板式精餾塔設(shè)計(jì)說(shuō)明書(shū)

課程設(shè)計(jì)說(shuō)明書(shū)課程名稱(chēng):設(shè)計(jì)題目：

化工原理課程設(shè)計(jì)苯-甲苯分離過(guò)程板式精餾塔院

系：

化學(xué)與環(huán)境工程學(xué)院學(xué)生姓名：

李雪敏學(xué)

號(hào)：專(zhuān)業(yè)班級(jí)：指導(dǎo)教師：2011年1日苯—甲苯板式精餾塔可使氣液達(dá)常見(jiàn)生產(chǎn)有關(guān)板式精餾塔設(shè)計(jì)說(shuō)明書(shū)一設(shè)計(jì)題目苯—甲苯精餾塔的工藝設(shè)計(jì)二設(shè)計(jì)內(nèi)容精餾塔的工藝計(jì)算精餾塔的結(jié)構(gòu)設(shè)計(jì)及流體力學(xué)計(jì)算繪制精餾塔工藝條件圖三工藝條件進(jìn)料量為5500kg/h,泡點(diǎn)進(jìn)料原料液組成為0.5（笨的質(zhì)量分?jǐn)?shù)，下同）塔頂采用全凝器，部分產(chǎn)品會(huì)留，不分產(chǎn)品冷凝后儲(chǔ)存4塔頂流出液組成為0.96,塔底釜液組成為操作壓力為4kPa(塔頂表壓)；回流比與最小回流比的比值自選;單板壓降不大于0.7kPa;全塔效率Et=52%;四設(shè)計(jì)項(xiàng)目設(shè)計(jì)方案的確定；精餾塔的物料橫算；塔板數(shù)的確定；精餾塔的工藝條件及有關(guān)物性數(shù)據(jù)的計(jì)算；精餾塔的塔體工藝尺寸計(jì)算；塔板主要工藝尺寸計(jì)算；AAFDWAAFDW篩板的流體力學(xué)驗(yàn)算；塔板負(fù)荷性能圖；五設(shè)計(jì)計(jì)算（一）設(shè)計(jì)方案的確定本設(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)精餾流程。設(shè)計(jì)中采用泡點(diǎn)進(jìn)料，將原料液通過(guò)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液在泡點(diǎn)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(chǔ)罐。該物系屬于易分離物系，最小回流比較小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(chǔ)罐。（二）精餾塔的物料橫算1.原料液及塔頂塔底產(chǎn)品的摩爾分率苯的摩爾質(zhì)量M=78.11kg/kmol甲苯的摩爾質(zhì)量M=92.13kg/kmolx=0.541x=0.966x=

0.0122.原料液及塔頂、塔底產(chǎn)品的平均摩爾質(zhì)量Mf=0.541×78.11＋（1－0.541）×92.13=84.55/molMd=0.966×78.11＋（1－0.966）×92.13=78.59/molMw=0.012×78.11＋（1－0.012）×92.13=91.96/mol3.物料橫算原料處理量F=5500/84.55=65.05kmol/h總物料橫算65.05=D＋W苯物料橫算65.05＋聯(lián)立解得

D=36.07kmol/hWABABDnnDnABABDnnDn(三)塔板數(shù)的確定苯—甲苯屬理想物系，可采用圖解法求理論板層數(shù)。確定指定壓力下溶液的泡點(diǎn)需用試差法我們先假設(shè)為某個(gè)值用安托尼方程計(jì)算出P*、*,在代人泡點(diǎn)方程算出xa給定的xa較看是否相等，若計(jì)算值偏小則初設(shè)泡點(diǎn)偏高，再設(shè)泡點(diǎn)，直至xa與給定值近似為止，此時(shí)即為泡點(diǎn)溫度，算出P*、*從而求@由氣液平衡方程

x可在兩組分溶液的x—y圖上畫(huà)出氣液平衡線(xiàn)因?yàn)閝=1,根據(jù)

y

xxFq

知線(xiàn)且直軸與對(duì)稱(chēng)軸交于e點(diǎn)衡線(xiàn)交于g點(diǎn)上可讀出g點(diǎn)對(duì)應(yīng)x值y=0.75,x=0.541;故最小回流比為

min

yx

0.9660.541

取操作回流比為R=2Rmin=2×1.033=2.066求精餾塔的氣、液相負(fù)荷L=RD=2.066×36.07=74.52kmol/hV=（R＋1）D=3.066×36.07=110.59kmol/hL’=L＋F=74.52＋65.05=139.57kmol/hV’=V=110.59kmol/h求操作線(xiàn)方程精餾段操作線(xiàn)方程為

