………………………… 41 第六章 熱量衡算…………………………………………………………………… 42 6.1 塔頂熱量衡算 …………………………………………………………… 42 6.2 塔的熱量衡算……………………………………………………………… 43 6.3焓值衡算 …………………………………………

9、………………………… 43 設(shè)計總結(jié) …………………………………………………………………………… 46 附錄[1] 苯----甲苯連續(xù)精餾過程板式精餾塔操作物料流程示意圖 ………… 47 附錄[2] 苯----甲苯連續(xù)精餾過程板式精餾塔示意圖 ………………………… 48 參考文獻 …………………………………………………………………………… 49 致謝 ………………………………………………………………………………… 50 摘 要 精餾是分離液體混合物最常用的一種單元操作，在化工﹑煉油﹑石油化工等工業(yè)中得到廣泛的應(yīng)用。本設(shè)計的題目是苯—甲苯二元

10、物系板式精餾塔的設(shè)計。在確定的工藝要求下，確定設(shè)計方案，設(shè)計內(nèi)容包括精餾塔工藝設(shè)計計算，塔輔助設(shè)備設(shè)計計算，精餾工藝過程流程圖，精餾塔設(shè)備結(jié)構(gòu)圖，設(shè)計說明書。 關(guān)鍵詞：篩板塔；苯--甲苯；工藝計算；結(jié)構(gòu)圖 第一章 緒論 塔設(shè)備是煉油、化工、石油化工等生產(chǎn)中廣泛應(yīng)用的氣液傳質(zhì)設(shè)備。根據(jù)塔內(nèi)氣液接觸部件的結(jié)構(gòu)型式，可分為板式塔和填料塔。板式塔內(nèi)設(shè)置一定數(shù)目的塔板，氣體以鼓泡或噴射形式穿過板上液層進行質(zhì)熱傳遞，氣液相組成呈階梯變化，屬逐級接觸逆流操作過程。填料塔內(nèi)裝有一定高度的填料層，液體自塔頂沿填料表面下流，

11、氣體逆流向上（也有并流向下者）與液相接觸進行質(zhì)熱傳遞，氣液相組成沿塔高連續(xù)變化，屬微分接觸操作過程。 工業(yè)上對塔設(shè)備的主要要求是：（1）生產(chǎn)能力大；（2）傳熱、傳質(zhì)效率高；（3）氣流的摩擦阻力??；（4）操作穩(wěn)定，適應(yīng)性強，操作彈性大；（5）結(jié)構(gòu)簡單，材料耗用量少；（6）制造安裝容易，操作維修方便。此外，還要求不易堵塞、耐腐蝕等。 板式塔大致可分為兩類：（1）有降液管的塔板，如泡罩、浮閥、篩板、導(dǎo)向篩板、新型垂直篩板、蛇形、S型、多降液管塔板；（2）無降液管的塔板，如穿流式篩板（柵板）、穿流式波紋板等。工業(yè)應(yīng)用較多的是有降液管的塔板，如浮閥、篩板、泡罩塔板等。 苯的沸點為80.1℃，熔點為

12、5.5℃，在常溫下是一種無色、味甜、有芳香氣味的透明液體，易揮發(fā)。苯比水密度低，密度為0.88g/ml，但其分子質(zhì)量比水重。苯難溶于水，1升水中最多溶解1.7g苯；但苯是一種良好的有機溶劑，溶解有機分子和一些非極性的無機分子的能力很強。 甲苯是最簡單，最重要的芳烴化合物之一。在空氣中，甲苯只能不完全燃燒，火焰呈黃色。甲苯的熔點為-95 ℃，沸點為111 ℃。甲苯帶有一種特殊的芳香味（與苯的氣味類似），在常溫常壓下是一種無色透明，清澈如水的液體，密度為0．866克／厘米3，對光有很強的折射作用（折射率：1,4961）。甲苯幾乎不溶于水(0,52 g/l)，但可以和二硫化碳，酒精，乙醚以任意比

13、例混溶，在氯仿，丙酮和大多數(shù)其他常用有機溶劑中也有很好的溶解性。甲苯的粘性為0,6 mPa s，也就是說它的粘稠性弱于水。甲苯的熱值為40.940 kJ/kg，閃點為4 ℃，燃點為535 ℃。 分離苯和甲苯，可以利用二者沸點的不同，采用塔式設(shè)備改變其溫度，使其分離并分別進行回收和儲存。板式精餾塔、浮法塔都是常用的塔類型，可以根據(jù)不同塔各自特點選擇所需要的塔。 篩板是在塔板上鉆有均布的篩孔，呈正三角形排列。上升氣流經(jīng)篩孔分散、鼓泡通過板上液層，形成氣液密切接觸的泡沫層（或噴射的液滴群）。 篩板塔是1932年提出的，當時主要用于釀造，其優(yōu)點是結(jié)構(gòu)簡單，制造維修方便，造價低，氣體壓降小，板上

