苯-甲苯精餾塔課程設(shè)計(jì)說明書

1、課 程 設(shè) 計(jì) 說 明 書 武 漢 工 程 大 學(xué) 化工與制藥學(xué)院課程設(shè)計(jì)說明書課題名稱 苯-甲苯溶液板式精餾塔設(shè)計(jì) 專業(yè)班級(jí) 化學(xué)工程與工藝 學(xué)生學(xué)號(hào) 學(xué)生姓名 學(xué)生成績(jī) 指導(dǎo)教師 蔡寧 課題工作時(shí)間 2014年6月 武漢工程大學(xué)化工與制藥學(xué)院武漢工程大學(xué)化工原理課程設(shè)計(jì)任務(wù)書專業(yè) 化工 班級(jí) 學(xué)生姓名 發(fā)題時(shí)間： 2014 年 6 月 16 日一.課題名稱苯-甲苯溶液板式精餾塔設(shè)計(jì)二.課題條件n 參考文獻(xiàn)1. 大連理工大學(xué)化工原理教研室. 化工原理課程設(shè)計(jì). 大連：大連理工大學(xué)出版社，19942. 柴誠(chéng)敬，劉國(guó)維，李阿娜. 化工原理課程設(shè)計(jì). 天津：天津科學(xué)技術(shù)出版社，19953. 賈紹義

2、，柴誠(chéng)敬. 化工原理課程設(shè)計(jì). 天津：天津大學(xué)出版社, 20024. 王國(guó)勝. 化工原理課程設(shè)計(jì). 大連：大連理工大學(xué)出版社，20055. 匡國(guó)柱, 史啟才.化工單元過程及設(shè)備課程設(shè)計(jì). 北京:化學(xué)工業(yè)出版社, 20026. 上海醫(yī)藥設(shè)計(jì)院. 化工工藝設(shè)計(jì)手冊(cè)(上、下). 化學(xué)工業(yè)出版社，19867. 阮奇, 葉長(zhǎng), 黃詩煌. 化工原理優(yōu)化設(shè)計(jì)與解題指南. 北京:化學(xué)工業(yè)出版社, 2001.98. 化工設(shè)備技術(shù)全書編輯委員會(huì). 化工設(shè)備全書塔設(shè)備設(shè)計(jì). 上海：上海科學(xué)技術(shù)出版社，19889. 鄒蘭，閻傳智. 化工工藝工程設(shè)計(jì). 成都：成都科技大學(xué)出版社,199810. 李功祥，陳蘭英，崔英德.

3、 常用化工單元設(shè)備設(shè)計(jì). 廣州：華南理工大學(xué)出版社, 200311. 童景山, 李敬. 流體熱物理性質(zhì)的計(jì)算. 北京：清華大學(xué)出版社，198212. 馬沛生. 化工數(shù)據(jù). 北京：中國(guó)石化出版社，200313. 靳士蘭, 邢鳳蘭. 化工制圖. 北京：國(guó)防工業(yè)出版社，200614. 朱有庭, 曲文海，于浦義.化工設(shè)備設(shè)計(jì)手冊(cè)（上、下冊(cè)). 北京：化學(xué)工業(yè)出版社,200415. 劉雪暖, 湯景凝.化工原理課程設(shè)計(jì).北京：石油大學(xué)出版社，2001三.設(shè)計(jì)任務(wù)(含實(shí)驗(yàn)、分析、計(jì)算、繪圖、論述等內(nèi)容)1 確定設(shè)計(jì)方案。2 確定理論塔板數(shù)。3 計(jì)算精餾段、提餾段的塔板效率，確定實(shí)際塔板數(shù)。4 估算塔徑。5

4、計(jì)算板式塔的工藝尺寸，包括溢流裝置與塔板的設(shè)計(jì)計(jì)算。6 校核塔板的流體力學(xué)性能，包括板壓力降、液面落差、液沫夾帶、漏液及液泛的校核。7 繪制塔板的負(fù)荷性能圖。塔板的負(fù)荷性能圖由液相負(fù)荷下限線、液相負(fù)荷上限線、漏液線、液沫夾帶線和溢流液泛線確定。8 確定塔的結(jié)構(gòu)，包括塔體結(jié)構(gòu)與塔板結(jié)構(gòu)。塔體結(jié)構(gòu)：塔頂空間，塔底空間，人孔（手孔），支座，封頭，塔高等。塔板結(jié)構(gòu)：采用分塊式塔板還是整塊式塔板。9 塔的附屬設(shè)備選型，包括塔頂冷凝器、塔底再沸器(蒸餾釜）的換熱面積，原料預(yù)熱器的換熱面積與泵的選型（視情況而定）。10 確定精餾塔各接管尺寸。11 繪制精餾塔系統(tǒng)工藝流程圖。12 繪制精餾塔工藝條件圖。13

5、編寫設(shè)計(jì)說明書。14計(jì)算機(jī)要求：CAD繪圖等。15 英語要求：撰寫英文摘要。16 設(shè)計(jì)說明書要求：邏輯清楚，層次分明，書寫工整，獨(dú)立完成。四.設(shè)計(jì)所需技術(shù)參數(shù)1. 設(shè)計(jì)條件某苯-甲苯溶液精餾塔常壓操作，塔內(nèi)安裝塔板(類型自選)，采用間接蒸汽加熱，每年實(shí)際生產(chǎn)7 200 h，其它操作條件見下表。處理量/t.a-1料液組成(質(zhì)量分?jǐn)?shù))/%塔頂產(chǎn)品(質(zhì)量分?jǐn)?shù))/%塔頂產(chǎn)品收率5×10442960.99操作條件：塔頂壓力：4kPa(表壓)； 進(jìn)料熱狀態(tài)：自選； 回流比：自選； 單板壓降 0.7kPa。工作日：每年300天，每天24小時(shí)。2. 設(shè)計(jì)所需基礎(chǔ)數(shù)據(jù)物性數(shù)據(jù)：液相粘度、液相表面張力、

