化工原理課程設計題目：苯一甲苯精餾塔的設計專業：姓名：指導教師：xxxxx學院xx年xx月目錄TOC\o"1-5"\h\z刖言 3\o"CurrentDocument"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 72精餾塔的物料衡 7塔板數的確定 8精餾塔的工藝條件及有關物性數據的計算 8精餾段氣液負荷計算 10塔和塔的主要工藝尺寸計算 11篩板的流體力學驗算 15塔板負荷性能圖 17\o"CurrentDocument"精餾塔的附屬設備及接管尺寸 21三.參考文獻 21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。此次設計在盛建國老師的指導下進行，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4000kg/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=1.38.理論依據（1）苯和甲苯的物理性質:項日分子式分子量沸點°C臨界溫度七,°C臨界壓強P,kCpa苯ACH6678.1180.1288.56833.4甲苯BC6H5-CH392.13110.6318.574107.7（2）苯與甲苯的液相密度pt,C8090100110120苯，kg/m3815803.9792.5780.3768.9甲苯，kg/m3810800.2790.3780.3770.0（3）液體表面張力。:t,C8090100110120苯，mN/m21.2720.0618.8517.6616.49甲苯，mN/m21.6920.5919.9418.4117.31

(4)液體粘度氏Lt,°C8090100110120苯，mpas0.3080.2790.2550.2330.215甲苯，mpas0.3110.2860.2640.2540.228(5)液體氣化熱yt,C8090100110120苯，kJ/kg394.1386.9379.3371.5363.2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，kgP=A—上，式中：t----t+C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)苯一甲苯溶液的氣液平衡數據溫度心液相中苯的摩爾分數x氣相中苯的摩爾分數y110.560.000109.911.002.50108.793.007.11107.615.0011.2

105.0510.0020.8102.7915.0029.4101.7520.0037.298.8425.0044.297.1330.0050.795.5835.0056.694.0940.0061.992.6945.0066.791.4050.0071.390.1155.0075.588.8060.0079.187.6365.0082.586.5270.0085.785.475.0088.584.4080.0091.283.3385.0093.682.2590.0095.981.1195.0098.080.6697.0098.880.2199.0099.680.01100.00100

板式精餡塔板式精餡塔工藝計算過程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，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全塔內，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。精餾塔的物料衡算原料液及塔頂、塔底產品的摩爾分率苯的摩爾質量紈疽花燦函甲苯的摩爾質量=甲苯的摩爾質量=92.13kg/kmal40= 78.11、40= 78.11、40 60 + 78.1192.13=0.443。.94,x慶°.°6原料液及塔頂、塔底產品的平均摩爾質量M=0.44X78.11+(1-0.44)X92.13=85.96kg/kmolFM=0.94X78.11+(1-0.94)X92.13=78.95kg/kmolDM=0.06X78.11+(1-0.06)X92.13=96.44kg/kmolW物料衡算F- =46.61蜘Mh原料處理量：85.82總物料衡算 D+W=46.61苯的物料衡算46.61X0.44=0.94D+0.06W聯立解得D=20.13kmol/hW=26.48kmol/h塔板數的確定相平衡方程:X=y/a-(a-1)y=y/2.46-1.46y精餾段操作線方程y=(R/R+1)x+D/(R+1)=0.667x+0.3133塔釜汽液回流比R1=2.59提留段操作線方程：y=(R1+1)/R1Xx-X/R1=1.38x-0.023理論塔板數計算： W先交替使用相平衡方程與精餾段操作線方程計算如下：y=xD=0.94由相平衡方程x1=.0862操作線方程1y=0.888 x=0.763y：=0.832 x：=0.654y：=0.749 x：=0.548y；=0.679 x；=0.462y5=0.622 x5=0.400<x所以第六快板為進料板。6 「以下交替用提留段操作線方程與相平衡方程計算如下：^=0.400y=0.580y：y=0.580y：=0.462y；=0.326y：=0.200y：=0.103所以總理論板數為11,x：=0.258x8=0.164x9=0.082x：0=0.0447<x精餾段理論板數為5。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。操作壓力計算塔頂操作壓力PD=101.3+4=105.3kPa每層塔板壓降△P=0.7kPa進料板壓力Pf=105.3+O.7X1O=112.3kPa精餾段平均壓力Pm=(105.3+112.3)/2=108.8kPa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tD=82.1°C進料板溫度t=99.5CF精餾段平均溫度tm=(82.l+99.5)/2=90.8C平均分子量塔頂 XD=y「0.94 X]=0.862M^D=0.94X78.11+(1-0.94)X92.13=78.95kg/kmolM^D=0.862X78.11+(1-0.862)X92.13=80.04kg/kmol進料板\=0.639 X廣0.408 (由苯甲苯的平衡曲線查知)M筋=0.639X78.11+(1-0.639)X92.13=83.17kg/kmolMlf=0.408X78.11+(1-0.408)X92.13=86.41kg/kmol則精餾段平均分子量M^=(78.95+83.17)/2=81.06kg/kmolM=(80.04+86.41)/2=83.26kg/kmolLm平均密度p

