1、化工原理課程設計苯-甲苯連續精微篩板塔的設計學院：生命科學學院專業年級：姓名：指導老師：目錄一、序言2.二、設計任務2.三、設計條件2.四、設計方案2.五、工藝計算3.1、設計方案的選定及基礎數據的搜集5.2、精儲塔的物料衡算6.3、精儲塔的工藝條件及有關物性數據的計算1.04、精儲塔的塔體工藝尺寸計算1.5.5、塔板主要工藝尺寸的計算1.6.6、篩板的流體力學驗算1.9.7、塔板負荷性能圖2.2六、設計結果一覽表2.7.七、參考書目2.8.八、心得體會2.8.九、附錄2.9.一、序言化工原理課程設計是綜合運用化工原理課程和有關先修課程(物理化學，化工制圖等)所學知識，完成一個單元設備設計為主

2、的一次性實踐教學，是理論聯系實際的橋梁，在整個教學中起著培養學生能力的重要作用。通過課程設計，要求更加熟悉工程設計的基本內容，掌握化工單元操作設計的主要程序及方法，鍛煉和提高學生綜合運用理論知識和技能的能力，問題分析能力，思考問題能力，計算能力等。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，在化工，煉油，石油化工等工業中得到廣泛應用。精餾過程在能量劑驅動下(有時加質量劑)，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度的不同，使易揮發組分由液相向氣相轉移，難揮發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的或間

3、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。本設計的題目是苯-甲苯連續精餾篩板塔的設計，即需設計一個精餾塔用來分離易揮發的苯和不易揮發的甲苯，采用連續操作方式，需設計一板式塔將其分離。二、設計任務(1)原料液中苯含量：質量分率=75%(質量)，其余為甲苯。(2) 塔頂產品中苯含量不得低于98(質量)。(3) 殘液中苯含量不得高于8.5(質量)。(4) 生產能力：90000t/y苯產品，年開工310天。三、設計條件(1) 精餾塔頂壓強：4.0kPa(表壓)(2) 進料熱狀態：自選(3) 回流比：自選。單板壓降壓：0.7kPa四、設計方案(1)設計方案的確定及流程說明塔的工藝

4、計算塔和塔板主要工藝尺寸的設計(4)塔高、塔徑以及塔板結構尺寸的確定；塔板的流體力學驗算。(5)編制設計結果概要或設計一覽表(6)輔助設備選型與計算繪制塔設備結構圖五、工藝計算1、設計方案的選定及基礎數據的搜集本設計任務為分離苯一甲苯混合物。由于對物料沒有特殊的要求，可以在常壓下操作。對于二元混合物的分離，應采用連續精儲流程。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儲塔內。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1.8倍。塔底設置再沸器采用間接蒸汽加熱，塔底產品

5、經冷卻后送至儲罐。其中由于蒸儲過程的原理是多次進行部分汽化和冷凝，熱效率比較低，但塔頂冷凝器放出的熱量很多，但其能量品位較低，不能直接用于塔釜的熱源，在本次設計中設計把其熱量作為低溫熱源產生低壓蒸汽作為原料預熱器的熱源之一，充分利用了能量。塔板的類型為篩板塔精儲，篩板塔塔板上開有許多均布的篩孔，孔徑一般為38mm篩孔在塔板上作正三角形排列。篩板塔也是傳質過程常用的塔設備，它的主要優點有：(1)結構比浮閥塔更簡單，易于加工，造價約為泡罩塔的60%,為浮閥塔的80%左右。(2)處理能力大，比同塔徑的泡罩塔可增加1015%。(3)塔板效率高，比泡罩塔高15%左右。(4)壓降較低，每板壓力比泡罩塔約低

6、30%左右。篩板塔的缺點是：(1)塔板安裝的水平度要求較高，否則氣液接觸不勻。(2)操作彈性較小(約23)。(3)小孔篩板容易堵塞。下圖是板式塔的簡略圖：表1苯和甲苯的物理性質項目分子式分子量M沸點(C)臨界溫度tCC)臨界壓強PC(kPa)苯ACH78.1180.1288.56833.4甲苯BGHCH92.13110.6318.574107.7表2苯和甲苯的飽和蒸汽壓溫度C80.1859095100105110.6PA0,kPa101.33116.9135.5155.7179.2204.2240.0Pb°,kPa40.046.054.063.374.386.0表3常溫下苯一甲苯氣液