DxxRL’W

=0.674x＋0.315提餾段操作線(xiàn)方程為y’=——x’-——xw=0.262x’－0.0034V’V’TFFTFF圖解法求理論板層數(shù)（如圖1）總理論板層數(shù)N進(jìn)料板位置N精餾段實(shí)際板層數(shù)N精=4÷0.52≈提餾段實(shí)際板層數(shù)N提=8÷0.52≈（四）精餾塔的工藝條件及有關(guān)物性數(shù)據(jù)的計(jì)算（以精餾段為例計(jì)算）1.操作壓力計(jì)算塔頂操作壓力PD=101.3＋4=105.3kPa每層塔板壓降△P≤0.7kPa進(jìn)料板壓力P＋0.7×8=110.9kPa精餾段平均壓力Pm=(105.3＋110.9)÷2=108.1kPa2.操作溫度計(jì)算依據(jù)操作壓力，由泡點(diǎn)方程通過(guò)試差法計(jì)算出泡點(diǎn)溫度。塔頂溫度td=82.3進(jìn)料板溫度tf=92.3精餾段平均溫度tm=87.33.平均摩爾質(zhì)量計(jì)算塔頂平均摩爾質(zhì)量計(jì)算ALFmLmALFmLm由xd=y1=0.966,查平衡曲線(xiàn)得x1=0.92M

vdm

=0.966×78.11＋(1－0.966)92.13=78.59kg/kmolM

ldm

=0.92×78.11＋(1－0.92)92.13=79.23kg/kmol進(jìn)料板平均摩爾質(zhì)量計(jì)算由圖解理論板得yf=0.738查平衡曲線(xiàn)得xf=0.518Mvfm=0.738×78.11＋1－0.783）92.13=81.78kg/kmolMlfm=0.518×78.11＋1－0.518）92.13=84.87kg/kmol精餾段平均摩爾質(zhì)量Mvm=（78.59＋81.78）/2=80.185kg/kmolMlm=（79.23＋84.87）/2=82.05kg/kmol4.平均密度計(jì)算（1）氣相平均密度計(jì)算由理想氣體狀態(tài)方程計(jì)算，即

MmVm

=108.1×80.185÷8.314÷（＋273.15）=2.865kg/m3m（2）液相平均密度計(jì)算塔頂液相平均密度的計(jì)算由Td=82.3℃,查手冊(cè)得