6、汽液相密度、氣體熱容、汽化潛熱等。五、設(shè)計(jì)說明書內(nèi)容1 設(shè)計(jì)任務(wù)書2 目錄(標(biāo)出頁碼)3 前言4 設(shè)計(jì)方案論證5 按設(shè)計(jì)任務(wù)順序說明6 設(shè)計(jì)結(jié)果匯總7 結(jié)語包括設(shè)計(jì)體會(huì)、收獲、評(píng)述、建議、致謝等8 參考文獻(xiàn)六、進(jìn)度計(jì)劃1 設(shè)計(jì)動(dòng)員，下達(dá)設(shè)計(jì)任務(wù)書 0.5天2 搜集資料，閱讀教材，擬訂設(shè)計(jì)進(jìn)度 0.5天3 設(shè)計(jì)計(jì)算(包括電算) 4天4 繪圖 2天5 整理設(shè)計(jì)資料，撰寫設(shè)計(jì)說明書 2天6 設(shè)計(jì)小結(jié)及答辯 1天指導(dǎo)教師簽名： 蔡寧 教研室主任簽名： 杜治平 2014年 6 月 16 日 2014 年 6 月 16 日化工與制藥學(xué)院課程設(shè)計(jì)綜合成績(jī)?cè)u(píng)定表學(xué)生姓名學(xué)生班級(jí)設(shè)計(jì)題目苯-甲苯溶液板式精餾塔設(shè)

7、計(jì)指導(dǎo)教師評(píng)語指導(dǎo)教師簽字：年 月 日答辯記錄答辯組成員簽字： 記錄人：年 月 日成績(jī)綜合評(píng)定欄設(shè)計(jì)情況答辯情況項(xiàng) 目權(quán)重分值項(xiàng) 目權(quán)重分值1、計(jì)算和繪圖能力351、回答問題能力202、綜合運(yùn)用專業(yè)知識(shí)能力102、表述能力（邏輯性、條理性）103、運(yùn)用計(jì)算機(jī)能力和外語能力104、查閱資料、運(yùn)用工具書的能力55、獨(dú)立完成設(shè)計(jì)能力56、書寫情況（文字能力、整潔度）5綜合成績(jī)指導(dǎo)教師簽名： 學(xué)科部主任簽名： 年 月 日 年 月 日44摘 要本次課程設(shè)計(jì)是針對(duì)二元物系苯-甲苯的精餾問題進(jìn)行分析、選取、計(jì)算、核算、繪圖等，是一個(gè)較為完整的精餾設(shè)計(jì)過程。本次設(shè)計(jì)，我們對(duì)該精餾塔進(jìn)行了工藝設(shè)計(jì)，包括工藝條件

8、的確定、工藝設(shè)計(jì)計(jì)算，精餾塔及塔板的設(shè)計(jì)尺寸計(jì)算，其輔助設(shè)備及進(jìn)出口管路的計(jì)算，并進(jìn)行了流體力學(xué)性能的核算，繪出塔板負(fù)荷性能圖，并對(duì)設(shè)計(jì)結(jié)果進(jìn)行匯總。本次設(shè)計(jì)選用篩板塔，采用間接蒸汽加熱。能量自塔釜輸入，物料在塔內(nèi)經(jīng)多次部分汽化和部分冷凝進(jìn)行精餾分離，由塔頂冷凝器中的冷凝介質(zhì)將余熱帶走。本次設(shè)計(jì)將苯-甲苯原料液預(yù)熱后加入，進(jìn)料摩爾分?jǐn)?shù)為0.46，要求塔頂產(chǎn)品苯的摩爾含量達(dá)到0.9659，塔底釜液摩爾分?jǐn)?shù)為0.008728。由逐板計(jì)算法求得該理論塔板數(shù)為14塊，由經(jīng)驗(yàn)公式算的全塔效率為0.541，塔頂使用全凝器，回流比為2。實(shí)際塔板數(shù)為28，精餾段實(shí)際塔板數(shù)為12，提餾段實(shí)際塔板數(shù)為15，第13

9、快板為實(shí)際加料板。塔徑為1.2米，通過板壓降、漏液、液泛、液沫夾帶的流體力學(xué)驗(yàn)算，均在安全操作范圍內(nèi)，確定了操作點(diǎn)符合操作要求。關(guān)鍵詞：篩板塔；精餾；工藝設(shè)計(jì)；負(fù)荷性能圖AbstractThis course is designed for the Binary System of benzene - toluene distillation conducted problem analysis, selection, calculation, accounting, graphics, etc., is a more complete distillation design process.