7、平衡數據（2:P8例11附表2）溫度0c80.1859095100105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:當8附錄圖7）溫度8090100110120苯，mN/m21.22018.817.516.2甲苯，Mn/m21.720.619.518.417.3表5組分的液相密度（1:P382附錄圖8）溫度（C）8090100110120苯,kg/m3814805791778763甲苯,kg/m3809801791780768表6液體粘度NL（1：P365）

8、溫度（C）8090100110120苯(mPa.s)0.3080.2790.2550.2330.215甲苯(mPa.s)0.3110.2860.2640.2540.228表7常壓下苯一一甲苯的氣液平衡數據溫度tc液相中苯的摩爾分率x氣相中苯的摩爾分率y110.560.000.00109.911.002.50108.793.007.11107.615.0011.2105.0510.020.8102.7915.029.4100.7520.037.2198.8425.044.297.1330.050.795.5835.056.6194.0940.061.992.6945.066.791.4050.0

9、71.390.1155.075.580.8060.079.187.6365.082.586.5270.085.785.4475.088.584.4080.091.283.3385.093.682.2590.095.981.1195.098.080.6697.098.880.2199.099.6180.01100.0100.02、精儲塔的物料衡算(1)原料液及塔頂、塔底產品的摩爾分率 苯的摩爾質量二一：工甲苯的摩爾質量Mb 92.13kg/kmolXf(2)0.75/78.110.75/78.11 0.25/92.130.780原料液及塔頂、塔底產品的平均摩爾質量M F 0.780 78.11

10、(1 0.780) 92.13 81.20(kg / kmol)(3)物料衡算 原料處理量9000000081.20 310 241.49 102(kmol/h)總物料衡算DW1.49102苯物料衡算0.780F 0.983D 0.099W聯立解得式中F原料液流量D-塔頂產品量W-塔底產品量塔板數的確定(1)理論板層數NT的求取苯一甲苯屬理想物系，可采逐板計算求理論板層數求最小回流比及操作回流比。采用恩特伍德方程求最小回流比。解得，最小回流比Rm0.73取操作回流比為求精儲塔的氣、液相負荷LRD1.31119155.89(kmol/h)V(R1)D(1q)F2.31119274.89(kmol

11、/h)(泡點進料：q=1)求操作線方程精微段操作線方程為提儲段操作線方程為(2)逐板法求理論板又根據RminxD(1xd)可解得=2.471xF1xf相平衡方程yx1 (1)x1篤鼠2.47xy 1 1.47x變形得y2.47 1.47 y用精微段操作線和相平衡方程進行逐板計算V1xd= 0.983, x1y=0.959 y1y1(1y1) y1 2.475(15)y 0.567x1 0.426 0.970x2 0.9592.47 1.47yy3 0.567x2 0.426 0.953x3 0.8912.47 1.47y3y4 0.567x3 0.426 0.931x4 0.8452.47 1

12、.47y4y5 0.567x4 0.426 0.905x5 0.7952.47 1.47 y5y6 0.567x5 0.426 0.877x6 0.7422.47 1.47 y6因為,故精儲段理論板n=5,用提留段操作線和相平衡方程繼續逐板計算y70.567x60.4260.811x7y0.6352.471.47y7y80.567x70.4260.693x82.47y1.47y80.478y90.567x80.4260.519x92.47y1.47y90.304yio0.567x90.4260.326x102.47y1.47y100.164yii0.567x100.4260.171Xu2.47

13、y1.47yn0.077因為，所以提留段理論板n=5(不包括塔釜)(3)全塔效率的計算查溫度組成圖得到，塔頂溫度TD=80.94C,塔釜溫度TW=105,全塔平均溫度Tm=92.97C。分別查得苯、甲苯在平均溫度下的粘度A0.272(mPas)B0.279(mPas)平均粘度由公式，得全塔效率Et(4)求實際板數精餾段實際板層數提餾段實際板層數進料板在第11塊板。3、精餾塔的工藝條件及有關物性數據的計算(1)操作壓力計算塔頂操彳壓力P=4+101.3kPa每層塔板壓降AP=0.7kPa進料板壓力PF=105.3+0.7X10=112.2kPa塔底操作壓力Pw=119.3kPa精微段平均壓力Pm

14、1=(105.3+112.3)/2=108.8kPa提餾段平均壓力Pm2=(112.3+119.3)/2=115.8kPa(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、甲苯的飽和蒸氣壓由安托尼方程計算，計算過程略。計算結果如下：塔頂溫度tD80.90進料板溫度tF=85.53C塔底溫度tw=105.0精餾段平均溫度tm=(80.9.+85.53)/2=83.24提餾段平均溫度tm=(85.53+105.0)/2=95.27(3)平均摩爾質量計算塔頂平均摩爾質量計算由xD=H=0.957，代入相平衡方程得x1=0.959進料板平均摩爾質量計算由上面理論板的算法，得y