14、液面落差較小，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，小孔徑篩板易堵塞，不適宜處理粘性大的、臟的和帶固體粒子的料液。但設(shè)計良好的篩板塔仍具有足夠的操作彈性，對易引起堵塞的物系可采用大孔徑篩板，故近年我國對篩板的應(yīng)用日益增多，所以在本設(shè)計中設(shè)計該種塔型。 第二章 設(shè)計方案的確定 2.1 操作條件的確定 確定設(shè)計方案是指確定整個精餾裝置的流程、各種設(shè)備的結(jié)構(gòu)型式和某些操作指標。例如組分的分離順序、塔設(shè)備的型式、操作壓力、進料熱狀態(tài)、塔頂蒸汽的冷凝方式等。下面結(jié)合課程設(shè)計的需要，對某些問題作些闡述。 2.1.1操作壓力 蒸餾操作通?？稍诔骸⒓訅汉蜏p壓下進

15、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)濟上的合理性進行考慮。例如，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)在加壓下進行蒸餾。當物性無特殊要求時，一般是在稍高于大氣壓下操作。但在塔徑相同的情況下，適當?shù)靥岣卟僮鲏毫梢蕴岣咚奶幚砟芰?。有時應(yīng)用加壓蒸餾的原因，則在于提高平衡溫度后，便于利用蒸汽冷凝時的熱量，或可用較低品位的冷卻劑使蒸汽冷凝，從而減少蒸餾的能量消耗。 2.1.2進料狀態(tài) 進料狀態(tài)與塔板數(shù)、塔徑、回流量及塔的熱負荷都有密切的聯(lián)系。在實際的生產(chǎn)

16、中進料狀態(tài)有多種，但一般都將料液預(yù)熱到泡點或接近泡點才送入塔中，這主要是由于此時塔的操作比較容易控制，不致受季節(jié)氣溫的影響。此外，在泡點進料時，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。 2.1.3加熱方式 蒸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。然而，直接蒸汽加熱，由于蒸汽的不斷通入，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，塔底殘液中易揮發(fā)組分的濃度應(yīng)較低，因而塔板數(shù)稍有增加。采用直接蒸汽加熱時，加熱蒸汽的壓力要高于釜中的壓力，以便克服蒸汽噴出小孔的阻力及釜中液柱靜壓力。對于苯-甲苯溶液，一般采用1.1~2.0KPa（表壓）

17、。 2.2 確定設(shè)計方案的原則 確定設(shè)計方案總的原則是在可能的條件下，盡量采用科學(xué)技術(shù)上的最新成就，使生產(chǎn)達到技術(shù)上最先進、經(jīng)濟上最合理的要求，符合優(yōu)質(zhì)、高產(chǎn)、安全、低消耗的原則。為此，必須具體考慮如下幾點： 2.2.1滿足工藝和操作的要求 所設(shè)計出來的流程和設(shè)備，首先必須保證產(chǎn)品達到任務(wù)規(guī)定的要求，而且質(zhì)量要穩(wěn)定，這就要求各流體流量和壓頭穩(wěn)定，入塔料液的溫度和狀態(tài)穩(wěn)定，從而需要采取相應(yīng)的措施。其次所定的設(shè)計方案需要有一定的操作彈性，各處流量應(yīng)能在一定范圍內(nèi)進行調(diào)節(jié)，必要時傳熱量也可進行調(diào)整。因此，在必要的位置上要裝置調(diào)節(jié)閥門，在管路中安裝備用支線。計算傳熱面積和選取操作指標時，也應(yīng)考

18、慮到生產(chǎn)上的可能波動。再其次，要考慮必需裝置的儀表(如溫度計、壓強計，流量計等)及其裝置的位置，以便能通過這些儀表來觀測生產(chǎn)過程是否正常，從而幫助找出不正常的原因，以便采取相應(yīng)措施。 2.2.2滿足經(jīng)濟上的要求 要節(jié)省熱能和電能的消耗，減少設(shè)備及基建費用。如前所述在蒸餾過程中如能適當?shù)乩盟?、塔底的廢熱，就能節(jié)約很多生蒸汽和冷卻水，也能減少電能消耗。又如冷卻水出口溫度的高低，一方面影響到冷卻水用量，另方面也影響到所需傳熱面積的大小，即對操作費和設(shè)備費都有影響。同樣，回流比的大小對操作費和設(shè)備費也有很大影響。 2.2.3保證安全生產(chǎn) 例如苯屬有毒物料，不能讓其蒸汽彌漫車間。又如，塔是指

19、定在常壓下操作的，塔內(nèi)壓力過大或塔驟冷而產(chǎn)生真空，都會使塔受到破壞，因而需要安全裝置。 以上三項原則在生產(chǎn)中都是同樣重要的。但在化工原理課程設(shè)計中，對第一個原則應(yīng)作較多的考慮，對第二個原則只作定性的考慮，而對第三個原則只要求作一般的考慮。 第三章 塔體計算 本設(shè)計采用連續(xù)精餾流程，飽和液體進料。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。該物系屬于易分離物系，最小回流比比較小，故操作回流比取最小回流比的2倍。塔釜采用飽和蒸汽間接加熱，塔底產(chǎn)品冷卻后送至儲罐。 3.1 精餾塔的物料衡算 3.1.1原料液級塔頂、塔底產(chǎn)品的摩爾分率

