1、化工原理課程設計題目：苯甲苯精餾塔的設計專業：應用化工技.班姓名： 指導教師：2012年12月31日目錄 前言-3 任務書-4 一.理論依據-4 二.工藝計算過程 1設計方案的確定-7 2精餾塔的物料衡-7 3.塔板數的確定-8 4. 精餾塔的工藝條件及有關物性數據的計算-8 5.精餾段氣液負荷計算-10 6、塔和塔的主要工藝尺寸計算-11 7.篩板的流體力學驗算-15 8. 塔板負荷性能圖-179. 精餾塔的附屬設備及接管尺寸-21三.參考文獻-21前言化工原理課程設計是高等學校的一門專業必修課,通過本課程學習,有利于培養學生的獨立工作、獨立思考和運用所學知識解決實際工程技術問題的能力,是提

2、高學生綜合素質,使大學生向工程師轉化的一個重要的教學環節。蒸餾單元操作自古以來就在工業生產中用于分離液體混合物。它是利用液體混合物中各組分的揮發度不同進行組份分離的，多用于分離各種有機混合液，蒸餾有許多操作方式，按有沒有液體回流，可分為有回流蒸餾與無回流蒸餾，有回流的蒸餾稱為精餾。本次設計的要求是要設計苯-甲苯精餾塔，用以分離苯-甲苯的混合液。此次設計在*老師的指導下進行，運用學過的基礎知識，鍛煉自己設計生產設備的能力。此次設計加深了我們對精餾操作的認識，鍛煉了我們閱讀化工原理文獻并且搜集資料的能力，同時液培養了我們獨立思考問題、分析問題、解決問題的能力，也培養了我們相互協作的能力，為今后實際

3、工作的應用打好了基礎。 由于設計者的水平有限，所設計的方案之中難免有不妥之處，希望老師給予批評指正。任務書在一連續操作的精餾塔中分離苯-甲苯溶液，混合液中含苯41%，飽和液體進料。已知原料液的處理量為5000kg/h要求：餾出液中苯的組成不低于0.94（摩爾分數），釜液中苯的組成為0.06。單板壓降不大于0.7kpa，操作壓力：4kpa（塔頂常壓），回流比：R=2，進料熱狀態參數q=1.理論依據（1）苯和甲苯的物理性質：項目分子式分子量沸點臨界溫度,臨界壓強,kpa苯AC6H678.1180.1288.56833.4甲苯BC6H5-CH392.13110.6318.574107.7 (2)苯與

4、甲苯的液相密度L：t,8090100110120苯，kg/m3815803.9792.5780.3768.9甲苯，kg/m3810800.2790.3780.3770.0(3)液體表面張力：t,8090100110120苯，mN/m21.2720.0618.8517.6616.49甲苯，mN/m21.6920.5919.9418.4117.31 (4)液體粘度Lt,8090100110120苯，mpas0.3080.2790.2550.2330.215甲苯，mpas0.3110.2860.2640.2540.228(5)液體氣化熱 t,8090100110120苯，kJ/kg394.1386.

5、9379.3371.5363.2甲苯，kJ/kg379.9373.8367.6361.2354.6(6)飽和蒸汽壓P：苯、甲苯的飽和蒸汽壓可用方程Antoine求算，P=A，式中：t-物系溫度；P-飽和蒸汽壓A、B、C-Antoine常數，其值見附表：組分ABC苯6.0231206.35220.24甲苯6.0781343.94219.58（7）苯甲苯溶液的氣液平衡數據溫度t液相中苯的摩爾分數x氣相中苯的摩爾分數y110.560.000109.911.002.50108.793.007.11107.615.0011.2105.0510.0020.8102.7915.0029.4101.7520.

6、0037.298.8425.0044.297.1330.0050.795.5835.0056.694.0940.0061.992.6945.0066.791.4050.0071.390.1155.0075.588.8060.0079.187.6365.0082.586.5270.0085.785.475.0088.584.4080.0091.283.3385.0093.682.2590.0095.981.1195.0098.080.6697.0098.880.2199.0099.680.01100.00100工藝計算過程1. 設計方案的確定 本設計任務為分離苯一甲苯混合物。對于二元混合物的分離