1.液相密度PLm依下式：上=土+% (a為質量分數)PLm PMPLB塔頂^=地+些p=813.01Kg/皿P812.7807.9LmDLmD0.408x78.11進料板，由加料板液相組成xA0.408x78.11a= =0.37A0.408x78.11+(1-0.408)x92.13_0.371-0.37PM793.1*790.8 PM ?gm31故精餾段液相平均密度P廣2(813.01+791.8)=802.4Kg/m32.氣相密度PmVP=虬=108.8x81.13 =2.92Kg/m3mvRT8.314x(90.8+273.1)液體表面張力cmc=￡xc.i=1頂部c=0.94X21.24+0.034X21.42=20.67mN/m進料c=0.408X18.9+0.639X20=20.49mN/m則精餾段平均表面張力為：c=(20.67+20.49)/2=20.58mN/m液體粘度旦L七m二￡中i=1頂部七=0.94X0.302+0.06X0.306=0.302mPa?s進料rl=0.408X0.256+0.639X0.265=0.274mPa-s則精餾段平均液體粘度pLm=(0.302+0.274)/2=0.288mPa-s五、精餾段氣液負荷計算V=(R+1)D=(2+1)X21.43=64.29kmol/hV=^_=64.29x8L°6=。…s3600pV3600x2.92L=RD=2X21.13=42.26kmol/hL=—=42.26x83.26=°.°后s3600pL 3600x802.5L=5.44m3/hL=5.44m3/h□J網8-斤六、塔和塔板主要工藝尺寸計算（一）塔徑D12=0.0436參考下表，初選板間距Ht=0.40m,取板上液層高度12=0.0436塔徑Dt,m0.3-0.50.5-0.80.8-1.61.6-2.42.4-4.0板間距H,mT200-300250-350300-450350-600400-600H-h=0.40—0.06=0.34m(0.0015Y802.5、(0.0015Y802.5、I0.57VsI0.57查圖4-5得C2O=0.072，依下式校正到物系表面張力為20.4N/m時的C,即：C=c(巳)o.2=0.072(20.87/20)o.2=0.0726:Pl—「V=0.0276：8025-2'2=1.20im/sp^ 2.92取安全系數為0.60+0.005n=0.60+0.005x24=0.72，則u=0.72u=0.72x1.201=0.865m/s故D=:E=：4-°.57=0.916m''兀u\'3.14x0.865按標準，塔徑圓整為1.0m，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。溢流堰長lW

取堰長i=0.66D,即i=0.66X1.0=0.66m出口堰高hw"whL"ow由i/D=0.66/1.0=0.66,_L=3600x0.0015=11.25m查圖4-9知E為1.03，依下式:(isE卜I(isE卜IlwJ故h=O.O6-O.O12=0.048m3.降液管的寬度w與面積ad f由i/D=0.66查圖4-11，得:h=竺4OW100023 2.841小= x1.031000(3600x0.0015\23=0.012mW/D=0.124,氣/At=0.0722故w=0.124D=0.124X1.0=0.124m人于=0.0722X亶D2=0.0722X0.785X1.02=0.0567m2由下式計算液體在降液管中停留時間以檢驗降液管面積，即T=冬=0.0567x0.40=15.12>5s符合要求L0.0015S4.降液管底隙高度取液體通過降液管底隙的流速u為0.08m/s,依式計算降液管底隙高度h=1=0.0015=0.028m。i^-u0.66x0.08塔板布署取邊緣區寬度W「0.035m、安定區寬度Ws=0.065m依式計算開孔區面積=2〔xdR2-Xk=2「0.311J0.4652—0.3112+三x0.4652sin-10311k 180 0.465)=0.532m2其中：x=D-W+W)=號-(0.124+0.065)=0.311mR=D-w=號-0.035=0.465m篩孔數n與開孔率平取篩孔的孔徑d為5mm,正三角形排列，一般碳鋼的板厚8為3mm,取0t/d0=3.0,故孔中心t=3.0x5.0=15.0mm。依式計算塔板上的篩孔數n，即1158x103\ 1158x103 “cellk —JAa= 152 X0.532=2738孔依式計算塔板上開孔區的開孔率平，即甲=生%=0.907%=些％=10.1%（在5-15%范圍內）Aa f,^]2 3.02k"0）每層塔板上的開孔面積A。為：A0=pAa=O.101x0.532=0.0537m2氣體通過篩孔的氣速u=匕=0.57=10.61m/s0A0.0537（五）塔有效高度（精餾段）Z=(10-1)x0.4=3.6m（六）塔高計算Z=N實-%=（10+22）x0.4=12.8m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h

