苯甲苯板式精餾塔課程設(shè)計

1、食品工程原理課程設(shè)計說明書板式精餾塔設(shè)計姓名： 賈浩宇 學(xué)號： 201111010510 班級： 食工1105 2013年 12 月 18 目 錄1. 設(shè)計任務(wù).22. 設(shè)計條件.23. 設(shè)計方案簡介.24. 工藝流程圖.25. 工藝計算.35.1. 基礎(chǔ)性數(shù)據(jù).3 5.2. 精餾塔的物料衡算.35.2.1原料液及塔頂、塔底產(chǎn)品的摩爾分?jǐn)?shù).45.2.2 原料液及塔頂、塔底產(chǎn)品的平均摩爾質(zhì).55.2.3物料衡算原料處理量.55.3. 塔板數(shù)的確定.55.3.1 確定最小回流比.55.3.2求操作線方程.55.3.3 逐板法求理論板.55.3.4 求實際板數(shù).76. 確定操作條件.76.1.操作壓

2、力計算.76.2.確定操作溫度.86.3.平均摩爾質(zhì)量計算.96.4.平均密度計算.96.4.1 氣相平均密度計算.96.4.2 液相平均密度計算.106.5. 液相平均表面張力計算.106.6. 液相平均粘度計算.117. 精餾塔的塔體工藝尺寸計算.127.1.氣液相負(fù)荷的計算.127.2. 塔徑的計算.127.3.精餾塔的有效高度的計算.148. 塔板主要工藝尺寸的計算.148.1. 溢流裝置計算.149. 篩板的流體力學(xué)驗算.1810. 塔板負(fù)荷性能圖計算.2210.1 精流段.2210.1.1漏液線.2210.1.2液沫夾帶線.2310.1.3液相負(fù)荷下限線.2410.1.4液相負(fù)荷上

3、限線.2410.1.5.液泛線.2410.1.6篩板塔負(fù)荷性能圖.2511. 設(shè)計結(jié)果一覽表.2712. 參考文獻(xiàn).2813. 實驗心得.28 21、設(shè)計任務(wù)： 在一操作壓力為4kPa（塔頂表壓）的連續(xù)精餾塔內(nèi)分離苯甲苯混合物。已知原料液的處理量為5100kg/h、組成為0.60(苯的質(zhì)量分率，下同)，要求塔頂餾出液0.98，塔底釜液的組成為0.01。2、設(shè)計條件 操作壓力 4kPa（塔頂表壓） 進(jìn)料熱狀況 自選 回流比 自選 單板壓降 <0.7kPa 全塔效率 ET=60% 建廠地址 鄭州3 、設(shè)計方案簡介本設(shè)計采用連續(xù)精餾流程，飽和液體進(jìn)料。塔頂上升蒸汽采用全凝器冷凝，冷凝液在泡點下

4、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。4、工藝流程圖原料液由高位槽經(jīng)過預(yù)熱器預(yù)熱后進(jìn)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(jìn)入冷凝器中全部冷凝或部分冷凝，然后進(jìn)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(jìn)行，流程中還要考慮設(shè)置原料槽。產(chǎn)品槽和相應(yīng)的泵,有時還要設(shè)置高位槽。且在適

5、當(dāng)位置設(shè)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)。 5、工藝計算5.1基礎(chǔ)物性數(shù)據(jù)表1 苯和甲苯的物理性質(zhì)項目分子式分子量M沸點（）臨界溫度tC（）臨界壓強PC（kPa）苯AC6H678.1180.1288.56833.4甲苯BC6H5CH392.13110.6318.574107.7表2 苯和甲苯的飽和蒸汽壓溫度80.1859095100105110.6,kPa101.33116.9135.5155.7179.2204.2240.0，kPa40.046.054.063.374.386.0表3 常溫下苯甲苯氣液平衡數(shù)據(jù)（2：例11附表2）溫度80.1859095100105

6、液相中苯的摩爾分率1.0000.7800.5810.4120.2580.130汽相中苯的摩爾分率1.0000.9000.7770.6300.4560.262表4 純組分的表面張力(1：附錄圖7)溫度8090100110120苯，mN/m甲苯，Mn/m21.221.72020.618.819.517.518.416.217.3表5 組分的液相密度(1：附錄圖8)溫度()8090100110120苯,kg/814805791778763甲苯,kg/809801791780768表6 液體粘度µ（1：）溫度()8090100110120苯（mP.s）0.3080.2790.2550.233