20、 苯的摩爾質(zhì)量 甲苯的摩爾質(zhì)量 3.1.2 原料液及塔頂、塔底產(chǎn)品的平均摩爾質(zhì)量 3.1.3物料衡算 原料處理量 總物料衡算 苯物料衡算 聯(lián)立解得 第四章 塔板計算 4.1 塔板數(shù)的確定

21、 4.1.1理論板數(shù)的求取 (1)相對揮發(fā)度的求取 苯的沸點為80.1℃，甲苯額沸點為110.63℃ 1　 當溫度為80.1℃時 解得， 2　 當溫度為110.63℃時 解得， 則有 相對揮發(fā)度： (2)最小回流比的求取 由于是飽和液體進料，有q=1，q線為一垂直線，故，根據(jù)相平衡方程有 最小回流比為 回流比為最小回流比的1.3倍，即 (3)精餾塔的氣、液相負荷

22、 (4)操作線方程 精餾段操作線方程 提餾段操作線方程 兩操作線交點橫坐標為 理論板計算過程如下： 采用圖解法求理論塔板層數(shù)，如圖1-1所示。求解結(jié)果為 圖4-1 圖解法求理論板數(shù) 總理論板層數(shù) NT=17(包括再沸器) 進料板位置 NF=9 總理論板數(shù)為17（包括蒸餾釜），精餾段理論板數(shù)為8，第9塊板為進料板。 4.1.2實際板數(shù)的求取 取全塔效率為0.52，則有 4.2 精餾段的計算 4.2.1精餾塔的工藝條件及有關(guān)物性數(shù)據(jù)的計算 (1)操作壓力的計算 塔頂?shù)牟?/p>

23、作壓力 每層塔板的壓降 進料板壓力 精餾段平均壓力 (2)操作溫度的計算 依據(jù)操作壓力，由泡點方程通過試差法計算出泡點溫度，其中苯、甲苯的飽和蒸汽有安托尼方程計算，即： 式中 t---- 物系溫度,℃ P* ----飽和蒸汽壓，KPa A,B,C----Antoine常數(shù) 其值見表： 表4-1 苯和甲苯的Antoine常數(shù) 組 分 A B C 苯（以A 表示） 6.023 1206.35 220.24 甲苯（以B 表示） 6.078 1

24、343.94 219.58 計算結(jié)果如下： 塔頂溫度 進料板溫度 精餾段平均溫度 (3)平均摩爾質(zhì)量計算 塔頂平均摩爾質(zhì)量的計算 由理論板的計算過程可知，， 進料板平均摩爾質(zhì)量的計算 由理論板的計算過程可知，， 精餾段的平均摩爾質(zhì)量為 (4)平均密度計算 ① 氣相平均密度計算 由理想氣體狀態(tài)方程式計算，即 ② 液相平均密度計算 液相平均密度計算依下式計算，即： 塔頂液相平均密度的計算。 由，查液體在不同溫度下的密度表得： 進料板液相平均密度的計算。

25、由，查液體在不同溫度下的密度表得： 精餾段的平均密度為： 表4-2苯和甲苯的液相密度 溫度t/℃ 80 90 100 110 120 /kg/m 3 812 803.9 792.5 780.3 768.9 /kg/m3 808 800.2 790.3 780.3 770.0 (5)液體平均表面張力的計算 液相平均表面張力依下式計算，即： 塔頂液相平均表面張力的計算。 由，查液體表面張力共線圖得： 進料板液相平均表面張力的計算。 由，查液體表面張力共線圖得：

26、 精餾段平均表面張力為： 表4-3液體的表面張力 溫度t /℃ 80 90 100 110 120 /mN/m 21.27 20.06 18.85 17.66 16.49 /mN/m 21.69 21.20 19.94 18.41 17.31 (6)液體平均黏度計算 液相平均黏度依下式計算，即： 塔頂液相平均黏度的計算： 由，查氣體黏度共線圖得： 精餾段液相平均黏度的計算： 由，查氣體黏度共線圖得： 精餾段液相平均黏度為： 表4-4液

27、體黏度 溫度,t,℃ 80 90 100 110 120 /mPa 0.308 0.289 0.255 0.233 0.215 mPa 0.316 0.295 0.264 0.254 0.228 4.2.2精餾塔的塔體工藝尺寸計算 (1)塔徑的計算 精餾段的氣、液相體積流率為： 由，式中C由求取，其中由篩板塔汽液負荷因子曲線圖查取，圖橫坐標為 取板間距，，板上液層高度，則 查篩板塔汽液負荷因子曲線圖得 取安全系數(shù)為0.7，則空塔氣速為： 按標準塔徑圓整后為。 塔截面積為： (2)精餾塔有效高

