化工原理課程設計分離苯_甲苯連續(xù)精餾篩板塔

1、化工原理課程設計 -分離苯甲苯連續(xù)精餾篩板塔序 言課程設計是“化工原理”的一個總結性教學環(huán)節(jié)，是培養(yǎng)學生綜合運用本門課程及有關先修課程的基本知識來解決某一設計任務的一次訓練，在整個教學計劃中它起著培養(yǎng)學生獨立工作能力的重要作用。精餾是分離液體混合物（含可液化的氣體混合物）最常用的一種單元操作，精餾過程在能量劑驅動下，使氣液兩相多次直接接觸和分離，利用液相混合物中各組分的揮發(fā)度的不同，使易揮發(fā)組分由液相向氣相轉移，難揮發(fā)組分由氣相向液相轉移，實現原料混合液中各組分的分離。根據生產上的不同要求，精餾操作可以是連續(xù)的或間歇的，有些特殊的物系還可采用衡沸精餾或萃取精餾等特殊方法進行分離。本設計的題目是

2、苯-甲苯連續(xù)精餾篩板塔的設計，即需設計一個精餾塔用來分離易揮發(fā)的苯和不易揮發(fā)的甲苯，采用連續(xù)操作方式，需設計一板式塔將其分離。分離苯和甲苯，可以利用二者沸點的不同，采用塔式設備改變其溫度，使其分離并分別進行回收和儲存。目 錄一、 化工原理課程設計任務書.(6)1、設計題目.(6)2、設計任務.(6)3、設計條件.(6)二、精餾塔的物算.(6) 1、原料液及塔頂、塔底產品的摩爾分率.(6) 2、原料液及塔頂、塔底產品的平均摩爾質量.(6) 3、物料衡算.(7)三、塔板數的確定. .(7) 1、理論板層數NT的求取.(7) 2、實際板層數的求取.(10)四、精餾塔的工藝條件及有關物性數據的計算.(

3、10) 1、操作壓力計算.(11) 2、操作溫度計算.(11) 3、平均摩爾質量計算.(12) 4、平均密度計算.(13) 5、液體平均表面張力計算.(14) 6、液體平均粘度計算.(15)五、精餾塔塔體工藝尺寸計算. (17) 1、塔徑的計算.(17) 2、精餾塔有效高度計算.(19)六、塔板主要工藝尺寸計算 .(19) 1、溢流裝置計算.(19) 2、塔板布置.(20)七、篩板的流體力學驗算.(23) 1、塔板壓降.(23) 2、液面落差.(24) 3、泡沫夾帶.(24) 4、漏液.(25) 5、液泛.(25)八、塔板負荷性能圖.(28) 1、漏液線.(28) 2、液沫夾帶線.(29) 3

4、、液相負荷下限線.(29) 4、液相負荷上限線.(30) 5、液泛線.(30)九、設計結果一覽表.(37)十、附錄.(38)十一、主要物性數據.(40)十二、個人心得體會及改進意見. (43)44一、 化工原理課程設計任務書1、設計題目：篩板式精餾塔設計2、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5000kg/h，組成為0.5（苯的質量分數），要求塔頂餾出液的組成為0.95，塔底釜液的組成為0.02。操作壓力進料熱狀況回流比單板壓降全塔效率4kPa（塔頂表壓）自選自選0.7kPa3、設計條件試根據上述工藝條件作出篩板的設計計算。二、精餾塔的物算1、原料液及塔頂、塔底

5、產品的摩爾分率. 苯的摩爾質量 MA=78.11 kg/kmol甲苯的摩爾質量 MB=92.13 kg/kmol 2、原料液及塔頂，塔底產品的平均摩爾質量 kg/kmol kg/kmol kg/kmol3、物料衡算 原料處理量 kmol/h 總物料衡算 苯物料衡算 聯立解得 kmol/h kmol/h三、塔板數確定1、理論版層數的求取1.1、求最小回流比及操作回流比由任務書中給出的常壓下苯甲苯的氣液平衡數據溫度，8018590951001051106苯PA°，kPa10133116913551557179220422400甲苯PB°，kPa40046054063374386

