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化工原理 課程設計說明書 篩板式精餾塔設計 系 別：化學工程系 班 級：水凈化1001 學 號：0903100108 姓 名：張 澤 于 指導老師；黃 秋 穎 目錄 第一部分 概述 4 一、設計目標 4 二、設計任務 4 三、設計條件 4 四、設計內(nèi)容 4 五、工藝流程圖 5 第二部分 工藝設計計算 6 一、設計方案的確定 6 二、精餾塔的物料衡算 6 1.原料液及塔頂、塔底產(chǎn)品的摩爾分數(shù) 6 2.原料液及塔頂、塔底產(chǎn)品的平均摩爾質(zhì)量和質(zhì)量分數(shù) 6 3.物料衡算原料處理量 6 三、塔板數(shù)的確定 7 1.理論板層數(shù)的求取 7 2.全塔效率 8 3.實際板層數(shù)的求取 8 四、精餾塔的工藝條件及有關物性數(shù)據(jù)的計算 8 1.操作壓強計算 9 2.操作溫度計算 9 3.平均摩爾質(zhì)量計算 9 4.平均密度計算 9 5.液相平均表面張力計算 10 6.液相平均粘度計算 11 五、精餾塔的塔體工藝尺寸計算 11 1.塔徑的計算 11 2.精餾塔的有效高度的計算 12 六、塔板主要工藝尺寸的計算 13 1.溢流裝置計算 13 2.塔板布置 14 3.篩孔數(shù)與開孔率 15 七、篩板的流體力學驗算 15 1.氣體通過篩板壓降相當?shù)囊褐叨?15 2.霧沫夾帶量的驗算 16 3.漏液的驗算 17 4.液泛驗算 17 八、塔板負荷性能圖 17 1.漏液線 17 2.霧沫夾帶線 18 3.液相負荷下限線 19 4.液相負荷上限線 19 5.液泛線 20 6. 操作線 21 九、設計一覽表 22 十、操作方案的說明： 23 附表 24 總結 26 參考文獻 26 第一部分 概述 一、設計目標 分離苯—甲苯混合液的篩板式精餾塔設計 二、設計任務 試設計分離苯-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（苯的摩爾分數(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、設計條件 操作壓力 進料熱狀況 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 2 0.7kPa 四、設計內(nèi)容 編制一份設計說明書，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、精餾塔的設計計算： （1）工藝條件及有關物性數(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）塔板的流體力學驗算 （5）塔板負荷性能圖（精餾段）（選作） 5、設計結果列表 6、設計結果的討論和說明 7、主要參考資料 8、結束語 五、工藝流程圖 精餾裝置包括精餾塔，原料預熱器，再沸器，冷凝器。釜液冷卻器和產(chǎn)品冷凝器等設備。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)過預熱器預熱后進入精餾塔內(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（釜殘液）再沸器中原料液部分汽化，產(chǎn)生上升蒸汽，依次通過各層塔板。塔頂蒸汽進入冷凝器中全部冷凝或部分冷凝，然后進入貯槽再經(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)定的進行，流程中還要考慮設置原料槽。產(chǎn)品槽和相應的泵,有時還要設置高位槽。且在適當位置設置必要的儀表（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?？偠灾_定流程時要較全面，合理的兼顧設備，操作費用操作控制及安全因素。 連續(xù)精餾操作流程圖 第二部分 工藝設計計算 一、設計方案的確定 本設計任務書為分離苯-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(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)品的摩爾分數(shù) 苯的摩爾質(zhì)量 =78.11kg/mol 甲苯的摩爾質(zhì)量 =92.13kg/mol 2.原料液及塔頂、塔底產(chǎn)品的平均摩爾質(zhì)量和質(zhì)量分數(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/mol 　 　　 　　 3.