ρ

1/lm=∑i/ρia=812.16㎏/m3

ρb=807.7㎏/m3ρ

ldm

=1/(0.96/812.16＋0.04/807.7)=812.02

㎏/m3進(jìn)料板液相平均密度的計(jì)算由tF=92.3℃,查手冊(cè)得

ρa(bǔ)=802.365㎏/m3

ρb=798.42/m3進(jìn)料板液相的質(zhì)量分率92.13）=0.467

a

=0.51878.11÷0.518×ρ

=1/(0.467/802.365＋0.542/798.42)=800

㎏/m3精餾段液相平均密度為

ρ

=806.01

㎏/m3LDmLDmLFmLDmLDmLFm5.液體平均表面張力計(jì)算液相平均表面張力計(jì)算

σ

Lm

=∑xiσi塔頂液相平均表面張力計(jì)算由tD℃,查手冊(cè)得

σ

A

=21.234mN/m

σ

B

=21.397mN/mσ

LDm

=0.966×21.234＋0.034×21.397=21.24mN/m進(jìn)料板液相平均表面張力計(jì)算由tF℃,查手冊(cè)得

σ

A

=19.786mN/m

σ

B

=20.108mN/mσ

LFm

=0.518×19.786＋0.482×20.108=19.94mN/m精餾段液相平均表面張力為

σ

Lm

=(21.24＋19.94)/2=20.59mN/m6.液體平均粘度計(jì)算液相平均粘度計(jì)算

㏒

μ

Lm

=∑xi㏒μi塔頂液相平均粘度的計(jì)算由tD℃,查手冊(cè)得

μ

A

=0.302mPa·s

μ

B

=0.306mPa·s㏒

μ

=0.966㏒(0.302)＋0.034(0.306)解出

μ

=0.302mPa·進(jìn)料板液相平均粘度的計(jì)算由t℃,查手冊(cè)得

μ

A

=0.256mPa·

μ

B

=0.265mPa·s㏒

μ

=0.388㏒(0.265)＋0.612(0.265)解出

μ

LFm

=0.261mPa·精餾段液相平均粘度為μ

Lm

=(0.302＋0.261)/2=0.282mPa·s(五)精餾塔的塔體工藝尺寸計(jì)算1.塔徑的計(jì)算LV0.2LV0.2V

S

VM

110.592.892

L

S

LM

VMLM

LM由

u

max

LV

由圖查取，圖的橫坐標(biāo)為L(zhǎng)V

1/2

0.0021806.010.852

取板間距Ht=1.4m,板上液層高度hl=0.06m,Ht－h(huán)l=0.4－0.06=0.34m查圖得C=0.072(

)0.2=0.072(20.41/20)=0.0724

0.0724

2.892

m/s取安全系數(shù)為0.75，則空塔氣速為u=0.75umax=0.75×1.206=0.905m/sD

4V

40.852

按標(biāo)準(zhǔn)塔徑圓整后D=1.2m塔截面積At=πD2/4=3.14×1.2/4=1.13㎡實(shí)際空塔氣速u(mài)=0.86/1.13=0.761m/s2.精餾塔有效高度的計(jì)算精餾段有效高度為Z精=（N精－1）Ht=8－1）×0.4=2.8m提留段有效高度為Z提=（N提－1）Ht=(161)×0.4=6m在進(jìn)料板上方開(kāi)一人孔，其高度為0.8m故精餾塔的有效高度為Z=2.8+6+0.8=9.6m（六）塔板主要工藝尺寸的計(jì)算1.溢流裝置計(jì)算因塔徑D=1.2m可選用單溢流弓形降液管，采用凹形受液盤(pán)。①堰長(zhǎng)lw=0.7D=0.7×1.2=8.4m??S??S②溢流堰高度hw=hl-how選用平直堰，堰上液層高度how=2.84E（Lh/lw/1000近似取E=1，則how=2.84×1×（0.00213600÷0.84）/1000=0.0123m取板上清液層高度hl=60㎜故hw=0.06－0.0123=0.0477m③弓形降液管寬度Wd和截面積Af由lw/D=0.7

查圖得Af/At=0.093Wd/D=0.124故Af=0.093×1.13=0.105㎡Wd=0.151×1.2=0.181m驗(yàn)算液體在降液管中停留時(shí)間，即θ=3600AfHt/Lh×0.105×0.4÷0.0021÷3600=20s>5s故降液管設(shè)計(jì)合理④降液管底隙高度h。h。=Lh’。=0.0021÷0.84÷0.08=0.0312取u′。=8m/s則h。=0.0021÷0.84÷0.08=0.0312mhw－h(huán)。=0.0477-0.0312=0.0165m＞0.006m故降液管底隙高度設(shè)計(jì)合理。選用凹形受液盤(pán)，深度h’w=50mm。2.塔板布置①塔板的分塊因D≥800mm，故塔板采用分塊式。查表得，塔板分為塊。②邊緣區(qū)寬度確定取W0.07mS

C

0.04③開(kāi)孔區(qū)面積計(jì)算開(kāi)孔區(qū)面積

A

r

sin180

r

其中x=D/2－（Wd＋Ws）=1.2/2－（0.1810.07）=0.349mr=D/2－Wc=1.2/2－0.04=0.56m故A

0.3492

3.1420.3491800.56

④篩孔計(jì)算及其排列本例處理的物系無(wú)腐蝕性，可選用δ=3㎜碳鋼板，取篩孔直徑d。=5mm篩孔按正三角形排列，取孔心距t=3d。=3×5=15㎜篩孔數(shù)目n=1.155Aa/t2=1.155×0.727/0.0152=3732開(kāi)孔率φ=0.907（。/t）2=0.907(0.005/0.015)2=10.1﹪氣體通過(guò)閥孔的氣速u(mài)。=Vs/Aa=0.86/(0.101×0.727)=11.71m/s(七)篩板的流體力學(xué)驗(yàn)算1.塔板壓降①干板阻力hc的計(jì)算由d。/δ=5/3=1.67,查圖得，c。=0.772故hc=0.051(u。/c。)2（ρv/ρL）=0.051（11.71/0.772）2（2.892/806.01=0.0421m②氣體通過(guò)液層的阻力h1的計(jì)算h1=βhLua=Vs/(AT-A)=0.825/（1.13-0.105）=0.831m/su