15、F=0.877,Xf=0.742ML,Fm0.74278.11(10.742)92.1381.73(kg/kmol)塔底平均摩爾質量計算由xw=0.077,由相平衡方程，得yw=0.171ML,Wm0.07778.11(10.077)92.1391.05(kg/kmol)精微段平均摩爾質量(4)(5)(6)提儲段平均摩爾質量平均密度計算氣相平均密度計算由理想氣體狀態方程計算，精儲段的平均氣相密度即VmPVm108.879.09(7)RTm8.314(83.24273.15)2.90(kg/m3)提儲段的平均氣相密度液相平均密度計算液相平均密度依下式計算，即塔頂液相平均密度的計算由tD=80.9

16、4C,查手冊得A814.0(kg/m3);B809.1(kg/m3)塔頂液相的質量分率求得aa0.9810.980.023、J4LDm813.9(kg/m)L,Dm814.0809.1進料板液相平均密度的計算由tF=85.53C,查手冊得A808.6(kg/m3);B804.36(kg/m3)進料板液相的質量分率0.74278.11A0.74278.11(10.742)92.130.71塔底液相平均密度的計算由tw/105.0C,查手冊得33A786.4(kg/m);B785.3(kg/m)塔底液相的質量分率aA0.07778.110.07778.11(10.077)92.130.06610.

17、0660.9343、;信LWm784.9(kg/m)L,Wm786.4785.3,精儲段液相平均密度為813.9807.4Lm810.62提儲段液相平均密度為807.4784.96Lm796.15(kg/m)2(5)液體平均表面張力計算液相平均表面張力依下式計算，即仃5=24°；塔頂液相平均表面張力的計算由td=80.94C,查手冊得A21.25(mN/m);B21.59(mN/m)進料板液相平均表面張力的計算由tF=85.53C,查手冊得a21.60(mN/m);b21.08(mN/m)L,Fm0.74220.600.25821.0820.72(mN/m)塔底液相平均表面張力的計算

18、由t后105.0C,查手冊得A18.26(mN/m);B19.18(mN/m)L,Wm0.07718.260.92319.1821.50(mN/m)精儲段液相平均表面張力為21.2620.72Lm20.99(mN/m)2提儲段液相平均表面張力為21.5020.72Lm21.11(mN/m)2(6)液體平均粘度計算液相平均粘度依下式計算，即11Lm=2xiiii塔頂液相平均粘度的計算由td=80.94C,查手冊得A0.305(mPas);B0.309(mPaL,Dm0.9830.3050.0170.309s)0.311(mPas)進料板液相平均粘度的計算由tF=85.53C,查手冊得a0.292

19、(mPas);b0.297(mPaL,Dm0.7420.2920.2580.297s)0.294(mPas)塔底液相平均粘度的計算由tw=105.0C,查手冊得a0.244(mPas);b0.259(mPas)L,Dm0.0770.2440.9230.2590.258(mPas)精儲段液相平均粘度為0.3110.294L,m0.303(mPas)提儲段液相平均粘度為(7)氣液負荷計算精儲段：提儲段：4精儲塔的塔體工藝尺寸計算(1)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、分離效率、塔的操作彈性,以及塔的安裝、檢修等都有關。可參照下表所示經驗關系選取。表7板間距與塔徑關系塔徑

20、D,m0.30.50.50.80.81.61.62.42.44.0板間距K'200300250350300450350600400600mm對精儲段：初選板間距Ht0.40m,取板上液層高度hL0.06m,故HthL0.400.060.34m;0.2查史密斯關聯圖得Go=0.070;依式CC20一20校正物系表面張力為20.99(mN/m)BcC20-0.072為絲0.07132020可取安全系數為0.7,則(安全系數0.60.8),故按標準，塔徑圓整為2.0m,則空塔氣速0.66m/s。對提儲段：初選板間距Ht0.40m,取板上液層高度hL0.06m,故 Ht hL0.40 0.06

21、 0.34m;LSVs12Lmvm1783.4 22.900.0900.2查2：15圖38得Qo=0.068;依式CC20一=0.06920校正物系表面張力為19.58mN/m時按標準，塔徑圓整為2.0m,則空塔氣速1.56m/s。將精儲段和提溜段相比較可以知道二者的塔徑不一致，根據塔徑的選擇規定，對于相差不大的二塔徑取二者中較大的，因此在設計塔的時候塔徑取2.0m。5、塔板主要工藝尺寸的計算（1）溢流裝置計算精儲段因塔徑D-2.0m,可選用單溢流弓形降液管，采用平行受液盤。對精儲段各項計算如下：a）溢流堰長lw:單溢流去l后（0.60.8）D,取土！長lw為0.60D=0.60X2.0=1.