10、 The design, we conducted the distillation column process design, including its auxiliary equipment, import and export pipeline calculations, draw tray load performance graphs, and the design results summary. This design choice sieve column, using indirect steam heating. Energy input from the tower

11、reactor, part of the material in the tower after repeated vaporization and condensation rectified partially separated from the overhead condenser of the condensing medium heat away. The design benzene - toluene was added preheating the raw material liquid, feed mole fraction of 0.46, the product req

12、uires overhead benzene content of 0.96588 mole, mole fraction of the kettle liquid column bottom is 0.008728. Calculated by the method determined by the board for the 14 theoretical plates, the whole tower efficiency is calculated by the empirical formula of 0.541, the top using full condensate, a r

13、eflux ratio of 2. The actual plate number is 28, the actual number of trays rectifying section 12, the actual number of trays stripping section 15, section 13 Allegro is the actual feed plate. Tower diameter of 1.2 meters, the pressure drop through the plate, leakage, flooding, entrainment hydrodyna

14、mics checking, are within safe operating range, the operating point is determined to meet the operational requirements.Keywords: Sieve towers, Technology Calculation, dimension, load Performance Figure目 錄摘 要I前 言1第1章 設(shè)計(jì)方案論證21.1設(shè)計(jì)方案的確定21.1.1確定設(shè)計(jì)方案的原則21.1.2設(shè)計(jì)方案簡(jiǎn)介31.2工藝條件的確定31.2.1操作壓力31.2.2進(jìn)料狀況31.2.3加熱方

15、式41.2.4冷卻方式4第2章 精餾塔的工藝計(jì)算52.1基礎(chǔ)數(shù)據(jù)52.2物料衡算62.2.1分離要求的摩爾轉(zhuǎn)換72.2.2全塔物料衡算72.3理論塔板數(shù)的確定82.3.1操作線方程82.3.2最小回流比的計(jì)算92.3.3最小理論版數(shù)的計(jì)算92.4實(shí)際塔板數(shù)的確定102.4.1塔板的效率的估算102.4.2實(shí)際塔板數(shù)的計(jì)算12第3章 精餾塔的尺寸計(jì)算133.1精餾塔有關(guān)物性數(shù)據(jù)的計(jì)算133.1.1操作壓力計(jì)算133.1.2操作溫度計(jì)算133.1.3平均摩爾質(zhì)量計(jì)算133.1.4平均密度計(jì)算143.1.5液體平均表面張力計(jì)算153.1.6塔內(nèi)的摩爾流率163.2估算塔徑163.3塔高的計(jì)算193.

16、4精餾塔塔板的工藝尺寸193.4.1溢流裝置的計(jì)算193.4.2篩孔計(jì)算及其排列213.5精餾塔塔板的流體力學(xué)驗(yàn)算213.5.1塔板壓降213.5.2液面落差233.5.3液沫夾帶的校核233.5.4液泛的校核233.5.5漏液的校核243.6精餾塔塔板的負(fù)荷性能253.6.1液相負(fù)荷下限線253.6.2液相負(fù)荷上限線253.6.3漏液線253.6.4液沫夾帶線263.6.5液泛線283.6.6塔板負(fù)荷性能圖29第4章 精餾塔的結(jié)構(gòu)314.1塔體結(jié)構(gòu)314.1.1塔體總高度314.1.2塔頂空間324.1.3人孔數(shù)目324.1.4塔底空間324.1.5塔板間距334.1.6進(jìn)料板空間高度334

17、.2塔板結(jié)構(gòu)33第5章 精餾塔的附屬設(shè)備345.1接管345.1.1進(jìn)料管345.1.2回流管345.1.3塔頂蒸汽接管345.1.4釜液排出管355.1.5塔頂產(chǎn)品出口管徑355.2冷凝器355.3再沸器36第6章 設(shè)計(jì)結(jié)果匯總37第7章 結(jié)論與建議384.1體會(huì)與收獲384.2評(píng)述與建議39致 謝40參考文獻(xiàn)41附 錄42前 言化工原理程設(shè)計(jì)是綜合運(yùn)用化工原理 物理化學(xué)和化工制圖等課程知識(shí)，完成以一個(gè)單元設(shè)備設(shè)計(jì)為主的一次性實(shí)踐教學(xué)，是連接理論和實(shí)際的重要橋梁，在整個(gè)教學(xué)過程中起到培養(yǎng)學(xué)生實(shí)際能力的重要作用?；ぴ碚n程設(shè)計(jì)要求學(xué)生更加熟悉化工工程設(shè)計(jì)的基本內(nèi)容。宗旨是使學(xué)生能夠熟練掌握化

18、工生產(chǎn)單元的設(shè)計(jì)理念、設(shè)計(jì)程序和設(shè)計(jì)方法，鍛煉學(xué)生分析問題、解決問題的能力。培養(yǎng)學(xué)生綜合理論知識(shí)解決實(shí)際問題的能力，訓(xùn)練學(xué)生的計(jì)算能力和思考問題的能力，訓(xùn)練學(xué)生查閱技術(shù)資料、選用公式、搜集數(shù)據(jù)和制圖的能力。分離液體混合物（含可液化的氣體混合物）最常用的一種單元操作，在化工、煉油、石油化工等工業(yè)中得到廣泛應(yīng)用。精餾過程在能量劑驅(qū)動(dòng)下（有時(shí)加質(zhì)量劑），使氣、液兩相直接接觸和分離，利用液相混合物中各組分揮發(fā)度的不同，使易揮發(fā)組分由液相向氣相轉(zhuǎn)移，難揮發(fā)組分由氣相向液相轉(zhuǎn)移，實(shí)現(xiàn)原料混合物中各組分的分離。該過程是同時(shí)進(jìn)行傳熱、傳質(zhì)的過程。為實(shí)現(xiàn)精餾過程，必須為該過程提供物流的貯存、輸送、傳熱、分離、控

