1、苯-甲苯V苯-氯苯）二元體系篩板精餾塔設計1前言 < 每人不能相同）1.1設計目的/意義1.2塔設備簡介2設計說明書2.1流程簡介n卻1E-ikJt£全a圖1-1精餾過程流程圖 2.2工藝參數選擇3工藝計算3.1物料衡算F=D+W FXf=DXd+WXw DX d/FX f= n 得：D= Kmol/hW= Kmol/hXw=3.2理論塔板數的計算查找各體系的汽液相平衡數據 苯甲苯氣液相平衡見化工原理P483附表202）苯-氯苯汽液相平衡數據見附錄平衡線方程：理想體系： 計算每一點的a取平均值平衡線方程：y= ox/1+（ a1x 非理想體系分段計算平均 a用作圖法3.2.3

2、q線方程 泡點進料：q=1 16C進料：查物性數據： 查物理化學手冊或化工原理附錄） 易揮發組分比熱C1= kJ/kgK 難揮發組分比熱C2=kJ/kgK易揮發組分汽化潛熱r1= kJ/kgK 難揮發組分汽化潛熱"進料溫度t1 = C進料組成對應的泡點溫度t2=C 根據進料組成查平衡數據）平均r =Zf r1*分子量M輕組分+（1- Zf2*分子量M重組分=kJ/mol平均Cp= zf C1*分子量M輕組分+（1- zf C2*分子量M重組分=kJ/KmolK q= 參考p310習題11）r2= kJ/kgK計算q線方程:回流比取）Rmin 最小回流比 回流比R=操作線方程精餾段操作

3、線方程為：提餾段操作線方程為：理論板數的計算精餾段理論板數=，第塊為進料板 提餾段= 總理論板數Nt=3.3實際塔板數的計算全塔效率Et由O conne關聯圖查得全塔效率 Et，見化工原理P347,圖8-32平均粘度的計算：各組分在平均塔溫下的粘度線性加和得到逐板計算或作圖法）Mav= P1XF1+1 Xf1)3.3.2 實際板數 NeNe=Nt/Et氣相流率kmol/h ）液相流率kmol/h ）精餾段提餾段表3-1塔內氣液流率匯總3.4熱量衡算341預熱器的熱量衡算塔頂冷凝器熱量衡算塔底再沸器熱量衡算4塔的結構計算板式塔主要尺寸的設計計算，包括塔高、塔徑的設計計算，板上液流形式的選擇、溢

4、流裝置的設計，塔板布置、氣體通道的設計等工藝計算。板式塔為逐級接觸式的氣液傳質設備，沿塔方向，每層板的組成、溫度、壓力都不同 。設計時，分別計算精餾段、提餾段平均條件下的參數作為設計依據，以此確定塔的尺寸，然后再作適當調整，但應盡量保持塔徑相同，以便于加工制造4.1混合組分的平均物性參數的計算平均分子量的計算(1)塔頂的平均分子量<X1為與y1二Xd平衡 的液相組成) M vdm = Xd 輕組分+<1 Xd )*M重組分M ldm = X1 M輕組分+<1 X1) HM重組分<2)進料板的平均分子量進料板對應的組成Xn 和 yn (進料板對應的組成由逐板計算得到，Mv

5、fm= yn M輕組分+<1 yn) >M重組分Mlfm= Xn>M輕組分+<1 Xn) >M重組分<3)塔底的平均分子量<yw為與xw平衡的氣相組成)Mvwm = yw>M輕組分+<1 yw) XM重組分Mlwm= XwXM輕組分+<1 Xw) XM重組分<4)精餾段、提餾段的平均分子量精餾段平均分子量 M LM =( M LDM + M LFM >/2=M VM =( M VDM + M VFM >/2=提餾段平均分子量 M LM =( M LWM + M LFM >/2=M VM=( M VWM + M

6、VFM >/2=平均密度的計算<1)液相平均密度查物性數據：易揮發組分密度p = Kg/m3難揮發組分密度p = Kg/ m塔頂易揮發組分質量百分比進料易揮發組分質量百分比塔底易揮發組分質量百分比n值各人不同>ai = a2 = a3=<將Xd換算成質量分率)<將Xn換算成質量分率)<將Xw換算成質量分率)Kg/ m 3Kg/ m 3塔頂液相密度：pd = 1/a p+(1-a1> / p=進料液相密度：pF = 1/a2/ p+(1-a2> / p=p3塔底液相密度：PLW = 1/a3/ p+(1-a3> / p= Kg/ m3 精餾段