1/2/1/20

a

查圖得，β=0.6故hl=βhL=β（hw+how）=0.6(0.0477+0.0123)=0.036m液注③液體表面張力的阻力hσ計(jì)算hσ=4σL/ρLgd。=4×20.59×10-3/（806.01×9.81×0.005）=0.00208m氣體通過(guò)每層塔板的液注高度hp的計(jì)算hp=hc+hl+hσ=0.0421＋0.036＋0.00208=0.0802m注氣體通過(guò)每層塔板的壓降為△Pp=hpρLg=0.08×806.01×9.81=634.13pa0.7kpa（設(shè)計(jì)允許值）2.液面落差對(duì)于篩板塔液面落差很小，且本例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×σ

)a/(H-h)］3.2×0.06=0.15L2/3lL2/3le

v=(5.7×10-3/20.59)［0.831/(0.4－］=0.0129kg液/kg氣0.1kg液/kg氣故在本設(shè)計(jì)中液沫夾帶量e在允許范圍內(nèi)。4.漏液

對(duì)篩板塔，

u

C

0.0056

0

L

LV0.7720.060.002082.8926.033ms實(shí)際孔速u(mài)。==11.71>,min穩(wěn)定系數(shù)為K=u。/u。,min=11.71/6.033=1.94(2>1.94>1.5)故在本設(shè)計(jì)中無(wú)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Hd應(yīng)服從≤φ(HT＋hw)苯—甲苯物系屬一般物系，取φ=0.5，則φ（HT＋）=0.5×（0.4＋0.0477）=0.2238m而Hd=hp+hL+hdhd=0.153(u′。)2=0.153（0.08液注Hd=0.0802＋0.06＋0.001=0.1502m注Hd≤φ(HT＋hw)故在本設(shè)計(jì)中不會(huì)液泛現(xiàn)象。（八）塔板負(fù)荷性能圖1.漏液線(xiàn)由

u

C

0.0056

0

L

LVh=hw+howhow=2.84E（Lh/lw）/1000得V

s,min

0

A0

2.840.0056Eh

L

整理得：V

4.1567,mi

23在操作范圍內(nèi)，任取幾個(gè)Ls值，依上式計(jì)算出值，計(jì)算結(jié)果列于表中L??h?L??h?-?Ls,m3/sVs,m3/s

0.00060.4238

0.00150.4359

0.00300.4492

0.00450.4622由上表數(shù)據(jù)即可作出漏液線(xiàn)1.2.液沫夾帶線(xiàn)以ev=0.1kg液/kg氣為限，求Vs—Ls系如下：由ev=(5.7×10-6/σL)×［ua/(HT］

ua=Vs/(A-A)=Vs/(1.13-0.105)=0.9756VsTfhf=2.5h=2.5（hw+how）hw=0.0477how=2.84×1×（3600Ls/0.84）÷1000=0.749Ls故hf=0.12+1.872Ls

?HTf=0.28-1.872Lse

v=(5.7×10100.9756Vs/(0.28-1.872］=0.1整理得Vs=1.808-12.089Ls

?在操作范圍內(nèi)，任取幾個(gè)Ls值，依上式計(jì)算出值，計(jì)算結(jié)果列于表中Ls,m3/sVs,m3/s

0.00061.722

0.00151.65

0.00301.557

0.00451.478由上表數(shù)據(jù)即可作出液沫夾帶線(xiàn)2.3．液相負(fù)荷下限線(xiàn)對(duì)于平直堰,取堰上液層高度how=0.006m為最小液體負(fù)荷標(biāo)準(zhǔn)。how=2.84E（3600Ls/lw）?1000=0,006取E=1，則Ls,min=(0.006×1000/2.84)3/2×0.84/3600=0.000716m3/s此可作出與氣體流量無(wú)關(guān)的垂直液相負(fù)荷下限線(xiàn)3.4.液相負(fù)荷上限線(xiàn)以θ=4s作為液體在降液管中停留時(shí)間的下限，θ=AfH/Ls=4故Ls,min=AfHt/4=0.105×0.40/4=0.0105m3/s

據(jù)此可σL?σL?作出與氣體流量無(wú)關(guān)的垂直液相負(fù)荷上限線(xiàn)5.液泛線(xiàn)令H=φ（H+hw）dT由H=hp+h+hd;hc+hl+h;hl=βh;h=hw+howdLLL聯(lián)立得φH+(φ-β-1)hw=(β+1)how+hc+hd+hT

σ整理得a′Vs2=b′－c′L2s－d′Ls?式中a′=(0.051ρv/ρ)/（A。c=0.057b′=φ

H

T

+(φ-β-1)hw=0.1475′=0.153/（lwh=222.8′=2.84×10-3E（1+β3600/lw）=1.2故Vs2=2.59－3908.77L2s