19、制等的設(shè)備、儀表。由這些設(shè)備、儀表等構(gòu)成精餾過程的生產(chǎn)系統(tǒng)，即本次所設(shè)計(jì)的精餾裝置。當(dāng)代大學(xué)生應(yīng)具有較高的綜合能力，解決實(shí)際生產(chǎn)問題的能力，課程設(shè)計(jì)是一次讓我們接觸實(shí)際生產(chǎn)的良好機(jī)會(huì)，我們應(yīng)充分利用這樣的時(shí)機(jī)認(rèn)真去對(duì)待每一項(xiàng)任務(wù)，為畢業(yè)論文等奠定基礎(chǔ)。更為將來打下一個(gè)穩(wěn)固的基礎(chǔ)。精餾所進(jìn)行的是氣、液兩相之間的傳質(zhì)，而作為氣、液兩相傳質(zhì)用的塔設(shè)備首先必須要能使氣、液兩相得到充分接觸，以達(dá)到較高的傳質(zhì)效率。塔設(shè)備設(shè)計(jì)要具備下列各種基本要求：1、 氣、液處理量大，即當(dāng)生產(chǎn)能力大時(shí)，仍不致發(fā)生大量的霧沫夾帶，攔液或液泛等破壞操作的現(xiàn)象。2、 操作穩(wěn)定，彈性大，即當(dāng)塔設(shè)備的氣、液負(fù)荷有較大范圍的變動(dòng)，仍

20、能在較高的傳質(zhì)效率下進(jìn)行穩(wěn)定操作，并應(yīng)保證長(zhǎng)期連續(xù)操作所必須具有的可靠性。3、 流體流動(dòng)的阻力少，可降低操作費(fèi)用。4、 結(jié)構(gòu)簡(jiǎn)單，材料耗用量小，制造和安裝容易。5、 耐腐蝕和不易堵塞，方便操作，調(diào)節(jié)和檢修。6、 塔內(nèi)的滯留量要小。第1章 設(shè)計(jì)方案論證1.1 設(shè)計(jì)方案的確定1.1.1 確定設(shè)計(jì)方案的原則確定設(shè)計(jì)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(dá)到技術(shù)上最先進(jìn)、經(jīng)濟(jì)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(diǎn)：(1) 滿足工藝和操作的要求所設(shè)計(jì)出來的流程和設(shè)備，首先必須保證產(chǎn)品達(dá)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

21、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(jì)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(jìn)行調(diào)節(jié)，必要時(shí)傳熱量也可進(jìn)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(jì)算傳熱面積和選取操作指標(biāo)時(shí)，也應(yīng)考慮到生產(chǎn)上的可能波動(dòng)。再其次，要考慮必需裝置的儀表(如溫度計(jì)、壓強(qiáng)計(jì)，流量計(jì)等)及其裝置的位置，以便能通過這些儀表來觀測(cè)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) 滿足經(jīng)濟(jì)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(fèi)用。如前所述在蒸餾過程中如能適當(dāng)?shù)乩盟敗⑺椎膹U熱，就能節(jié)約很多生蒸汽和冷卻水，也能減少電能消

22、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(duì)操作費(fèi)和設(shè)備費(fèi)都有影響。同樣，回流比的大小對(duì)操作費(fèi)和設(shè)備費(fèi)也有很大影響。降低生產(chǎn)成本是各部門的經(jīng)常性任務(wù)，因此在設(shè)計(jì)時(shí)，是否合理利用熱能，采用哪種加熱方式，以及回流比和其他操作參數(shù)是否選得合適等，均要作全面考慮，力求總費(fèi)用盡可能低一些。而且，應(yīng)結(jié)合具體條件，選擇最佳方案。例如，在缺水地區(qū)，冷卻水的節(jié)省就很重要；在水源充足及電力充沛、價(jià)廉地區(qū)，冷卻水出口溫度就可選低一些，以節(jié)省傳熱面積。(3) 保證安全生產(chǎn)例如酒精屬易燃物料，不能讓其蒸汽彌漫車間，也不能使用容易發(fā)生火花的設(shè)備。又如，塔是指定在常壓下操作的

23、，塔內(nèi)壓力過大或塔驟冷而產(chǎn)生真空，都會(huì)使塔受到破壞，因而需要安全裝置。以上三項(xiàng)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(jì)中，對(duì)第一個(gè)原則應(yīng)作較多的考慮，對(duì)第二個(gè)原則只作定性的考慮，而對(duì)第三個(gè)原則只要求作一般的考慮。1.1.2 設(shè)計(jì)方案簡(jiǎn)介本設(shè)計(jì)任務(wù)為分離苯甲苯混合物。對(duì)于二元混合物的分離，應(yīng)采用連續(xù)精餾方法，設(shè)計(jì)中采用泡點(diǎn)進(jìn)料，將混合料液經(jīng)預(yù)熱器加熱至泡點(diǎn)后送入精餾塔內(nèi)。塔頂上升器采用全凝器冷凝后，部分回流。其余部分作為塔頂產(chǎn)品經(jīng)冷卻后送入儲(chǔ)罐。該物系屬于易分離物系，最小回流比較小，故操作回流比取最小回流比的1.5倍。塔釜部分采用間接蒸汽加熱，塔底產(chǎn)品經(jīng)冷卻后送入儲(chǔ)罐。工藝流程圖如下。圖

24、1.1精餾塔的工藝流程圖1.2 工藝條件的確定1.2.1 操作壓力蒸餾操作通?？稍诔?、加壓和減壓下進(jìn)行。確定操作壓力時(shí)，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。例如，采用減壓操作有利于分離相對(duì)揮發(fā)度較大組分及熱敏性的物料，但壓力降低將導(dǎo)致塔徑增大，同時(shí)還需要使用抽真空的設(shè)備。對(duì)于沸點(diǎn)低、在常壓下為氣態(tài)的物料，則應(yīng)在加壓下進(jìn)行蒸餾。當(dāng)物性無特殊要求時(shí)，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(dāng)?shù)靥岣卟僮鲏毫梢蕴岣咚奶幚砟芰?。有時(shí)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(shí)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