7、0.215甲苯（mP.s）0.3110.2860.2640.2540.228表7常壓下苯甲苯的氣液平衡數(shù)據(jù)溫度t液相中苯的摩爾分率x氣相中苯的摩爾分率y110.560.000.00109.911.002.50108.793.007.11107.615.0011.2105.0510.020.8102.7915.029.4100.7520.037.298.8425.044.297.1330.050.795.5835.056.694.0940.061.992.6945.066.791.4050.071.390.1155.075.580.8060.079.187.6365.082.586.5270.0

8、85.785.4475.088.584.4080.091.283.3385.093.682.2590.095.981.1195.098.080.6697.098.880.2199.099.6180.01100.0100.05.2精餾塔的物料衡5.2.1 原料液及塔頂、塔底產(chǎn)品的摩爾分?jǐn)?shù) 苯的摩爾質(zhì)量 =78.11Kg/mol 甲苯的摩爾質(zhì)量 =92.14Kg/mol =0.639=0.983=0.0125.2.2 原料液及塔頂、塔底產(chǎn)品的平均摩爾質(zhì)量 =0.63978.11+(1-0.639)92.14=83.17Kg/mol =0.98378.11+(1-0.983)92.14=78.35K

9、g/mol =0.01278.11+(1-0.012)92.14=91.96Kg/mol5.2.3物料衡算原料處理量 =61.32Kmol/h總物料衡算 61.32=D+W 苯物料衡算 61.320.639=0.983D+0.012W 聯(lián)立解得 D=39.60Kg/mol，W=21.72Kg/mol式中 F-原料液流量 D-塔頂產(chǎn)品量 W-塔底產(chǎn)品量5.3塔板數(shù)的確定5.3.1 確定最小回流比 求最小回流比及操作回流比   采用公式法求最小回流比。選用泡點進(jìn)料，故q=1。經(jīng)查找資料，當(dāng)q=1時，有公式：     &

10、#160;             苯-甲苯相對揮發(fā)度=2.46      故最小回流比為：Rmin=0.974 取操作回流比為：R=1.5Rmin =1.465.3.2求操作線方程精餾段操作線方程 提餾段操作線方程 5.3.3 逐板法求理論板 又根據(jù) 可解得 =2.46 相平衡方程 解得y= 變形得 x=用精餾段操作線和相平衡方程進(jìn)行逐板計算 x8 = 0.610 < XF= 0.639 故精餾段理論板數(shù) n=7用提留

11、段操作線和相平衡方程繼續(xù)逐板計算 x17 =0.0063 < xw =0.012 所以提留段理論板n=9 總理論板層數(shù)，進(jìn)料板位置5.3.4求實際板數(shù) 已知全塔效率為0.6 則有 精餾段實際板層數(shù)： 提餾段實際板層數(shù)：6確定操作條件6.1.操作壓力計算 精餾段：塔頂操作壓力 +4 =105.3kPa每層塔板壓降 kPa進(jìn)料板壓力 kPa 精餾段平均壓力 kPa（2）提餾段塔底操作壓力 kPa每層塔板壓降 kPa進(jìn)料板壓力 kPa提溜段平均壓力 kPa6.2確定操作溫度精餾段：根據(jù)塔頂、進(jìn)料板的組成，再通過查t-x-y相圖即可獲得塔體各處溫度：=0.983 tD=83.3=0.610 tF

12、=87.88提餾段：根據(jù)塔頂、進(jìn)料板的組成，再通過查t-x-y相圖即可獲得塔體各處溫度=0.610 tF=87.88Xw=0.012 tw=109.896.3平均摩爾質(zhì)量計算 （1）塔頂氣相和液相平均摩爾質(zhì)量計算：由 （2）進(jìn)料板平均摩爾質(zhì)量計算 由圖解理論板，得 查平衡曲線，得 （3）塔底氣相和液相平均摩爾質(zhì)量計算 由xw=0.0063,由相平衡方程，得yw=0.0154 所以，精餾段平均摩爾質(zhì)量： 提餾段平均摩爾質(zhì)量： 6.4平均密度計算 6.4.1氣相平均密度計算 由理想氣體狀態(tài)方程計算，精餾段的平均氣相密度即 提餾段的平均氣相密度： 6.4.2液相平均密度計算 液相平均密度依下式計算：