28、度的計算 精餾段有效高度為： 提餾段有效高度為： 在進料板上方開一人孔，其高度為0.8m，故精餾塔的有效高度為： 4.2.3.塔板主要工藝尺寸的計算 (1)溢流裝置計算 因塔徑，可選用單溢流弓形降液管，采用凹形受液盤。各項計算如下： 1　 堰長 取 2　 溢流堰高度 由，選用平直堰，堰上液層高度由下式計算，即： 近似取E=1，則 取板上清液層高度 故 3　 弓形降液管寬度和截面積： 由，查弓形降液管參數(shù)圖得： 則：， 驗算液體在降液管中停留時間，即： 故降液管設(shè)計合理。 4　 降液管底

29、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)塔板布置 ① 塔板的分塊。因，故塔板采用分塊式。查塔板塊數(shù)表得塔板分為4塊。 ② 邊緣區(qū)寬度確定： 取， ③ 開孔區(qū)面積計算。開孔區(qū)面積計算為： 其中 故 ④ 篩孔計算及其排列。由于苯和甲苯?jīng)]有腐蝕性，可選用碳鋼板，取篩孔直徑。篩孔按正三角形排列，取孔中心距t為： 篩孔數(shù)目n為： 開孔率為： 氣體通過篩孔的氣速為： 4.2.4.篩板的流體力學(xué)驗算 (1)塔板壓降 ① 干板阻力計算。干板阻力由下式計算： 由，查篩板塔汽液負荷因

30、子曲線圖得 故 ② 氣體通過液層的阻力計算。氣體通過液層的阻力由下式計算，即 查充氣系數(shù)關(guān)聯(lián)圖得。 故。 ③ 液體表面張力的阻力計算。液體表面張力所產(chǎn)生的阻力由下式計算，即： 氣體通過每層塔板的液柱高度按下式計算： 氣體通過每層塔板的壓降為： (2) 液面落差 對于篩板塔，液面落差很小，且本設(shè)計的塔徑和液流量均不大，故可忽略液面落差的影響。 (3) 液沫夾帶 液沫夾帶按下式計算： = =2.5hL= 故：故在本設(shè)計中液沫夾帶量在允許的范圍內(nèi)。 (4)

31、漏液 對篩板塔，漏液點氣速按下式計算： 實際孔速 穩(wěn)定系數(shù)為 故在本設(shè)計中無明顯漏液。 (5) 液泛 為防止塔內(nèi)發(fā)生液泛，降液管內(nèi)液層高應(yīng)服從下式所表示的關(guān)系，即： 苯—甲苯物系屬一般物系，取，則： 而 板上不設(shè)進口堰，按下式計算： ，故本設(shè)計中不會發(fā)生液泛現(xiàn)象。 4.2.5.精餾段塔板負荷性能圖 (1)漏液線 由 = = 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 表4-5 漏液線計算結(jié)果 0.0006 0.0015 0.003

32、 0.0045 0.705 0.723 0.746 0.765 由上表數(shù)據(jù)即可作出漏液線1 (2)液沫夾帶線 以為限，求關(guān)系如下： 由 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 表4-6 液沫夾帶線計算結(jié)果 0.0006 0.0015 0.0030 0.0045 1.252 1.204 1.142 1.089 由上表數(shù)據(jù)即可作出液沫夾帶線2 (3)液相負荷下限線 對于平直堰，取

33、堰上液層高度=0.006作為最小液體負荷標準: = 取E=1，則 據(jù)此可作出與氣體流量無關(guān)的垂直液相負荷下限線3 (4)液相負荷上限線 以作為液體在降液管中停留時間的下限 ==4 故 == 據(jù)此可作出與氣體流量無關(guān)的垂直液相負荷上限線4。 (5)液泛線 令 由 聯(lián)立解得 忽略，將與，與，與的關(guān)系式代入上式，并整理得： 式中 將有關(guān)的數(shù)據(jù)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 表4-7液泛線計算表 0.0006 0.0

34、015 0.0030 0.0045 1.150 1.120 1.078 1.037 由上表即可作出液泛線5 根據(jù)以上各線方程，可作出篩板塔的負荷性能圖，如下圖： 0 0.5 1.0 1.5 0.005 0.01 0.015 Ls（立方米/秒） Vs（立方米/秒） 漏液線11111 液沫夾帶線 液相負荷下限線 液相負荷上限線 液泛線 A 圖4-2 精餾段篩板塔的負荷性能圖 在負荷性能圖上，作出操作點A，連接OA，即作出操作線。由上圖可看出

35、，該篩板的操作上限為液泛控制，下限為漏液控制。由圖查得： = 0.758 = 1.027 故操作彈性為：/=1.78 所設(shè)計精餾段篩板的主要結(jié)果匯總于下表4-8 表4-8 提餾段篩板塔設(shè)計計算結(jié)果 序號 項目 數(shù)值 1 2 3 4 5 6 7 8 9 10 11 12 13 14 15 16 17 18 19 20 21 22 23 24 25 26 27 28 29 30 31 32 平均溫度 平均壓力 氣相流量 液相流量 塔的有效高度 實際塔板數(shù)