25、耗。本次設(shè)計(jì)為一般物料，為降低塔的操作費(fèi)，采用常壓操作。1.2.2 進(jìn)料狀況進(jìn)料狀態(tài)有五種：過冷液，飽和液（即泡點(diǎn)），氣液混合物，飽和氣（即露點(diǎn)），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)，才送入塔內(nèi)。飽和液體進(jìn)料時(shí)進(jìn)料溫度不受季節(jié)、氣溫變化和前段工序波動(dòng)的影響，塔的操作比較容易控制；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)和制造上也較方便。所以，本次設(shè)計(jì)采用泡點(diǎn)進(jìn)料，即q=1。1.2.3 加熱方式蒸餾釜的加熱方式一般采用間接加熱方式，塔底設(shè)置再沸器。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(duì)揮發(fā)度較大，便可以直接采用直接加熱。直接蒸汽加熱的優(yōu)點(diǎn)是：可以利用壓力較低的蒸

26、汽加熱，在釜內(nèi)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(duì)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(duì)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(duì)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。本次設(shè)計(jì)采用間接蒸汽加熱。1.2.4 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。只有要求的冷卻溫度較低，考慮使用冷卻鹽水或深井水來冷卻。如果能用常溫水作冷卻劑，是最經(jīng)濟(jì)的。水的入口溫度由氣溫決定，出口溫度由設(shè)計(jì)者確定。冷卻水

27、出口溫度取得高些，冷卻劑的消耗可以減少，但同時(shí)溫度差較小，傳熱面積將增加。冷卻水出口溫度的選擇由當(dāng)?shù)厮Y源確定，但一般不宜超過50，否則溶于水中的無機(jī)鹽將析出，生成水垢附著在換熱器的表面而影響傳熱?？紤]能耗及操作條件，本次設(shè)計(jì)用循環(huán)水冷卻。因此，根據(jù)以上設(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。第2章 精餾塔的工藝計(jì)算2.1 基礎(chǔ)數(shù)據(jù)查閱有關(guān)資料得知苯和甲苯的一些理化性質(zhì)如下：(1)苯和甲苯的理化性質(zhì)表2.1 苯和甲苯的物理性質(zhì)物質(zhì)分子式分子量M沸點(diǎn)/臨界溫度tC/臨界壓強(qiáng)PC/kPa苯（A）甲苯（B）C6H6C6H5CH378.1192.

28、1380.1110.6288.5318.576833.44107.7(2)苯和甲苯的飽和蒸汽壓表2.2 苯和甲苯的飽和蒸汽壓溫度80.1859095100105110.6/kPa/kPa101.3340.0116.946.0135.554.0155.763.3179.274.3204.286.0240.0(3)苯和甲苯的氣液平衡數(shù)據(jù)（常溫）表2.3 常溫下苯甲苯氣液平衡數(shù)據(jù)溫度80.1859095100105110.6液相摩爾分率汽相摩爾分率1.0001.0000.7800.9000.5810.7770.4120.6300.2580.4560.1300.26200(4)苯和甲苯純組分表面張力表

29、2.4 純組分的表面張力溫度8090100110120苯(mN/m)甲苯(Mn/m)21.221.72020.618.819.517.518.416.217.3(5)苯和甲苯的液相密度表2.5 組分的液相密度溫度()8090100110120苯,kg/甲苯,kg/814809805801791791778780763768純組分在任何溫度下的密度可由下式計(jì)算：苯甲苯其中：溫度，(6)苯和甲苯組分液體粘度表2.6 液體粘度µ溫度()8090100110120苯（mP.s）甲苯（mP.s）0.3080.3110.2790.2860.2550.2640.2330.2540.2150.228

30、(7)常壓下苯-甲苯的氣液平衡數(shù)據(jù)表2.7常壓下苯甲苯的氣液平衡數(shù)據(jù)溫度/苯摩爾分?jǐn)?shù)xy110.560109.9112.5108.7937.11107.61511.2105.051020.8102.791529.4100.752037.298.842544.297.133050.795.583556.694.094061.992.694566.791.45071.390.115575.580.86079.187.636582.586.527085.785.447588.584.48091.283.338593.682.259095.981.11959880.669798.880.219999.

31、6180.011001002.2 物料衡算通過全塔物料衡算，可以求出精餾產(chǎn)品的流量、組成和進(jìn)料流量、組成之間的關(guān)系。物料衡算主要解決以下問題：(1)根據(jù)設(shè)計(jì)任務(wù)所給定的處理原料量、原料濃度及分離要求（塔頂、塔底產(chǎn)品的濃度）計(jì)算出每小時(shí)塔頂、塔底的產(chǎn)量；(2)在加料熱狀態(tài)q和回流比R選定后，分別算出精餾段和提餾段的上升蒸汽量和下降液體量；(3)寫出精餾段和提餾段的操作線方程，通過物料衡算可以確定精餾塔中各股物料的流量和組成情況，塔內(nèi)各段的上升蒸汽量和下降液體量，為計(jì)算理論板數(shù)以及塔徑和塔板結(jié)構(gòu)參數(shù)提供依據(jù)。2.2.1 分離要求的摩爾轉(zhuǎn)換通常，原料量和產(chǎn)量都以kg/h或 噸/年來表示，但在理論板計(jì)