22、20mb）出口堰局hW:hwhow故hw0.060.0160.044（m）c）降液管的寬度Wd與降液管的面積Af:由lw/D0.66查（2:P170圖313）得Wd/D0.124,Af/AT0.0722故Wd0.124D0.1241.60.198m,_23.1422Af0.0722-D20.07221.620.1452m244利用（2:P170式310）計算液體在降液管中停留時間以檢驗降液管面積，即AHT0.14520.4015.70s（大于5s,符合要求）Ls0.0037d）降液管底隙高度h。：取液體通過降液管底隙的流速o0.08m/s（0.070.25）依（2:P71式311）:hoLs,

23、0.00370.035m符合（h°hw0.006）lwo1.060.09e）受液盤采用平行形受液盤，不設進堰口，深度為60mm同理可以算出提溜段相關數據如下：a）溢流堰長lw:單溢流去l后（0.60.8）D,取土！長lw為0.66D=0.8X1.6=1.056mb）出口堰高hw：hwhLhow由lw/D0.8Lh/lw2.523.34m查知E=1.04,依式how可得how284EL1000lw22.84ELh飛1000lw230.026m故hw0.060.0260.034mc）降液管的寬度Wd與降液管的面積Af:由Iw/D0.60wdAfwd-0.100,0.052查圖得，Dat故

24、計算液體在降液管中停留時間以檢驗降液管面積,一aHt即L11.66（大于5s,符合要求）d）降液管底隙高度h。：取液體通過降液管底隙的流速.0mS/S0.07-0.25)ho0.1wo032mm)符合(h0hw0.006)（2）塔板布置精儲段塔板的分塊因D800mm故塔板采用分塊式。塔極分為4塊。a）取邊緣區寬度對精儲段:安定區寬度b)AaR2“xx2sin1-計算開空區面積180RD,、,10.040.96(m)x(wdws)1(0.20.07)0.73(m)解得,c）篩孔數n與開孔率：取篩空的孔徑d。為5mm,正三角形排列，一般碳的板厚為3mm,取t/d035,故孔中心距t3.5xf5=1

25、17.5mm篩孔數則每層板上的開孔面積A0為氣體通過篩孔的氣速為6、篩板的流體力學驗算塔板的流體力學計算，目的在于驗算預選的塔板參數是否能維持塔的正常操作，以便決定對有關塔板參數進行必要的調整，最后還要作出塔板負荷性能圖。(1)氣體通過篩板壓強相當的液柱高度計算精儲段：a)干板壓降相當的液柱高度hc:依d0/5/31.67,查干篩孔的流量系數圖得，Q=0.84由式b)氣體穿過板上液層壓降相當的液柱高度hl:Vs2.08aatAf10.0523.140.70m/sFaua.ev0.72.901.19由。與Fa關聯圖查得板上液層充氣系數o=0.66,依式hl0hL0hwhow0.660.0440.

26、0160.0396c)克服液體表面張力壓降相當的液柱高度h:依式hgdy420.9910-30.00211故hp0.002110.03960.03270.0744則單板壓強:pphpqg0.0744810.659.8591.0p700p(2)液面落差(3)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)霧沫夾帶5.7 106ua3.25.7 106HT hf2Q99 100.7320.4 2.5 0.067.32 103kg/k冰 0.1kg/k冰(4) 漏液故在設計負荷下不會發生過量霧沫夾帶由式ow4.4co . el/ev 0.0056 0.13hL h

27、K -U0- 篩板的穩定性系數Uow(5)液泛 為防止降液管液泛的發生,11 24 1.71 1.56.57,故在設計負荷下不會產生過量漏液。應使降液管中清液層高度HdHthw依式 Hdhphhdhd0.153而2Ls0.15320.00431.52 10 31.2 0.036取 0.5,貝UHt hw0.5 0.4 1.170.785故 Hd Hthw在設計負荷下不會發生液泛。根據以上塔板的各項液體力學驗算，可認為精儲段塔徑及各項工藝尺寸是適合的。同精儲段公式計算，提溜段各參數計算如下：(1)氣體通過篩板壓強相當的液柱高度計算a)干板壓降相當的液柱高度：b)氣體穿過板上液層壓降相當的液柱高度