36、 塔徑/m 板間距 溢流形式 降液管形式 堰長/m 堰高/m 板上液層高度/m 堰上液層高度/m 降液管底隙高度/m 安定區(qū)高度/m 邊緣區(qū)高度/m 開孔區(qū)面積/ 篩孔直徑/m 篩孔數(shù)目 孔中心距/m 開孔率/% 空塔氣數(shù)/(m/s) 篩孔氣數(shù)/(m/s) 穩(wěn)定系數(shù) 單板壓降/Pa 負荷上限 負荷下限 液沫夾帶量/(kg液/kg氣) 氣相負荷上限/ 氣相負荷下限/ 操作彈性 89.84 110.2 1.036 0.0025 13.6 35 1.4 0.40 單溢流 弓形 0.924 0.047 0.06 0.013

37、 0.034 0.07 0.035 1.210 0.005 2731 0.015 10.1 0.855 8.48 1.68 484.2 液泛控制 漏液控制 0.00905 0.0124 0.0032 1.78 4.3提溜段的計算 4.3.1 精餾塔的提餾段工藝條件 (1)操作溫度的計算 依據(jù)操作壓力，由泡點方程通過試差法計算出泡點溫度，其中苯、甲苯的飽和蒸汽有安托尼方程計算，計算結(jié)果如下： 塔釜溫度 進料板溫度 提餾段平均溫度 (2)平均摩爾質(zhì)量計算 塔釜平均摩爾質(zhì)量的計算 由理論板的計算

38、過程可知，， 由理論板的計算過程可知，提餾段的平均摩爾質(zhì)量為： (3)平均密度計算 ① 氣相平均密度計算 由理想氣體狀態(tài)方程式計算，即 ② 液相平均密度計算 液相平均密度計算依下式計算，即： 塔釜液相平均密度的計算。 由，查液體在不同溫度下的密度表得： 進料板液相平均密度的計算。 由，查液體在不同溫度下的密度表得： 提餾段的平均密度為： (4)液體平均表面張力的計算 液相平均表面張力依下式計算，即： 塔釜液相平均表面張力的計算。 由，查液體表面張力共線圖得：

39、 進料板液相平均表面張力的計算。 由，查液體表面張力共線圖得： 提餾段平均表面張力為： (5)液體平均黏度計算 液相平均黏度依下式計算，即： 塔釜液相平均黏度的計算： 由，查氣體黏度共線圖得： 提餾段液相平均黏度的計算： 由，查氣體黏度共線圖得： 提餾段液相平均黏度為： 4.3.2 提餾塔的塔體工藝尺寸計算 (1)塔徑的計算 提餾段的氣、液相體積流率為： 由，式中C由求取，其中由篩板塔汽液負荷因子曲線圖查取，圖橫坐標為 取板間距，，板上液層高

40、度，則 查篩板塔汽液負荷因子曲線圖得 取安全系數(shù)為0.7，則空塔氣速為： 按標準塔徑圓整后為。 塔截面積為： 4.3.3 塔板主要工藝尺寸的計算 (1)溢流裝置計算 因塔徑，可選用單溢流弓形降液管，采用凹形受液盤。各項計算如下： 1　 堰長 取 2　 溢流堰高度 由，選用平直堰，堰上液層高度由下式計算，即： 近似取E=1，則 取板上清液層高度 故 3　 弓形降液管寬度和截面積： 由，查弓形降液管參數(shù)圖得： 則：， 驗算液體在降液管中停留時間，即： 故降液管設(shè)計合理。

41、 4　 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)塔板布置 1　 塔板的分塊。因，故塔板采用分塊式。查塔板塊數(shù)表得塔極分為3塊。 2　 邊緣區(qū)寬度確定： 取， 3　 開孔區(qū)面積計算。開孔區(qū)面積計算為： 其中 故 4　 篩孔計算及其排列。由于苯和甲苯?jīng)]有腐蝕性，可選用碳鋼板，取篩孔直徑。篩孔按正三角形排列，取孔中心距t為： 篩孔數(shù)目n為： 開孔率為： 氣體通過篩孔的氣速為： 4.3.4 篩板的流體力學(xué)驗算 (1)塔板壓降 1　 干板阻力計算。干板阻力由下式計算：

42、 由，查篩板塔的汽液負荷因子曲線圖得 故 2　 氣體通過液層的阻力計算。氣體通過液層的阻力由下式計算，即 查充氣系數(shù)關(guān)聯(lián)圖得。 故。 3　 液體表面張力的阻力計算。液體表面張力所產(chǎn)生的阻力由下式計算，即： 氣體通過每層塔板的液柱高度按下式計算： 氣體通過每層塔板的壓降為： (2)液面落差 對于篩板塔，液面落差很小，且本設(shè)計的塔徑和液流量均不大，故可忽略液面落差的影響。 (3)液沫夾帶 液沫夾帶按下式計算： 故在本設(shè)計中液沫夾帶量在允許的范圍內(nèi)。 (4)漏液 對篩板塔，漏液點氣速按下式