32、算時(shí)均以摩爾分?jǐn)?shù)為準(zhǔn)，需先把設(shè)計(jì)要求中的質(zhì)量分?jǐn)?shù)轉(zhuǎn)化為摩爾分?jǐn)?shù)。工作日：每年300天，每天24小時(shí)，每年實(shí)際生產(chǎn)7200 h，(1)設(shè)計(jì)要求原料進(jìn)料質(zhì)量流量：F=5×104t7200h=6944kg/h進(jìn)料組成質(zhì)量分?jǐn)?shù)：42%塔頂產(chǎn)品質(zhì)量分?jǐn)?shù)：96%(2)摩爾轉(zhuǎn)化進(jìn)料摩爾流量：F=5×104t×42%78.11gmol-1/7200h+5×104t×(1-42%)92.14gmol-1/7200h=81.05418kmol/h進(jìn)料摩爾分?jǐn)?shù)：xF=x/MAxMA+(1-x)MB=42%/78.1142%78.11+1-42%92.14=0.460

33、686同理，塔頂摩爾分?jǐn)?shù)為xD=96%/78.1196%78.11+1-96%92.14=0.965882.2.2 全塔物料衡算總物料F= D+W易揮發(fā)組分FxF= DxD + WxD若以塔頂易揮發(fā)組分為主要產(chǎn)品，則回收率為=DxDWxD×100%式中 F、D、W分別為原料液、餾出液和釜?dú)堃毫髁?，kmol/h；xF、xD、xD分別為原料液、餾出液和釜液中易揮發(fā)組分的摩爾分率。帶入數(shù)據(jù)81.0542=D+W81.0542×0.4607=37.3405=0.9659D+Wxw=DxDWxw=D0.965937.3405=0.99解得D=38.2722kmol/hW=42.782

34、kmol/hxw=0.0087282.3 理論塔板數(shù)的確定2.3.1 操作線方程(1)精餾段上升蒸汽量： 下降液體量： 操作線方程： 或： 式中R 回流比；xn 精餾段內(nèi)第n層板下降液體中易揮發(fā)組分的摩爾分率；yn+1精餾段內(nèi)第n+1層板上升蒸汽中易揮發(fā)組分的摩爾分率。(2)提餾段上升蒸汽量： 或： 下降液體量： 操作線方程： 式中：xm' 提餾段內(nèi)第m層板下降液體中易揮發(fā)組分摩爾分率；ym'提餾段內(nèi)第m+1層板上升蒸汽中易揮發(fā)組分摩爾分率。進(jìn)料線方程（ q線方程）2.3.2 最小回流比的計(jì)算在最小回流比時(shí)，精餾段的操作線斜率為RminRmin+1=xD-yexD-xe泡點(diǎn)進(jìn)料

35、q=1時(shí)，xe=xFye=xF1+(-1)xF=2.47×0.461+(2.47-1)×0.46=0.6784Rmin=xD-yeye-xe=0.96588-0.67840.6784-0.008728=1.3199最適回流比一般?。篟opt=(1.22)R為了便于計(jì)算，這里取R=1.515Rmin=22.3.3 最小理論版數(shù)的計(jì)算相平衡方程：y=xn1+(-1)xnxn=y-1y=y2.47-1.47y精餾段操作線方程：yn+1=RR+1xn+xDR+1=23xn+0.32196提餾段操作線方程：yn+1=RD+FR+1Dxn-F-DR+1Dxw=RDF+1R+1DFxn-

36、1-DFR+1DFxw由=DxDWxD×100%得：DF=xFxD=0.4606860.96588×0.99=0.4722所以提餾段操作線方程為：yn+1=0.4722×3+13×0.4722-1-0.47223×0.4722×0.008728=1.7059xn-0.003252用逐板計(jì)算法求最小理論板數(shù)，計(jì)算結(jié)果如下表2.8逐板計(jì)算法求最小理論板數(shù)結(jié)果理論版yx10.965880.9197620.935130.8537230.891110.7681540.834060.6705150.768970.5740260.704640.49

37、13270.649510.4286580.585120.3634590.495630.28461100.387400.20384110.276540.13401120.180700.08197130.109260.04731140.061690.02593150.032340.01335160.015070.00616由以上計(jì)算結(jié)果可知，總理論塔板數(shù)為16塊，第7塊加料，精餾段6塊。2.4 實(shí)際塔板數(shù)的確定板效率：實(shí)際塔板分離效果與理論塔板分離效果的比值。2.4.1 塔板的效率的估算塔板總效率一般由下列估計(jì)方法確定：(1)參考生產(chǎn)現(xiàn)場(chǎng)同類型的塔板，物系件質(zhì)相同（或相近）的塔板效率的經(jīng)驗(yàn)數(shù)據(jù)；(

38、2)在生產(chǎn)現(xiàn)場(chǎng)對(duì)同類型塔板，類似物系實(shí)際查定，得出可靠的塔板效率數(shù)據(jù)；(3)采用奧康內(nèi)爾關(guān)聯(lián)圖估算。目前公認(rèn)的比較符合實(shí)際的是美國(guó)化工學(xué)會(huì)的預(yù)測(cè)板效率的A. I. Ch. E法和奧康奈爾（o'connell）法。奧康奈爾法：ET=0.49(L)-0.245L=xiLi塔頂與塔底的平均溫度下的相對(duì)揮發(fā)度L塔頂與塔底的平均溫度下的液相粘度,mPasxi 液相中組分i 的摩爾分率(1)全塔效率估算由氣液平衡數(shù)據(jù)查得塔頂塔釜的溫度分別為：xD=0.9659時(shí)，TD=80.88xw=0.0087時(shí)，Tw=110.04xF=0.4607時(shí)，TF=93.04塔頂與塔底的平均溫度為：t=TD+Tw2=