13、 （1）塔頂液相平均密度計算： 由，查手冊得 （2）進(jìn)料板液相平均密度計算 由，查手冊得 進(jìn)料板液相的質(zhì)量分?jǐn)?shù)計算 （3）塔底液相平均密度計算： 由，查手冊得 所以， 精餾段液相平均密度為 提餾段液相平均密度為 6.5液相平均表面張力計算 液相平均表面張力依下式計算，即 （1）塔頂液相平均表面張力的計算 由，查手冊得 進(jìn)料板液相平均表面張力計算 由，查手冊得 （3）塔底液相平均表面張力的計算 由，查手冊得 所以，精餾段液相平均表面張力為： 提餾段液相平均表面張力為： 6.6液相平均粘度計算 液相平均粘度依下式計算： 塔頂液相平均粘度計算 由，查手冊得 解得 （2）進(jìn)料板液相平均粘度計算 由，查

14、手冊得 解得 （3）塔底液相平均粘度計算 由，查手冊得 解得 所以， 精餾段液相平均粘度為 提餾段液相平均粘度為 7、精餾塔的塔體工藝尺寸計算7.1氣液相負(fù)荷的計算： 精餾段 ： Kmol/h Kmol/h 提餾段： Kmol/h Kmol/h 7.2 塔徑的計算： 塔板間距HT的選定很重要，它與塔高、塔徑、物系性質(zhì)、分離效率、塔的操作彈性，以及塔的安裝、檢修等都有關(guān)?？蓞⒄障卤硭窘?jīng)驗關(guān)系選取。 板間距與塔徑關(guān)系塔徑DT，m0.30.50.50.80.81.61.62.42.44.0板間距HTmm 200300250350300450350600400600 史密斯關(guān)聯(lián)圖 精餾段： 初選板間

15、距，取板上液層高度， 故； 查史密斯關(guān)聯(lián)圖 得C20=0.074； 可取安全系數(shù)為0.65，則 空塔氣速為 提餾段： 初選板間距，取板上液層高度， 故；查史密斯關(guān)聯(lián)圖 得C20=0.067； 可取安全系數(shù)為0.65，則 空塔氣速為 所以，按標(biāo)準(zhǔn)塔徑圓整后為D = 1.2m 塔截面積為 7.3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 出于對設(shè)備的維修考慮，在進(jìn)料板上方開一人孔，其高度為0.8m，故精餾塔有效高度為 8、塔板主要工藝尺寸的計算8.1 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(jié)構(gòu)對塔的性能有著重要影響。根據(jù)經(jīng)驗并結(jié)合其他影響因素，

16、當(dāng)因D=1.2m,可選用單溢流弓形降液管，不設(shè)進(jìn)口堰，采用凹形受液盤。各項計算如下 8.1.1精餾段：（1）溢流堰長：單溢流去=（0.60.8）D，取堰長為0.65D=0.65×1.2=0.78m（2）溢流堰高度 由，選用平直堰，堰上液層高度 近似取E=1，則 取板上清液層高度 （3）弓形降液管寬度和截面積 由 故 依式公式驗算液體在降液管中停留時間，即 故降液管設(shè)計合理。（4）降液管底隙高度 取 故降液管底隙高度設(shè)計合理。 塔板布置 塔板的分塊 因，故塔板采用分塊式。查得，板塊分為3快。 邊緣區(qū)快讀確定 取 開孔區(qū)面積計算 開孔區(qū)面積 ： 其中 故 篩孔計算及其排列 本例所處理的物

17、系無腐蝕性，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 篩孔數(shù)目 開孔率為 氣體通過篩孔的氣速為 8.1.2提流段: 堰長 取 溢流堰高度 由，選用平直堰，堰上液層高度 近似取E=1，則 取板上清液層高度 弓形降液管寬度和截面積 由 故 液體在降液管中停留時間 故降液管設(shè)計合理。降液管底隙高度 取 故降液管底隙高度設(shè)計合理。塔板布置：塔板的分塊 因，故塔板采用分塊式。查得，板塊分為3快。 邊緣區(qū)快讀確定 取 開孔區(qū)面積計算 其中 故 篩孔計算及其排列 本例所處理的物系無腐蝕性，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 篩孔數(shù)目 開孔率為 氣體通過篩孔的氣速為 9、篩