6、010133利用公式 ; 得出下表：溫度t/80.284889296100104108110.4xA1.0 0.83 0.639 0.508 0.376 0.255 0.1550.0580yA1.0 0.93 0.82 0.72 0.596 0.452 0.3040.1280由表可因q=1 所以采用作圖法求最小回流比。如圖可知=0.541 =0.749故最小回流比為 = 取操作回流比為 1.2、求精餾塔的氣，液相負荷 Kmol/h Kmol/h Kmol/h Kmol/h 1.3、求操作線方程 精餾段操作線方程為 提餾段操作線方程 代入得 1.4、逐板法計算理論板數 因為混合物的相平衡方程為

7、泡點進料 q=1 所以甲苯的相對揮發(fā)度為2.53 第一塊板上升的蒸汽組成 從第一塊板下降的液體組成式由 求取 第二塊板上升的氣相組成用式求取 第二塊板下降的液體組成 如此反復計算 因<,第五塊板上升的氣相組成由提餾段操作方程計算 第六塊板下降的液體組成 同理： < 所需總理論板數為12塊，第5塊加料，精餾段需4塊板 2、實際板層數的求取全塔效率的計算（查表得各組分黏度1=0.269，2=0.277）L=XF1+（1-XF）2=0.541*0.269+0.459*0.277=0.273ET=0.49（*L）-0.245=0.53精餾段實際板層數 提留段實際板層數 四、精餾塔的工藝條件

8、及有關物性數據的計算1、操作壓力計算塔頂操作壓力 塔底操作壓力 每層塔板壓降 進料板壓力 精餾段平均壓強 提餾段平均壓強 2、操作溫度計算 依據操作壓力，有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。塔頂溫度計算lgPA*=6.032-1206.35/(t+220.24)lgPB*=6.032-1206.35/(t+220.24)P總= PA*0.957+PB*0.043試差法算出 塔頂溫度lgPA*=6.032-1206.35/(t+220.24)lgPB*=6.032-1206.35/(t+220.24)P總= PA*0.541+PB*0.459試差法算出

9、 進料板溫度塔底溫度精餾段平均溫度提餾段平均溫度3、平均摩爾質量計算 由 得 kg/kmol kg/kmol 進料板平均摩爾質量計算 kg/kmol kg/kmol 塔底平均摩爾質量計算 精餾段平均摩爾質量 kg/kmol kg/kmol提餾段平均摩爾質量4、平均密度計算4.1、氣相平均密度計算 由理想氣體狀態(tài)方程式計算，精餾段的平均氣相密度即 kg/提餾段的平均氣相密度即4.2、液相平均密度計算 液相平均密度依 計算 塔頂液相平均密度計算由0C，表幾所得的溫度與密度的線性關系為苯y(tǒng)=-1.29x+919.2 甲苯y(tǒng)=-1.03x+892.8 得 kg/ kg/ 進料板液相平均密度計算由0C，

10、表幾所得的溫度與密度的線性關系為苯y(tǒng)=-1.29x+919.2 甲苯y(tǒng)=-1.03x+892.8 得 kg/m3 kg/m3 進料板液相的質量分率 kg/m3 塔底液相平均密度計算由表幾所得的溫度與密度的線性關系為苯y(tǒng)=-1.29x+919.2 甲苯y(tǒng)=-1.03x+892.8得 kg/m3 kg/m3 kg/m3精餾段液相平均密度為 kg/m3提餾段液相平均密度為 kg/m35、液體平均表面張力計算 液相平均表面張力依計算 塔頂液相平均表面張力的計算由0C 表幾所得的溫度與表面張力的線性關系為苯y(tǒng)=-0.125x+31.24甲苯y(tǒng)=-0.11x+30.5得 進料板液相平均表面張力的計算由0C

11、，表幾所得的溫度與表面張力的線性關系為苯y(tǒng)=-0.125x+31.24甲苯y(tǒng)=-0.11x+30.5 得 塔底液相平均表面張力計算由0C，表幾所得的溫度與表面張力的線性關系為苯y(tǒng)=-0.125x+31.24甲苯y(tǒng)=-0.11x+30.5 得 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、液相平均粘度的計算液相平均粘度依計算 塔頂液相平均粘度的計算 由0C ，表幾所得的溫度與粘度的線性關系為苯y(tǒng)=-0.0023x+0.49甲苯y(tǒng)=-0.002x+0.4666 得 mPa·s mPa·s 解出 進料板液相平均粘度的計算 有 0C，表幾所得的溫度與粘度的線性關系為苯y(tǒng)=-