39、80.88+110.042=95.46此時(shí)的液相組成為xA=0.4047在此平均溫度下，根據(jù)基礎(chǔ)數(shù)據(jù)，用線性插值法查的該溫度下組分黏度為：A=0.266mPa s，B=0.274mPa s平均溫度下的液相粘度為L(zhǎng)=xiLi=0.4047×0.266+1-0.4047×0.274=0.271mPas則全塔效率為ET=0.49(L)-0.245=0.49×（2.47×0.271）-0.245=0.5406即全塔效率為54.06%(2)精餾段的塔板效率精餾段平均溫度t=80.88+93.042=86.96在此平均溫度下，根據(jù)基礎(chǔ)數(shù)據(jù)，用線性插值法查的該溫度下組

40、分?jǐn)?shù)和黏度為：xB=0.6934A=0.2878mPa s，B=0.2936mPa s平均溫度下的液相粘度為L(zhǎng)=xiLi=0.6934×0.2878+1-0.6934×0.2936=0.2896mPas則精餾段的塔板效率為ET=0.49(L)-0.245=0.49×（2.47×0.2896）-0.245=0.5319(2)提餾段的塔板效率提餾段平均溫度t=110.04+93.042=101.54在此平均溫度下，根據(jù)基礎(chǔ)數(shù)據(jù)，用線性插值法查的該溫度下組分?jǐn)?shù)和黏度為：xB=0.2183A=0.252mPa s，B=0.262mPa s平均溫度下的液相粘度為L(zhǎng)

41、=xiLi=0.2183×0.252+1-0.2183×0.262=0.2598mPas則提餾段的塔板效率為ET=0.49(L)-0.245=0.49×（2.47×0.2598）-0.245=0.54632.4.2 實(shí)際塔板數(shù)的計(jì)算實(shí)際塔板數(shù)N=NT-1ET全塔實(shí)際塔板數(shù)為N=16-10.5406=27.728精餾段實(shí)際塔板數(shù)：N=60.5319=11.2812實(shí)際加料板位置：Nm=11.28+1=12.2813提餾段實(shí)際塔板數(shù)：N=80.5463=14.615Nm與實(shí)際情況有一定的偏差，設(shè)計(jì)時(shí)在Nm上下各多設(shè)計(jì)一個(gè)加料口，待開車調(diào)試時(shí)確定最佳加料位置。

42、第3章 精餾塔的尺寸計(jì)算3.1 精餾塔有關(guān)物性數(shù)據(jù)的計(jì)算3.1.1 操作壓力計(jì)算塔頂操作壓力（絕對(duì)）P4+101.325kPa=105.325kpa每層塔板壓降 P0.7kPa進(jìn)料板壓力105.325+0.7×13114.425kPa塔底操作壓力PW=105.325+0.7×15115.825kPa精餾段平均壓力Pm1=PD+PF2=105.325+114.4252=109.875kPa提餾段平均壓力Pm2=PF+PW2=114.425+115.8252=115.125kPa3.1.2 操作溫度計(jì)算依據(jù)操作壓力，由泡點(diǎn)方程通過試差法計(jì)算出泡點(diǎn)溫度，其中苯、甲苯的飽和蒸氣壓由

43、 安托尼方程計(jì)算，計(jì)算過程略。計(jì)算結(jié)果如下：苯-甲苯的安托因（Antoine）方程苯lg(pAs/kPa)=68+(t/)甲苯lg(pBs/kPa)=65+(t/)泡點(diǎn)方程xA=p-pBspAs-pBs試差得：塔頂溫度TD=82.0，進(jìn)料板溫度TF=97.43塔底溫度TW=114.98精餾段平均溫tm1=TD+TF2=82.0+97.432=89.71提餾段平均溫度tm2=TW+TF2=114.98+97.432=106.23.1.3 平均摩爾質(zhì)量計(jì)算(1)塔頂平均摩爾質(zhì)量計(jì)算由,代入相平衡方程得x1=0.9197MV,Dm=y1M1+1-y

44、1M2=0.966×78.11+1-0.966×92.14=78.589kg/kmolML,Dm=x1M1+1-x1M2=0.9197×78.11+0.0803×92.14=79.24kg/kmol(2)進(jìn)料板平均摩爾質(zhì)量計(jì)算已知0.46，由上面理論板的算法，得0.54MV,Fm=y1M1+1-y1M2=0.54×78.11+1-0.54×92.14=85.69kg/kmolML,Fm=x1M1+1-x1M2=0.46×78.11+1-0.46×92.14=84.56kg/kmol(3)塔底平均摩爾質(zhì)量計(jì)算由,由相

45、平衡方程，得MV,wm=0.02096×78.11+1-0.02096×92.14=91.846kg/kmolML,wm=0.0087×78.11+1-0.0087×92.14=92.017kg/kmol(4)精餾段平均摩爾質(zhì)量Mv,m1=MV,Dm+MV,Fm2=78.589+85.692=81.576kg/kmolML,m1=ML,Dm+ML,Fm2=79.236+84.562=82.46kg/kmol(5)提餾段平均摩爾質(zhì)量MV,m2=MV,Fm+MV,Wm2=85.69+81.5762=88.205kg/kmolML,m2=ML,Fm+ML,Wm