7、，應采用連續精餾流程。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人精餾塔內。塔頂上升蒸氣采用全凝器冷凝，冷凝液在泡點下一部分回流至塔內，其余部分經產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。塔釜采用間接蒸汽加熱，塔底產品經冷卻后送至儲罐。 二.精餾塔的物料衡算 (1) 原料液及塔頂、塔底產品的摩爾分率 苯的摩爾質量 甲苯的摩爾質量 已知：流量F=5t/h Xf=0.47 Xw=0.08 Xd=0.982）原料液及塔頂、塔底產品的平均摩爾質量 MF=0.4778.11+(1-0.47)92.13=85.54kg/kmolMD=0.987

8、8.11+(1-0.98)92.13=78.39 kg/kmolMW=0.0878.11+(1-0.08)92.13=91.01kg/kmol（3）物料衡算 原料處理量：(kmolh)總物料衡算 DW=58.45苯的物料衡算58.450.47=0.98D0.08W聯立解得 D25.33 kmolhW=33.12 kmolh三塔板數的確定 相平衡方程:X=y/a-(a-1)y=y/2.45-1.45y精餾段操作線方程 y=(R/R+1)x+/（R+1）=0.74x+0.25塔釜汽液回流比R 求得=2=21.43=2.86提留段操作線方程： 理論塔板數計算：先交替使用相平衡方程與精餾段操作線方程計

9、算如下：y=0.98 由相平衡方程 =0.95精餾段操作線方程：=0.95 =0.89=0.90 =0.79=0.84 =0.68=0.75 =0.55=0.66 =0.44所以第六快板為進料板。 以下交替用提留段操作線方程與相平衡方程計算如下： =0.44=0.56 =0.34=0.43 =0.23=0.28 =0.14=0.15 =0.06= 0.06 所以總理論板數為10，精餾段理論板數為5。全塔效率:=80.44 塔內平均溫度為 93.26 液相平均粘度 52、實際塔板 精餾段10層 提留段8層 四精餾塔的工藝條件及有關物性數據的計算 以精餾段為例進行計算。 （1）操作壓力計算 塔頂操

10、作壓力 PD101.34= 105.3 kPa每層塔板壓降 P0.7 kPa進料板壓力 PF 105.30.710112.3kPa精餾段平均壓力 P m （105.3112.3）2108.8 kPa（2）操作溫度計算 依據操作壓力，由泡點方程通過試差法計算出泡點溫度，其中苯、甲苯的飽和蒸氣壓計算結果如下： 塔頂溫度 80.44 進料板溫度 92.97 精餾段平均溫度 （92.97+80.44）/2 = 86.71（3）平均分子量塔頂 =0.98 =0.95 =0.9878.11+(1-0.98)92.13=78.39 kg/kmol=0.9578.11+(1-0.95)92.13=78.81

11、kg/kmol進料板 =0.68 =0.44 =0.6878.11+(1-0.68)92.13=82.80 kg/kmol=0.4478.11+(1-0.44)92.13=85.96 kg/kmol 則精餾段平均分子量=(78.39+82.67)/2=80.53 kg/kmol=(78.81+85.96)/2=82.39 kg/kmol（4）平均密度1.液相密度 依下式： (為質量分數)塔頂 =813.01Kg /m3進料板，由加料板液相組成=0.44= =800 Kg/m3故精餾段液相平均密度=(813+800)=806.5Kg/ m32.氣相密度= 2.93 Kg/ m3(5)液體表面張力

12、 =頂部 =0.9821.22+0.0221.64=21.23 mN/m進料 =0.4419.8+0.5620.45=20.16 mN/m則精餾段平均表面張力為：= (21.23+20.16)/2=20.67 mN/m（6）液體粘度=頂部 =0.980.307+0.020.307=0.307mPas進料 =0.440.272+0.560.282=0.278 mPas則精餾段平均液體粘度Lm=(0.307+0.278)/2=0.293 mPas五、精餾段氣液負荷計算V=(R+1)D=(2.86+1)25.33=97.77 kmol/h=0.75 m3/s L=RD=2.8625.33=72.44

13、 kmol/hLs=0.0020 m3/s=7.2 m3/h六、塔和塔板主要工藝尺寸計算（一）塔徑D參考下表，初選板間距 =0.40m,取板上液層高度=0.06m,故板間距與塔徑的關系塔徑,m0.3-0.50.5-0.80.8-1.61.6-2.42.4-4.0板間距,m200-300250-350300-450350-600400-600-=0.40-0.06=0.34m查圖5-8 得C20=0.072,依下式校正到物系表面張力為20.4N/m時的C,即：C= ()0.2=0.072(20.4/20)0.2=0.0723 m/s取安全系數為 0.72，則u=0.72=0.721.197=0.