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＇= 4300 kｇ/h，W＇= 4700 kｇ/h，Ｆ＇＝ 9000kg/h F=9000/85.26= 105.56 kmol/h, D=4300/79.09= 54.39 kmol/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e（0.49, 0.49）做垂線，ef即為進料線（q線），該線與平衡線的交點F坐標為： =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)，由圖可知求解結果為： 總理論板層數(shù)層，精餾段4層，提餾段6層。進料板是第五塊板 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物性數(shù)據(jù)的計算 以精餾段為例進行計算。 1.操作壓強計算 塔頂操作壓強 kPa 每層塔板壓降 kPa 進料板壓強 kPa 提餾段平均壓強 kPa 2.操作溫度計算 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、甲苯的飽和蒸汽壓由安托尼方程計算，計算過程略。計算結果如下: 塔頂溫度TD=81.5 ℃ 進料板溫度TF=91.5℃ 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.83 ⑵進料板平均摩爾質(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進料板液相平均密度計算 由TF=91.5℃，查附表得 進料板液相的質(zhì)量分數(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： 按標準塔徑圓整后為 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。其尺寸和結構對塔的性能有著重要影響。根據(jù)經(jīng)驗并結合其他影響因素，當因D=1.0m,可選用單溢流弓形降液管，不設進口堰，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、篩板的流體力學驗算 1.氣體通過篩板壓降相當?shù)囊褐叨? 依式 ⑴干板壓降相當?shù)囊褐叨?，計算如? 依，査圖得 ⑵氣體通過板上液層壓降相當?shù)囊褐叨?，計算如下? 由圖查取板上液層充氣系數(shù) ⑶克服液體表面張力壓降相當?shù)囊褐叨? 依式 氣體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： （設計允許值） 2.霧沫夾帶量的驗算 故在設計負荷下不會發(fā)生過量霧沫夾帶。 3.漏液的驗算 對篩板塔，漏液點氣速可由式（5-25）計算： 穩(wěn)定系數(shù)為 故在本設計中無明顯漏液。 4.液泛驗算 為防止塔內(nèi)發(fā)生液泛，降液管內(nèi)液層高應服從如下關系： 依式計算，即 苯-甲苯物系屬一般物系，取，則 故，在設計負荷下不會發(fā)生泛液。 根據(jù)以上塔板的各項流體力學的驗算，可認為精餾段塔徑及各工藝尺寸是合適的。 八、塔板負荷性能圖 1.漏液線 漏液線，又稱氣相負荷下限線。氣相負荷低于此線將發(fā)生嚴重的漏液現(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，計算結果列于下表。 0.0006 0.79 0.0015 0.85 0.0030 0.86 0.0045 0.88 由此表數(shù)據(jù)即可作出漏液線1。 2.霧沫夾帶線 當氣相負荷超過此線時，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，計算結果列于下表。 0.0006 0.15 0..0015 0.15 0.0030 0.14 0.0045 0.13 由此表數(shù)據(jù)即可作出液沫夾帶線2。 3.液相負荷下限線 液相負荷低于此線，就不能保證塔板上液流的均勻分布，將導致塔板效率下降。 對于平直堰，取堰上液層高度作為最小液體負荷標準。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的垂直液相負荷下限線3。 4.液相負荷上限線 該線又稱降液管超負荷線。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的垂直液相負荷上限線4。 5.液泛線 若操作的氣液負荷超過此線時，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驗算中通常對降液管液泛進行驗算。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，計算結果列于下表： 0.0006 2.85 0.0015 2.77 0.0030 2.68 0.0045 2.59 由此表數(shù)據(jù)即可作出液泛線5 6. 