43、計算： 實際孔速 穩(wěn)定系數(shù)為 故在本設(shè)計中無明顯漏液。 (5)液泛 為防止塔內(nèi)發(fā)生液泛，降液管內(nèi)液層高應(yīng)服從下式所表示的關(guān)系，即： 苯—甲苯物系屬一般物系，取，則： 而 板上不設(shè)進口堰，按下式計算： ，故本設(shè)計中不會發(fā)生液泛現(xiàn)象。 4.3.5 提鎦段塔板負荷性能圖 (1)漏液線 由 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 表4-9漏液線計算結(jié)果 0.0006 0.0030 0.0045 0.014 0.603 0.63

44、8 0.653 0.724 由上表數(shù)據(jù)即可作出漏液線1 (2)液沫夾帶線 以為限，求關(guān)系如下： 由 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 表4-10 液沫夾帶線計算結(jié)果 0.0006 0.0030 0.0045 0.014 1.204 1.10 1.045 0.801 由上表數(shù)據(jù)即可作出液沫夾帶線2 (3)液相負荷下限線 對于平直堰，取堰上液層高度=0.006作為最小液體負荷標準。 據(jù)此可作出與氣體流量

45、無關(guān)的垂直液相負荷下限線3 (4)液相負荷上限線 以作為液體在降液管中停留時間的下限 故 據(jù)此可作出與氣體流量無關(guān)的垂直液相負荷上限線4。 (5)液泛線 令 由 聯(lián)立解得 忽略，將與，與，與的關(guān)系式代入上式，并整理得： 式中 將有關(guān)的數(shù)據(jù)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 表4-11液泛線計算結(jié)果 0.0006 0.0030 0.0045 0.014 1.941 1.813 1.737

46、 1.588 由上表即可作出液泛線5 根據(jù)以上各線方程，可作出篩板塔的負荷性能圖，如下圖： 圖4-3提餾段負荷性能圖 在負荷性能圖上，作出操作點A，連接OA，即作出操作線。由上圖可看出，該篩板的操作上限為液泛控制，下限為漏液控制。由圖查得： = 0.655 = 0.991 故操作彈性為：/=1.513 所設(shè)計提餾段篩板的主要結(jié)果匯總于下表4-12 表4-12 提餾段篩板塔設(shè)計計算結(jié)果表 序號 項目

47、 數(shù)值 1 2 3 4 5 6 7 8 9 10 11 12 13 14 15 16 17 18 19 20 21 22 23 24 25 26 27 28 29 30 31 32 平均溫度 平均壓力 氣相流量 液相流量 塔的有效高度 實際塔板數(shù) 塔徑/m 板間距 溢流形式 降液管形式 堰長/m 堰高/m 板上液層高度/m 堰上液層高度/m 降液管底隙高度/m 安定區(qū)高度/m 邊緣區(qū)高度/m 開孔區(qū)面積/ 篩孔直徑/m 篩孔數(shù)目 孔中心距/m 開孔率/% 空塔氣數(shù)/(m/s) 篩孔

48、氣數(shù)/(m/s) 穩(wěn)定系數(shù) 單板壓降/kPa 負荷上限 負荷下限 液沫夾帶量/(kg液/kg氣) 氣相負荷上限/ 氣相負荷下限/ 操作彈性 101.8 118.6 0.99 0.0056 4.4 10 1.4 0.40 單溢流 弓形 0.924 0.048 0.070 0.022 0.035 0.066 0.04 0.966 0.005 4959 0.015 10.1 0.771 10.62 1.82 0.7 液泛控制 漏液控制 0.0063 0.0048 0.011 1.531

49、第五章 塔附件設(shè)計 5.1附件的計算 5.1.1接管 (1)進料管 進料管的結(jié)構(gòu)類型很多，有直管進料管、彎管進料管、T形進料管。本設(shè)計采用直管進料管。F=6.6萬t/h=9166.67Kg/h , =792.6Kg/ 則體積流量 管內(nèi)流速 則管徑 取進料管規(guī)格Φ522.5 則管內(nèi)徑d=47mm 進料管實際流速 (2)回流管 采用直管回流管，回流管的回流量 塔頂液相平均摩爾質(zhì)量,平均密度 則液體流量 取管內(nèi)流速 則回流管直徑 可取回流管規(guī)格Φ352.5 則管內(nèi)直徑d=30mm 回流管內(nèi)實際流速 (3)塔頂蒸汽接管 塔頂蒸汽密度

50、

51、 塔頂汽相平均摩爾質(zhì)量 則蒸汽體積流量： 取管內(nèi)蒸汽流速 則

52、

53、 可取回流管規(guī)格Φ2156.5 則實際管徑d=202mm 塔頂蒸汽接管實際流速 (4)釜液排出管 塔底w=59.65kmol/h 平均密度 平均摩爾質(zhì)量 體積流量： 取管內(nèi)流速 則 可取回流管規(guī)格