28、:Vsua AtAf-202 0.6793.14 0.163Fa Ua V 0.679 . 3.211.22由。與Fa關聯圖查得板上液層充氣系數o =0.65 ,依式 h1 0.65 0.06 0.039表8c)克服液體表面張力壓降相當的液柱高度:4 21.11 10 3Lgd。796.4 9.8 5 10 30.00216 m故hp0.03460.0390.002160.0758(m)則單板壓降：P0.0758796.49.80.5910.7(kPa)(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)液沫夾帶故在設計負荷下不會發生過量霧沫夾帶。

29、查得:co0.84uow4.4C0 0.0056 0.13hL hL/ v4.4 o.840.0056 0.13 0.06 0.0021 810.6 2.9 6.(u 11 24K 1.71篩板的穩定性系數uow 6.571.5,故在設計負荷下不會產生過量漏液。(5)液泛為防止降液管液泛的發生，應使降液管中清液層高度HdHThw依式 Hd hp h 1% ,取 0.5,貝2LShd0.153S0.153而LW ?h0HThw0.5 0.4 1.170.78520.00431.2 0.03631.52 10故HdHThw在設計負荷下不會發生液泛根據以上塔板的各項液體力學驗算，可認為提儲段塔徑及各

30、項工藝尺寸是適合的。7、塔板負荷性能圖精微段:3.2UaHT hf(1)霧沫夾帶線5.7106ev霧沫夾帶量取0.1(kg液/kg氣)，前面求得m，精 20.99mN/m5.7 10 6 e代入3.2Ua2HThf,整理得：Vs5.1129.05L3S在操作范圍內，任取幾個Ls值，依上式計算出Vs值，計算結果列于表3-19。Ls/(m3/s)0.0030.0040.0050.006Vs/(m3/s)4.5064.3784.2614.151由上表數據即可作出霧沫夾帶線(2)液泛線由E=1.04,lw=1.2得:已算出h2.11 10 3(m) hp hc % h27.555 10 3Vs2 0.

31、029 0.405L332.11 10Ht 0.4mhw 0.044m0.5代入Hthwhphwhowhd ,整理得:22-_42Vs19.443134.878L31.08510Ls在操作范圍內，任取幾個Ls值，依上式計算出Vs值，計算結果列于表3-20表10Ls/(m3/s)0.0030.0040.0050.006Vs/(m3/s)4.0673.9843.9023.821由上表數據即可作出液泛線2(3)液相負荷上限線以8=4s作為液體在降液管中停留時間的下限,HTAf0.40.1633,、Ls,max0.0163(m/s)4據此可作出與氣體流量無關的垂直液相負荷上限線0.0163(RT/s)

32、(4)漏液線由 hLhw2 uhow 0.044 0.614L3 和owVs,minA0Uow 代入4.4C00.00560.13hLhLVV得:整理得：Vs,min0.684<2.57422.314L：在操作范圍內，任取幾個Ls值，依上式計算出Vs值，計算結果列于表3-21o表11Ls/(m3/s)0.0030.0040.0050.006Vs/(m3/s)1.1921.2111.2291.245由上表數據即可作出液泛線4。(5)液相負荷下限線對于平直堰，取土!上液層高度hO厚0.006m作為最小液體負荷標準。E=1.04Ls,min3.167104m7s據此可作出與氣體流量無關的垂直液

33、相負荷下限線5,HTAf0.40.1633,Ls,max0.013m/s5根據以上各線方程，可作出篩板塔的負荷性能圖，如圖所示。圖1精微段篩板負荷性能圖在負荷性能圖上，作出操作點P,連接OP即作出操作線。由圖可看出，該篩板的操作上限為液泛控制，下限為漏液控制。同精儲段，得出提儲段的各曲線為:(1)霧沫夾帶線3.25.7 10 6UaHThf整理得：Vs5.52213.07L3(3)液泛線HThwhphwhowhd已知E=1.06lw=1.2 ,同理精儲段得:由此可作出精儲段液泛線2。漏液線2hL hw how 0.0325 0.628ls3整理得：Vs,min0.6881.90 20.25ls2據此可作出漏液線3。(4)液相負荷上限線以8 = 5s作為液體在降液管中停留時間的下限,L s,maxHTAf0.4 0.163530.013(m /s)據此可作出與氣體流量元關的垂直液相負荷上限線(5)液相負荷下限線0.013 0以how= 5s作為液體在降液管中停留時間的下限,-2.84 彳how1.06100023600 Ls,min 312整理得：Lsmin9.73104(m3/s)由此可作