12、0.0023x+0.49甲苯y(tǒng)=-0.002x+0.4666 解出 塔底液相平均粘度計算由0C ，表幾所得的溫度與粘度的線性關系為苯y(tǒng)=-0.0023x+0.49甲苯y(tǒng)=-0.002x+0.4666 得 mPa·s mPa·s 解出 精餾段液相平均表面粘度為 提餾段液相平均表面粘度為五、精餾塔的塔體工藝尺寸計算1、塔徑的計算 精餾段的氣、液相體積流量為 m3/s m3/s提餾段的氣、液相體積流量為 精餾段： 由 式中C由計算，其中的C20由圖查取查取圖的橫坐標為 取板間距 m,板上液層高度 則 m 查手冊得 取安全系數為0.8，則空塔氣速為 按標準塔徑圓整后為 塔截面積為

13、實際空塔氣速為 提餾段：由 式中由計算，其中的由圖查取查取圖的橫坐標為 取板間距 m,板上液層高度 則 m 查手冊得 取安全系數為0.8，則空塔氣速為 按標準塔徑圓整后為 塔截面積為 實際空塔氣速為 2、精餾塔有效高度的計算 精餾塔有效高度為 提餾段有效高度為 在進料板上方開一人孔，其高度為 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 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：精餾段1.1、堰長 取1.2.溢流堰高度 取 選用平直堰，堰上液層高度how=由，查手冊,得E=1.035 塔板上清液層高度 故 1.3、弓形降液管寬度和截面積 由，故 依式

14、驗算液體在降液管中停留時間，即 故降液管設計合理。1.4、降液管底隙高度 ，取 6 故降液管底隙高度設計合理。 選用凹形受液盤，深度提餾段1.1、堰長 取 1.2、溢流堰高度 取 選用平直堰，堰上液層高度 由，查手冊,得 塔板上清液層高度 故 1.3、弓形降液管寬度和截面積 由，故 依式驗算液體在降液管中停留時間，即 故降液管設計合理。1.4、降液管底隙高度 取 ，取，則 2、塔板布置2.1、塔板的分塊 因，故塔板采用分塊式，查表得，塔板分為3塊。 精餾段（1）邊緣區(qū)寬度確定 取， （2）開孔區(qū)面積計算 開孔區(qū)面積 其中m m （3）篩孔計算及其排列 本題所處理的物系無腐蝕性，可選用碳鋼板，取

15、篩孔板直 徑。 篩孔板按正三角形排列，取孔中心距t為 篩孔數目為 開孔率 氣體通過閥孔的氣速為 提餾段（1）邊緣區(qū)寬度確定 取， （2）開孔區(qū)面積計算 開孔區(qū)面積 其中m m （3）篩孔計算及其排列 本題所處理的物系無腐蝕性，可選用碳鋼板，取篩孔板直 徑。 篩孔板按正三角形排列，取孔中心距t為 篩孔數目為 開孔率 氣體通過閥孔的氣速為 七、篩板的流體力學驗算 精餾段1、塔板壓降 1.1、干板阻力計算 干板阻力 由式 由 ，查圖得， 故 液柱 1.2、氣體通過液層的阻力計算 氣體通過液層的阻力由式 計算，- m/s kg1/2/(sm1/2) 查圖得 。 故m 液柱 1.3液體表面張力的阻力計算

16、 液體表面張力所產生的阻力 m 液柱 氣體通過每層塔板的液柱高度 故 m液柱 氣體通過每層塔板的壓降為 <0.7 kPa(設計允許)2、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。3、液沫夾帶 液沫夾帶量計算= =2.5hL=故 kg液/kg氣<0.1kg液/kg氣 故在本設計中液沫夾帶量在允許范圍內。4、漏液 對篩塔板，漏液點氣速 =m/s 實際孔速穩(wěn)定系數為 故在本設計中無明顯漏液。5、液泛 為防止塔內發(fā)生液泛，降液管內液層高應服從 （+） 苯甲苯物系屬一般物系，取=0.5，則 m 而 =+ 板上不設進口堰，可 =m液柱 m液柱 即0