依式h=h+h+hpclb1.干板壓降相當的液柱高度hc依￡=3=1.67，查圖4-13，Co=0.84,于是有12.氣流穿過板上液層壓降相當的液柱高度hlh12.氣流穿過板上液層壓降相當的液柱高度hlh=0.051=0.051(10.6112(2.9211802.5)=0.0296mu=匕=—057—=u=匕=—057—=0.783m/s,F=u「2aAt-A^ 0.785-0.057 aa'，V由圖4-14查取板上液層充氣系數e=0.62=0.783v'292=1.34依式h=￡h=￡(h+h)=0.62x0.06=0.0372ml0L0W0W克服液體表面張力壓降相當的液柱高度hb依式h二工=4x20.87x10一3=0.00212mbpgd0 802.5x9.81x0.005故h=0.0296+0.0372+0.00212=0.069m單板壓降：△p=hpg=0.069x802.5x9.81=543.20pa<0.7kpa（設計允許值）霧沫夾帶量e的驗算v5.7x10-6(u 13-2 5.7x10-6( 0.783 13-2依式，bIH-hI—20.87x10-3[0.4—2.5x0.06)XTf=0.011kgL/kgV<0.1/kgL/kgV故在設計負荷下不會發生過量霧沫夾帶（三）漏夜的驗算依式依式" =44CI血.0056+0.13七—七如OW. 0\： P^(0.0056+0.13x0.06—0.00212)x802.5=4.4x0.84,. 2.92=6.5m/s篩板的穩定性系數：K二二=甄=1.63（＞1.5）u6.5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HdM（Ht+hw）。依式計算，即H廣hp依式計算，即H廣hp+匕+hd[*]

yWOyH=0.069+0.06+0.00102=0.130m取①=0.5，則中H+hw)=0.5(0.4+0.048)=0.224m故在設計中負荷下不會發生液泛。氣依式計算，即：h廣0.1532=0.153[崩015[10.66x0.028)2=0.00102m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)/=對x10—6[UfVQH—hlTfJ式中u=一= ^ =1.373VaAt—A^0.785—0.0567 s(a)=2.5(hw+h^=2.5(hw+h^)=2.5+2.84x10-3E[3600L SlW近似取e」.0,h=0.048m,l=0.66m故hf=2.50.048+2.84x10-3=0.12+2.206L3S3(b)取霧沫夾帶極限值e為0.1kg液/kg氣，已知a=20.41X10-3N/m,%=0.4m,并將（a）、（b）式代入式（h），得下式：f A3.20.1=5.7x10-6 1.3730.1=20.87x10-3[0.4-0.12-2：206L：/、 S“'整理得VS=1.29-10.17L「。在操作范圍內，任取幾個氣值，依式算出相應的匕值列于附表1中。附表1L，ms/s0.6X10-41.5X10-33.0X10-34.5X10-3V，ms/s1.281.161.081.02依表中數據在VSL圖中霧沫夾帶線（1），如圖3所示。（二）液泛線（2）有①(H+h)=h+h+h+h(X)TWPWOWd近似取e=1.0,h=0.048m,i=0.66m由式hOW2.84x10-3E[3600L 由式hOW2.84x10-3E[3600L Slw2.84x10-3f3600L

s"0.66=0.8825L；s3(c)hC=0.0513A2<COICOJPv'XPL^=0.051A2fJI2.92A802.5JfVA2fVA2=°.O\0.84x0.0537/p2aX802.5J=0.0912V2S由式h=h+h由式h=h+h+h及式?=eo(hw+h^)=0.6(0.048+0.8825L=0.0288+0.5259L2S3h=0.00212m（已算出），得h=0.0912V2+0.0288+0.5259l：+0.00212=0.0309+0.0912V2+0.5259l； (d)(l 、-Jl^0.66X0.028)又因為hd=0.1532=0.1532=448L2S(e)（e）式代入式（e）式代入式（x）式將HT=0.4m,h=0.048m,0=0.5及(c)將HT=0.4m,得：05x(0.4+0.048)=0.3039+0.0912V2+0.5259l3+0.048+0.8825l；+448L2整理得下式：V2=1.6-15.44lf-4912.3L2（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2Lm3/s0.6X10-41.5X10-33.0X10-34.5X10-3Vm3/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Lsmax=*=°.4X：0567=0.00567m3/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h=h+h=0.048+0.8825l:,u_L代入漏夜點氣速式:Lwow s3o^w AOu _443Cu _443C血.0056+0.13?一孔如OW O\： pV7V―S,minAO把Ao=0.0537m2 代入上式并整理，得_4.4x0.840.0056+0.130.048