14、838 m/s故 D=1.07 m按標準，塔徑圓整為1.2m,則空塔氣速為0.73m/s.（二）溢流裝置采用單溢流、弓形降液管、平形受液盤及平形溢流堰，不設進口堰。各項計算如下。1.溢流堰長取堰長=0.66D,即=0.661.0=0.66m2.出口堰高=- 由/D=0.66/1.0=0.66, 19.3 m知E為1.05，依下式：=0.014m故=0.06-0.014=0.046m3.降液管的寬度與面積由/D=0.66，得：/D=0.124, /AT=0.0722故=0.124D=0.1241.0=0.124m=0.0722D2=0.07220.7851.02=0.0567m2由下式計算液體在

15、降液管中停留時間以檢驗降液管面積， 即=11.345s 符合要求4. 降液管底隙高度 取液體通過降液管底隙的流速為0.08m/s,依式計算降液管底隙高度0.028m（三）塔板布署（1）取邊緣區寬度Wc=0.035m、安定區寬度Ws=0.065m(2)依式計算開孔區面積其中：-(0.124+0.065)=0.311mR= -c=-0.035=0.465m（四）篩孔數n與開孔率取篩孔的孔徑d0為5mm,正三角形排列，一般碳鋼的板厚為3mm,取t/d0=3.0,故孔中心t=3.05.0=15.0mm。依式計算塔板上的篩孔數n，即n=孔依式計算塔板上開孔區的開孔率,即=10.1% (在5-15%范圍內

16、)每層塔板上的開孔面積A0為：A0=0.1010.532=0.0537m2氣體通過篩孔的氣速 u0= m/s(五)塔有效高度（精餾段）Z=(10-1)0.4=3.6m（六）塔高計算m七、篩板的流體力學驗算（一）氣體通過篩板壓降相當的液柱高度依式 =1.干板壓降相當的液柱高度依1.67，查圖8-13，C0=0.84,于是有=0.0512.氣流穿過板上液層壓降相當的液柱高度 1.03m/s,F= 由圖8-14查取板上液層充氣系數依式3.克服液體表面張力壓降相當的液柱高度依式=m故 =0.0515+0.0348+0.00209=0.088m單板壓降：=g=0.088806.59.81=699.3pa

17、1.5)故在設計負荷下不會發生過量漏夜。（四）液泛驗算為防止降液管液泛的發生，應使降液管中清夜高度。依式計算，即依式計算，即：=0.088+0.06+0.00095=0.149m取0.5，則故在設計中負荷下不會發生液泛。根據以上塔板的各項流體力學驗算，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（一）霧沫夾帶線（1）依式(h) 式中 (a) 近似取1.0, =0.046m, =0.66m故 (b)取霧沫夾帶極限值為0.1kg液/kg氣,已知=20.4110-3N/m, =0.4m,并將 (a)、（b） 式代入式(h)，得下式：,整理得 。 在操作范圍內，任取幾個值，依式算出相應的

18、值列于附表1中。附表1，m3/s0.610-41.510-33.010-34.510-3，m3/s1.281.161.081.02依表中數據在 - 圖中霧沫夾帶線（1），如圖3所示。（二）液泛線（2）有 (X)近似取=1.0, =0.046m, =0.66m由式 = (c) 由式= 及式=0.00209m (已算出)，得=0.0912Vs2+0.0276+0.5259+0.00209=0.0297+0.0912Vs2+0.5259 (d)又因為 （e） (e)將 HT=0.4m, =0.046m, =0.5 及 (c)、(d)、(e) 式代入式(x) 式得：0.5(0.4+0.046)=0.2

19、97+0.0912Vs2+0.8825+0.53+0.0276+243整理得下式：Vs2=1.6-15.44-4912.3Ls2 (2)在操作范圍內取若干 Ls 值，依（2）式計算Vs 值，列于附表2，依表中數據作出泛液線（2），如圖3中線（2）所示。附表2Ls,m3/s0.610-41.510-33.010-34.510-3Vs,m3/s1.581.391.241.09（三）液相負荷上限線（3）取液體在降壓管中停留時間為4秒，有下式m3/s (3)液相負荷上限線（3）在 Vs-Ls 坐標圖上為與氣體流量 無關的垂直線，如圖3線（3）所示。（四）漏夜線（氣相負荷下限線）（4）由 =0.048+0.8825, 代入漏夜點氣速式： 把 =0.0537m2 代入上式并整理，得 此即氣相負荷下限關系式，在操作范圍內取若干Ls 值，依（4）式計算 Vs 值，列于附表3，依表中數據作出氣相負