17、.119<0.224 故在本設計中不會發(fā)生液泛現象提餾段1、塔板壓降 1.1、干板阻力計算 干板阻力 由式 由 ，查圖得， 故 液柱 1.2、氣體通過液層的阻力計算 氣體通過液層的阻力由式 計算，- m/s kg1/2/(sm1/2) 查圖得 。 故m 液柱 1.3液體表面張力的阻力計算 液體表面張力所產生的阻力 m 液柱 氣體通過每層塔板的液柱高度 m液柱 氣體通過每層塔板的壓降為<0.7 kPa(設計允許)2、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。3、液沫夾帶 液沫夾帶量計算 = =2.5，= 故 kg液/kg氣<0.1k

18、g液/kg氣 故在本設計中液沫夾帶量在允許范圍內。4、漏液 對篩塔板，漏液點氣速 =m/s 實際孔速 穩(wěn)定系數為 故在本設計中無明顯漏液。5、液泛 為防止塔內發(fā)生液泛，降液管內液層高應服從 （+） 苯甲苯物系屬一般物系，取=0.5，則 m 而 =+ 板上不設進口堰，可有 =m液柱 m液柱 即0.154<0.224 故在本設計中不會發(fā)生液泛現象八、塔板負荷性能圖 精餾段1、漏液線 由=4.4 = = =E 得 = = = 在操作范圍內，任取幾個值，計算出值，計算結果列如表Ls,m3/s 0.0005 0.0026 0.0045 0.0060Vs,m3/s 0.296 0.319 0.334

19、 0.344 由上表數據即可作出漏液線1。2、液沫夾帶線 以=0.1kg液/kg氣為限，求關系如下： 由 = = =2.5hL=2.5（hw+how) =0.0462 = 故=0.116+ -=0.294- = 整理得 = 在操作范圍內，任取幾個值，計算出值，計算結果如表Ls,m3/s0.00050.00260.00450.0060Vs,m3/s1.2751.1441.0570.998 由上表數據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=0.006m作為最小液體負荷標 準，由公式得 = 取E=1.035，則 = 據此可作出與液體流量無關的垂直液相負荷下限線3。4、液

20、相負荷上限線 以=4s作為液體在降液管中停留時間的下限， =4 故 = 據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 令=（+） 由 =+；=+；=；=+ 聯立得 +（-1）=（+1）+ 忽略，將與，與，與的關系式代入上式，并整理得 = = = = = 將有關的數據代入， 得 =0.101 =0.156 =286.73 =1.430 故 或 在操作范圍內，任取幾個值，計算出VS值計算結果如表 Ls,m3/s0.00050.00260.00450.0060Vs,m3/s1.2041.1191.0470.985由 由此表數據即可作出液泛線5 根據以上各線方程，可作出篩板塔的負荷性能圖

21、：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 提餾段1、漏液線 由=4.4 = = = 得 = = = 在操作范圍內，任取幾個值，計算出值，計算結果列如表Ls,m3/s 0.0005 0.004 0.008 0.0123Vs,m3/s 0.265 0.301 0.327 0.348 由上表數據即可作出漏液線1。2、液沫夾帶線 以=0.1kg液/kg氣為限，求關系如下： 由 = = =2.5=2.5（） =0.0383 = 故=0.0958+ -=4.004 = 整理得 = 在操作范圍內，任取幾個值，計算出值，計

22、算結果如表Ls,m3/s0.00050.0040.0080.0123Vs,m3/s1.3791.1971.0550.927 由上表數據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=0.006m作為最小液體負荷標 準，由公式得 = 取，則 = 據此可作出與液體流量無關的垂直液相負荷下限線3。4、液相負荷上限線 以=4s作為液體在降液管中停留時間的下限， =4 故 = 據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 同理可得，= = = = = 將有關的數據代入， 得 =0.112 =0.164 =493.93 =1.461 故 或 Ls,m3/s0.00050