18、板的流體力學(xué)驗算9.1精餾段 （1）塔板壓降 干板阻力 干板阻力 由 故(2)氣體通過液層的阻力計算 氣體通過液層的阻力由式 查圖，得。故 液體表面張力的阻力計算液體表面張力所產(chǎn)生的阻力 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： (4)液面落差對于篩板塔，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。 (5)霧沫夾帶 液模夾帶量由式 故 在本設(shè)計中液沫夾帶量在允許范圍內(nèi)。(6).漏液 對篩板塔，漏液點氣速可由式（5-25）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。(7).液泛 為防止塔內(nèi)發(fā)生液泛，降液管內(nèi)液層高 苯-甲苯物系屬一般物系

19、，取，則板上不設(shè)進(jìn)口堰 故在本設(shè)計中不會發(fā)生液泛現(xiàn)象。9.2提餾段(1)塔板壓降 干板阻力 干板阻力 由 故 氣體通過液層的阻力計算 氣體通過液層的阻力由式 查圖，得。故 液體表面張力的阻力計算 液體表面張力所產(chǎn)生的阻力 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： (4)液面落差對于篩板塔，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。 (5)液沫夾帶 液模夾帶量由式 故 在本設(shè)計中液沫夾帶量在允許范圍內(nèi)。(6)漏液 對篩板塔，漏液點氣速 實際孔速 穩(wěn)定系數(shù)為 故在本設(shè)計中無明顯漏液。(7)液泛 為防止塔內(nèi)發(fā)生液泛，降液管內(nèi)液層高 苯-甲苯物系屬一

20、般物系，取，則板上不設(shè)進(jìn)口堰 故在本設(shè)計中不會發(fā)生液泛現(xiàn)象。10、塔板負(fù)荷性能圖10.1精流段10.1.1漏液線漏液線，又稱氣相負(fù)荷下限線。氣相負(fù)荷低于此線將發(fā)生嚴(yán)重的漏液現(xiàn)象，氣、液不能充分接觸，使塔板效率下降。 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。0.00020.3680.00070.3800.00160.3960.00280.4110.00400.4250.00520.4360.00850.463 由此表數(shù)據(jù)即可作出漏液線。 10.1.2液沫夾帶線當(dāng)氣相負(fù)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eV0.1kg液/kg氣。以ev=

21、0.1kg液/kg為限,求Vs-Ls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。0.00021.8000.00071.7420.00161.6650.00281.5840.00401.5130.00521.4500.00851.296 由此表數(shù)據(jù)即可作出液沫夾帶線。10.1.3液相負(fù)荷下限線液相負(fù)荷低于此線，就不能保證塔板上液流的均勻分布，將導(dǎo)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(fù)荷標(biāo)準(zhǔn)。 取E=1，則 據(jù)此可作出與氣體流量無關(guān)的垂直液相負(fù)荷下限線。10.1.4液相負(fù)荷上限線該線又稱降液管超負(fù)荷線。液體流量超過此線，表明液體流量過大，

22、液體在降液管內(nèi)停留時間過短，進(jìn)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 據(jù)此可作出與氣體流量無關(guān)的垂直液相負(fù)荷上限線。10.1.5.液泛線若操作的氣液負(fù)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(xué)驗算中通常對降液管液泛進(jìn)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令聯(lián)立得 式中 將有關(guān)數(shù)據(jù)帶入，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：0.00021.6880.00071.6510.00161.

23、5990.00281.5340.00401.4660.00521.3920.00851.135 由此表數(shù)據(jù)即可作出液泛線 10.1.6根據(jù)以上各線方程，可作出篩板塔的負(fù)荷性能圖:11、設(shè)計結(jié)果一覽表設(shè)計結(jié)果一覽表項目符號單位計算數(shù)據(jù)精餾段提留段各段平均壓強PmkPa107.2110.075各段平均溫度tm85.5998.89平均流量氣相VSm3/s0.7540.761液相LSm3/s0.00160.0037實際塔板數(shù)N塊1215板間距HTm0.400.40塔的有效高度Zm4.45.6塔徑Dm1.21.2空塔氣速um/s0.9550.969塔板液流形式/單流型單流型溢流裝置溢流管型式/弓形弓形堰長lwm0.780.78堰高h(yuǎn)wm0.0490.061溢流堰寬度Wdm0.1630.156管底與受業(yè)盤