54、Φ402.5 則實際管徑d=35mm 塔頂蒸汽接管實際流速 (5)塔釜進氣管 V′=133.16 相平均摩爾質(zhì)量 塔釜蒸汽密度 塔頂汽相平均摩爾質(zhì)量 則塔釜蒸汽體積流量： 取管內(nèi)蒸汽流速 則 可取回流管規(guī)格Φ20010 則實際管徑d=180mm 塔頂蒸汽接管實際流速 (6)塔總體高度的設(shè)計 ①塔的頂部空間高度為1200m （取除味器到第一塊板的距離為600mm） ②塔底高度 H1=HTN5150=400(24-1)+50150=9.95m H=H1+H裙+H封+H頂=9.95+3+0.49+1.2=15.58m 5.2 附屬設(shè)備設(shè)計 5.2.1 泵的

55、計算及選型 進料溫度tq=92.63℃ 已知進料量 F=9166.67kg/h=2.546kg/s 取管內(nèi)流速則 故可采用GB3091-93 Φ553.5的油泵 則內(nèi)徑d=55-3.52=48mm 代入得 取絕對粗糙度為 則相對粗糙度為 由雷諾數(shù)Re和相對粗糙度 可查圖得摩擦系數(shù)λ=0.0325 進料口位置高度 h=100.4+0.62=5.2 揚程 可選擇泵為IS50—32------160 5.2.2冷凝器 塔頂溫度tD=80.49℃ 冷凝水t1=20℃ t2=30℃ 則 由tD=80.49℃

56、 查液體比汽化熱共線圖得 又氣體流量Vh=Vv=3630.22m3/h 塔頂被冷凝量 冷凝的熱量 取傳熱系數(shù)K=600W/m2k， 則傳熱面積 冷凝水流量 5.2.3 再沸器 塔底溫度tw=108.89℃ 用t0=135℃的蒸汽，釜液出口溫度t1=112℃ 則 由tw=108.89℃ 查液體比汽化熱共線圖得 又氣體流量Vh=3567.6m3/h 密度 則 取傳熱系數(shù)K=600W/m2k， 則傳熱面積 加熱蒸汽的質(zhì)量流量 第六章 熱量衡算 6.1 塔頂熱量衡算 表6-1苯—甲苯的蒸發(fā)潛

57、熱與臨界溫度 物質(zhì) 沸點0C 蒸發(fā)潛熱KJ/Kg 臨界溫度TC/K 苯 80.1 394 288.5 甲苯 110.63 363 318.57 由： 其中 則: t D = 80.48 0C時 苯: 蒸發(fā)潛熱 甲苯: Tr 2 = (80.49 + 273.15) / 318.57 = 1.11 Tr1 = (110.63 + 273.15) / 318.57 = 1.2 蒸發(fā)潛熱 M D = 78.35kg / mol

58、D = M D D = 78.35 45.76= 3585.30kJ / kg IVD –I LD = X D △HVA -(1 -X D ) △HVB = 0.983 400.71- (1- 0.983) 289.23 = 388.98kJ / kg QC = ( R + 1) D ( IVD- I LD ) = (1.91+1) 3585.30 388.98 =2.28 106 kJ / kg 6.2塔底熱量衡算 其中 則: 0C

59、 苯: Tr 2 = (108.89 + 273.15) / 288.5 = 1.32 Tr1 = (80.1 + 273.15) / 288.5 = 1.22 蒸發(fā)潛熱 △HV 1 = △HV 1 [( 1- Tr 2) /(1-Tr1)]0.38 = 394 [( 1-1.32) /(1-1.22)]0.38=454.29 kJ / kg 甲苯: Tr 2 = (108.98 + 273.15) / 318.57 = 1.1995 Tr1 = (110.63 + 273.15) / 318.57 = 1.2047 蒸發(fā)潛熱 △HV 2

60、 = △HV 1 [( 1- Tr 2) /(1-Tr1)]0.38 = 363[( 1-1. 1995) /(1-1.2047)]0.38=359.47 = 91.7kg / mol D = W = 91.7 59.65= 5469.905kJ / kg IVw- I Lw = (1- X w) △HV2- X w△HV1 = (1- 0.0235) 359.47 -0.0235 454.29 = 340.35kJ / kg QC = ( R + 1) D ( IVD- I LD ) = (1.91+1

61、) 5469.905 340.35 = 5.42 106 kJ / kg 6.3 焓值衡算 由前面的計算過程及結(jié)果可知： 塔頂溫度℃，塔底溫度℃，進料溫度℃。 ℃下: =99.14/ =124.36/ ℃下： / / ℃下： 塔頂： （1）0℃時塔頂氣體上升的焓 QV 塔頂以 0℃為基準。 (2) 回流液的焓 注：此為泡點回流，據(jù) t-x-y 圖查得此時組成下的泡點 tD,用內(nèi)插法求得回流液組成下的 tD’， tD’=80.5℃。 得到此溫度下： 注：回流液組成與塔頂組成相同。 (3