23、.0040.0080.0123Vs,m3/s1.1731.0300.8100.313 在操作范圍內，任取幾個值，計算出VS值計算結果如表 由此表數據即可作出液泛線5 根據以上各線方程，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 設計結果一覽表項目符號單位計算數據精餾段提留段各段平均壓強PmkPa108.1113各段平均溫度tm85.6100.2氣相流量VSm3/s0.7540.751液相流量LSm3/s0.001860.00362實際塔板數N塊814板間距HTm0.410.41塔的有效

24、高度Zm2.95.3塔徑Dm1.01.0空塔氣速um/s0.9610.957塔板液流形式單流型單流型溢流管型式弓形弓形堰長堰高lwm0.660.80hwm0.04620.0383溢流堰寬度管底與受業(yè)盤距離Wdm0.1360.21hom0.0350.022板上清液層高度hLm0.03410.0336孔徑domm5.05.0孔間距tmm15.015.0孔數n個27102710開孔面積Aam20.5280.528篩孔氣速uom/s14.1414.08塔板壓降hPkPa0.05770.088液體在降液管中停留時間s13.0113.98降液管內清液層高度Hdm0.1190.154霧沫夾帶eVkg液/kg

25、氣0.02360.0324負荷上限霧沫夾帶控制液泛控制負荷下限漏液控制漏液控制氣相最大負荷VS·maxm3/s0.00750.0055氣相最小負荷VS·minm3/s0.00280.0013操作彈性2.6794.231附錄（符號說明） 塔板開孔面積， 漏液點氣速，m/s 降液管面積， 溢流堰高度，m 篩孔面積， V 塔內上升蒸汽流量，kmol/h 塔截面積， 塔內上升蒸汽流量，C 計算時的負荷系數，無因次 W 釜殘液流量，kmol/h 流量系數，無因次 無效區(qū)寬度，mD 塔徑流出液流量，kmol/h 弓形降液管寬度，mD 塔徑，m 安定區(qū)寬度，m 篩孔直徑，m x 液相中易

26、揮發(fā)組分的摩爾分數 E 液流收縮系數，無因次 y 氣相中易揮發(fā)組分的摩爾分數 全塔效率，無因次 Z 塔有效高度，m 霧沫夾帶量，kg液/kg氣 理論塔板數 n 篩孔數 降液管底隙高度，m 堰上液層高度，m 篩孔氣速，m/s 與單板壓降相當的液層高度，m F 進料流量，kmol/h 溢流堰高度，m H 板間距，m；塔高，mK 篩板的穩(wěn)定系數，無因次 g 重力加速度，m/ L 塔內下降液體的流量，kmol/h S 直接蒸汽量，kmol/h 塔內下降液體的流量，kmol/h t 篩孔中心距，mm 溢流堰長度，m 板上鼓泡層高度，m 與干板壓降相當的液柱高度，m 板上液層高度，mP 操作壓強，k 實際

27、塔板數 P 壓強降，k R 回流比 板上液層充氣系數，無因次 u 空塔氣速，m/s 氣相動能因數，m/s q 進料熱狀態(tài)參數 與氣流穿過板上液層的壓降相當的液柱高度，m 與克服液體表面張力壓降相當的液柱高度，m 與液體流經降液管壓降相當的液柱高度，m主要物性數據表1 苯和甲苯的物理性質項目分子式分子量M沸點（）臨界溫度tC（）臨界壓強PC（kPa）苯A甲苯BC6H6C6H5CH378.1192.1380.1110.6288.5318.576833.44107.7表2 苯和甲苯的飽和蒸汽壓溫度80.1859095100105110.6,kPa，kPa1013340.0116.946.0135.5

28、54.0155.763.3179.274.3204.286.0240.0表3 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表4 組分的液相密度 溫度()8090100110120苯,kg/甲苯,kg/814809805801791791778780763768表5 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表6常壓下苯甲苯的氣液平衡數據溫度t液相中苯

29、的摩爾分率x氣相中苯的摩爾分率y110.560.000.00109.911.002.50108.793.007.11107.615.0011.2105.0510.020.8102.7915.029.4100.7520.037.298.8425.044.297.1330.050.795.5835.056.694.0940.061.992.6945.066.791.4050.071.390.1155.075.580.8060.079.187.6365.082.586.5270.085.785.4475.088.584.4080.091.283.3385.093.682.2590.095.981.1195.098.080.6697.098.880.2199.099.6180.01