46、2=92.017+82.462=88.85kg/kmol3.1.4 平均密度計(jì)算表3.1 組分的液相密度溫度()8090100110120苯,kg/甲苯,kg/814809805801791791778780763768(1)氣相平均密度計(jì)算由理想氣體狀態(tài)方程計(jì)算精餾段的平均氣相密度即 Vm1=Pm1VVm1RTm1=2.97kg/m3提餾段的平均氣相密度 Vm2=Pm2VVm2RTm2=3.22kg/m3(2)液相平均密度計(jì)算液相平均密度依下式計(jì)算，即 由，采用線性內(nèi)差法得TD=82.0， TF=97.43， TW=114.98， 塔頂液相的質(zhì)量分率A=0.96塔頂液相平均密度 L,Dm=1

47、(0.96812.2+1-0.96807.4)=812.01kg/m3進(jìn)料板液相的質(zhì)量分率A=0.42 進(jìn)料板液相平均密度的計(jì)算 L,Fm=1(0.42794.589+0.58793.57)=793.998kg/m3塔底液相的質(zhì)量分率A=0.0074 塔底液相平均密度的計(jì)算 L,Wm=1(0.0074770.53+1-0.0074793.57)=773.99kg/m3精餾段液相平均密度為 Lm1=812.01+793.9982=803.0kg/m3提餾段液相平均密度為 Lm2=793.998+773.992=783.99kg/m33.1.5 液體平均表面張力計(jì)算液相平均表面張力計(jì)算公式： 表3

48、.2 純組分的表面張力溫度8090100110120苯，mN/m甲苯，Mn/m21.221.72020.618.819.517.518.416.217.3（1） 塔頂TD=82.0，用線性內(nèi)插法得LAD=20.96mNm-1，LBD=21.92mNm-1LDm=0.9197×20.96+1-0.9197×21.92=21.04mNm-1（2） 進(jìn)料板TF=97.43，用線性內(nèi)插法得LAD=19.11mNm-1， LBD=20.88mNm-1LFm=0.46×19.11+1-0.46×20.88=20.07mNm-1（3） 塔底 TW=114.98，用線性

49、內(nèi)插法得LAD=16.85mNm-1， LBD=17.85mNm-1 LFm=0.0087×16.85+1-0.0087×17.85=17.84mNm-1（4）精餾段平均表面張力： Lm1=21.04+20.072=20.55mNm-1 提餾段平均表面張力： Lm1=20.07+17.842=18.95mNm-13.1.6 塔內(nèi)的摩爾流率精餾段L=RD=2×38.27=76.54kmol/hV=R+D=R+1D=114.81kmol/h提餾段L=L+qF=76.54+81.05=157.59kmol/hV=V-1-qF=V=114.81kmol/h3.2 估算塔徑

50、(1)精餾段的氣、液相體積流率為Vs=VMVm13600vm1=114.82×81.5763600×2.97=0.8757m3/sLs=LMLm13600Lm1=76.54×82.463600×803.0=0.002183m3/s(2)提餾段汽、液相體積流率為Vs'=VMVm23600Vm2=114.81×88.203600×3.22=0.8737m3/sLs'=LMLm23600Lm2=157.59×88.853600×783.99=0.004961m3/s板式塔的塔徑依據(jù)流量公式計(jì)算，即式中 D

51、 塔徑m ；Vs 塔內(nèi)氣體流量m3/s ；u 空塔氣速m/s。由式（4-2）可見，計(jì)算塔徑的關(guān)鍵是計(jì)算空塔氣速u。設(shè)計(jì)中，空塔氣速u的計(jì)算方法是，先求得最大空塔氣速umax，然后根據(jù)設(shè)計(jì)經(jīng)驗(yàn)，乘以一定的安全系數(shù)，即 (4-3)最大空塔氣速umax可根據(jù)懸浮液滴沉降原理導(dǎo)出，其結(jié)果為 式中 umax允許空塔氣速，m/s；V，L分別為氣相和液相的密度，kg/m3 ； C氣體負(fù)荷系數(shù)，m/s；C=C20(/20)0.2由于精餾段、提餾段的汽液流量不同，故兩段中的氣體速度和塔徑也可能不同。在初算塔徑中，精餾段的塔徑可按塔頂?shù)谝粔K板上物料的有關(guān)物理參數(shù)計(jì)算，提餾段的塔徑可按釜中物料的有關(guān)物理參數(shù)計(jì)算。也

52、可分別按精餾段、提餾段的平均物理參數(shù)計(jì)算。斯密斯圖中的氣體負(fù)荷因子C的計(jì)算要用到C20（液體表面張力為20mN/m時(shí)的負(fù)荷因子），需要從史密斯關(guān)聯(lián)圖查取。精餾段橫坐標(biāo)LhVh(LV)1/2=0.002180.87569(803.02.971)1/2=0.041提餾段橫坐標(biāo)LhVh(LV)1/2=0.0049610.87374(783.993.2197)1/2=0.0886取板間距HT =0.40m,板上液層高度hL=0.06m ( 對(duì)常壓塔一般HThL=0.40-0.06=0.34m查史密斯關(guān)聯(lián)圖，得精餾段 C20=0.072 C=C20(L20)0.2=0.072×(20.5520)0.2=0.07239umax=0.07239803.0-2.9712.971=1.1879m/s取安全系數(shù)為0.7(一般0.60.8),則空塔氣速u=0.7×1.1879=0.8315m/sD1=4Vsu=4×0.8757×0.8315=1.158m圓整為標(biāo)準(zhǔn)塔徑D