62、) 塔頂餾出液的焓 因餾出口與回流口組成一樣，所以 (4) 冷凝器消耗的焓 QC (5) 進料口的焓 ℃下： 所以 （6）塔底殘液 （7）再沸器 (全塔范圍內(nèi)列衡算式) 塔釜熱損失為 10%，則 η =0.9 設(shè)再沸器損失能量 加熱器實際熱負荷 設(shè)計總結(jié) 經(jīng)過一個星期的課程設(shè)計，終于完成了《苯----甲苯分離過程板式精餾塔》的課程設(shè)計。塔設(shè)備是化工、石油化工和煉油等生產(chǎn)中最重要的設(shè)備之一，他可以使氣(或汽)或液液兩相緊密接觸，達到相際傳質(zhì)及傳熱的目的。在化工廠、石油化工廠、煉油廠等中，塔設(shè)備的性能對于整個裝置的產(chǎn)品產(chǎn)

63、量、質(zhì)量、生產(chǎn)能力和消耗定額，以及三廢處理和環(huán)境保護等各方面都有重大影響。因此，掌握精餾塔的基本設(shè)計是身為化工專業(yè)學(xué)生是十分重要的。 本設(shè)計進行苯和甲苯的分離，采用直徑為1.4m的精餾塔，選取效率較高、塔板結(jié)構(gòu)簡單、加工方便的單溢流方式，并采用了弓形降液盤。 該設(shè)計的優(yōu)點： 1．耐腐蝕和不易阻塞，操用、調(diào)節(jié)、檢修方便； ２．結(jié)構(gòu)簡單、材料耗用量少，制造安裝較容易； ３．處理能力大，效率較高，壓強較低，從而降低了操作費用； ４．操作彈性較大。 由于能力以及實踐還有許多不足，所以在整個設(shè)計過程中，難免有些不成熟和欠妥之處，希望老師能夠批評指正。 附錄 附錄

64、[1] 苯----甲苯連續(xù)精餾過程板式精餾塔操作物料流程示意圖 附錄[2] 苯----甲苯連續(xù)精餾過程板式精餾塔示意圖 參考文獻 [1] 夏清，陳常貴主編.化工原理(上、下冊) .修訂版.天津：天津大學(xué)出版社,1998 [2] 匡國柱，史啟才主編.化工單元過程及設(shè)備課程設(shè)計第五版.北京：化學(xué)工業(yè)出版社，2007 [3] 賈紹義,柴誠敬主編.化工原理課程設(shè)計.天津:天津大學(xué)出版社,2002 [4] 李功樣,陳蘭英,崔英德主編.常用化工單元設(shè)備設(shè)計.廣州:華南

65、理工大學(xué)出版社,2003 [5] 涂偉萍,陳佩珍,程達芬主編.化工工程及設(shè)備設(shè)計.北京:化學(xué)工業(yè)出版社,2000 [6] 錢頌文主編.換熱器設(shè)計手冊.北京: 化學(xué)工業(yè)出版社,2002 [7] 《化工過程及設(shè)備設(shè)計》.廣州：華南工學(xué)院出版社，1986 [8] 《化工設(shè)計手冊》編輯委員會.化學(xué)工程手冊，第1篇化工基礎(chǔ)數(shù)據(jù)；第8篇傳熱設(shè)備及工業(yè)生產(chǎn).北京：化學(xué)工業(yè)出版社，1986 [9] 阮奇，葉長，黃詩煌.化工原理優(yōu)化設(shè)計與解題指南.北京：化學(xué)工業(yè)出版社，2001 [10] 姚玉英.化工原理例題與習題.第三版.北京：化學(xué)工業(yè)出版社,1998 [11] 陳敏恒等.化工原理.第二版化.學(xué)

66、工業(yè)出版社.1999 致 謝 課程設(shè)計對于我們是一次嚴峻的考驗，綜合檢驗了學(xué)過的知識，培養(yǎng)了我們理論聯(lián)系實際的能力。幫助我們更加深入的理解了化工生產(chǎn)單元操作以及設(shè)計要求，使我們所學(xué)的知識不局限于書本，鍛煉了我們工程設(shè)計思維能力。通過對這次化工原理的課程設(shè)計，增長了更多實際知識，也在大腦中描繪了化工生產(chǎn)的一個輪廓。 本次化工原理的課程設(shè)計使我對化工行業(yè)有了一個更深層次的認識。在設(shè)計中鍛煉了我查閱資料和文獻的能力，提高了我對知識進行歸納、整理和總結(jié)的本領(lǐng)，培養(yǎng)了我勤奮思考、努力專研、艱苦奮斗、持之以恒等許多優(yōu)秀的品質(zhì)。我相信這在我以后的工作必將成為一筆不可或缺的財富。當然在這次設(shè)計中的收獲還不止這些，更主要的是它給了我一種設(shè)計的思想，使我們認識到了實際化工生產(chǎn)過程和基礎(chǔ)理論的聯(lián)系與差別，教我如何面對自己在實際中遇到的問題。 在此次化工原理設(shè)計過程中，我的收獲很大,感觸也很深，更覺得學(xué)好基礎(chǔ)知識的重要性。在此次的設(shè)計過程中，使我認識到了實際化工生產(chǎn)過程和基礎(chǔ)