操作線 由，，及與之間的關系可作出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、設計一覽表 將設計篩板的主要結果匯總于下表： 序號 項目 數(shù)值 序號 項目 數(shù)值 1 平均溫度 86.5 17 邊緣區(qū)寬度，m 0.035 2 平均壓力 108.1 18 開孔區(qū)面積 0.32 3 氣相流量 1.33 19 篩孔直徑，m 0.005 4 液相流量 0.0032 20 篩孔數(shù)目n 865 5 實際塔板數(shù) 10 21 孔中心距t，m 0.018 6 有效段高度Z，m 7.84 22 開孔率，% 10.1 7 塔徑D，m 1.4 23 空塔氣速u，m/s 0.84 8 板間距，m 0.4 24 篩孔氣速，m/s 3.36 9 溢流形式 單溢流 25 穩(wěn)定系數(shù) 2.84 10 降液管形式 弓形 26 每層塔板壓降，kPa 0.7 11 堰長，m 0.924 27 負荷上限 液泛控制 12 堰高，m 0.0504 28 負荷下限 漏液控制 13 板上液層高度，m 0.06 29 液沫夾帶，（kg液/kg氣） 0.0168 14 堰上液層高度，m 0.011 30 氣相負荷上限， 0.00363 15 降液管底隙高度 0.0433 31 氣相負荷下限， 0.000453 16 安定區(qū)寬度，m 0.065 32 操作彈性 8.776 十、操作方案的說明： 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，降原料液通過預熱器加熱至泡點后送入精餾塔內(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/℃ 臨界溫度tc/℃ 臨界壓強pc/kPa 苯 C6H6 78.11 80.1 288.5 6833.4 甲苯 C6H5-CH3 92.13 110.6 318.57 4107.7 表 2 常壓下苯-甲苯的氣液平衡數(shù)據(jù) 溫度t/℃ 液相中苯的摩爾分數(shù)/x 氣相中苯的摩爾分數(shù)/y 110.56 0.00 0.00 109.91 1.00 2.50 108.79 3.00 7.11 107.61 5.00 11.2 105.05 10.0 20.8 102.79 15.0 29.4 100.75 20.0 37.2 98.84 25.0 44.2 97.13 30.0 50.7 95.58 35.0 56.6 94.09 40.0 61.9 92.69 45.0 66.7 91.40 50.0 71.3 90.11 55.0 75.5 80.80 60.0 79.1 87.63 65.0 82.5 86.52 70.0 85.7 85.44 75.0 88.5 84.40 80.0 91.2 83.33 85.0 93.6 82.25 90.0 95.9 81.11 95.0 98.0 80.66 97.0 98.8 80.21 99.0 99.61 80.01 100.0 100.1 表3 Antoine 常數(shù)值 組分 A B C 苯 6.023 1206.35 220.24 甲苯 60.78 1343.94 219.58 表4 苯與甲苯的液相密度 溫度t/℃ 80 90 100 110 120 ρL,苯/(kg/m3) 815 803.9 792.5 780.3 768.9 ρL，甲苯/(kg/m3) 810 800.2 790.3 780.3 770.9 表5 液體表面張力 溫度t/℃ 80 90 100 110 120 σ,苯/(mN/m) 21.27 20.06 18.85 17.66 16.49 σ，甲苯/(mN/m) 21.69 20.59 19.94 18.41 17.31 表6 液體粘度 溫度t/℃ 80 90 100 110 120 μL苯/（mPas） 0.308 0.279 0.255 0.233 0.215 μL甲苯/（mPas） 0.311 0.286 0.264 0.254 0.228 表 7 液體汽化熱 溫度t/℃ 80 90 100 110 120 γ苯/（kJ/kg） 394.1 386.9 379.3 371.5 363.2 γ苯/（kJ/kg） 379.9 373.8 367.6 361.2 354.6 總結 通過本次課程設計，培養(yǎng)學生多方位、綜合地分析考察工程問題并獨立解決工程實際問題的能力，要科學、合理、有創(chuàng)新地完成一項工程設計，往往需要各種數(shù)據(jù)和相關資料。 因此，資料、文獻和數(shù)據(jù)的查找、收集是工程設計必不可少的基礎工作。工程的設計計算能力和綜合評價的能力。為了使設計合理要進行大量的工藝計算和設備設計計算。本設計包括塔板結構和附屬設備的結構計算。工程設計表達能力。工程設計完成后，往往要交付他人實施或與他人交流。 因此，在工程設計和完成過程中，都必須將設計理念、理想、設計過程和結果用文字、圖紙和表格的形式表達出來。 參考文獻 [1]王國勝. 化工原理課程設計[M]. 大連：大連理工大學出版社，2005. 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