7、的平均液相密度：，pM = (PLD+ pLF>/2= Kg/ m 3 提餾段的平均液相密度：plm = ( Pf+ pw>/2= Kg/ m 3<2)汽相平均密度根據塔頂組成查平衡數據計算塔頂溫度Td=C根據進料板組成查平衡數據計算 進料板溫度Tf=C 根據塔底組成查平衡數據計算精餾段：Tm=<Tf+Td) /2=3pvm = PMv/RTm= Kg/ m提餾段：T m=<T f+T w ) /2=pvM = PM v/RT m=塔底溫度Tw3氣相流率<m /h)3液相流率<m /h)精餾段提餾段Kg/ m 3表4-1塔內氣液流率匯總4.2塔高的計算

8、 板式塔的有效高度是指安裝塔板部分的高度，可按下式計算:式中Z塔的有效高度，m；Et全塔總板效率；Nt 塔內所需的理論板層數；Ht塔板間距，m。Ht的初選選取時應考慮塔高、塔徑、物系性質、分離效率、操作彈性及塔的安裝檢修等因素。 由表4-1列出的塔板間距的經驗數值選取。表4-2塔板間距與塔徑的關系塔徑/D, m0.3 0.50.5 0.80.8 1.61.6 2.42.4 4.0板間距/Ht, mm200300250350300450350600400 600化工生產中常用板間距為：200，250，300, 350, 400，450，500, 600, 700, 800mm。在決定板間距時還應

9、考慮安裝、檢修的需要。例如在塔體人孔處，應留有足夠的工作空 間，其值不應小于600mm。以下均要分別計算精餾段、提餾段的結構）4.3塔徑的計算計算塔徑的方法有兩類：一類是根據適宜的空塔氣速，求出塔截面積，即可求出塔徑 。另一類計算方法則是先確定適宜的孔流氣速，算出一個孔閥孔或篩孔）允許通過的氣量，定出每塊塔板所需孔數，再根據孔的排列及塔板各區域的相互比例，最后算出塔的橫 截面積和塔徑。本次數據采用第一種方法。初步計算塔徑板式塔的塔徑依據流量公式計算，即式中D塔徑m；Vs塔內氣體流量m3/s;u空塔氣速m/s。計算塔徑的關鍵是計算空塔氣速U。設計中，空塔氣速U的計算方法是，先求得最大空塔氣速Um

10、ax,然后根據設計經驗，乘以一定的安全系數，即最大空塔氣速Umax可根據懸浮液滴沉降原理導出，其結果為EKI式中Umax允許空塔氣速， m/S；3p, p分別為氣相和液相的密度，kg/m ；C 氣體負荷系數，m/s,對于浮閥塔和泡罩塔可用下圖確定;（尋）缶）圖4-1 史密斯關聯圖圖中Ht 塔板間距，m；hL 板上液層高度，m； V丄 分別為塔內氣、液兩相體積流量， m3/s； vp pl分別為塔內氣、液相的密度，kg/m3上圖中的氣體負荷參數 C20僅適用于液體的表面張力為 0.02N/m，若液體的表面張力為6N/m，則其氣體負荷系數 C可用下式求得：所以，初步估算塔徑為：乂 其中，u適宜的空

11、塔速度， m/s。因為精餾段、提餾段的汽液流量不同，故兩段中的氣體速度和塔徑也可能不同。在 初算塔徑中，精餾段的塔徑可分別按精餾段、提餾段的平均物理參數計算。塔徑的圓整目前，塔的直徑已標準化。所求得的塔徑必須圓整到標準值。塔徑在1M以下者，標準化先按100mm增值變化；塔徑在 1M以上者，按200mm增值變化，即1000mm、1200mm、14 00mm、1600mm4.4塔板結構參數的確定溢流裝置的設計溢流裝置包括降液管、溢流堰、授液盤等幾個部分，是液體的通道，其結構和尺寸對塔的 性能有著重要影響。A降液管截面積AdB溢流堰包括堰高 hw 堰長lw及howC受液盤和底隙ho核算：ub=Ls/

12、（Lw.h 0><0.30.5 m/s圖4-2溢流裝置圖4-3塔盤布置442塔盤布置 如圖4-3)A受液區或降液區均為Af的計算式計算B入口安定區和出口安定區Ws = 50100 mmC 邊緣區 Wc 2550 mmAaD有效傳質區：塔板上布置有篩孔的區域，稱有效傳質區，面積為= 2 xvr - j +2 sin I2 注r)篩孔數及排列并計算開孔率5精餾塔的流體力學性能驗算 5.1分別核算精餾段、提留段是否能通過流體力學驗算1. 氣體通過篩板的壓強降hp允許壓降2. 液沫夾帶校核般規定，液沫夾帶量ev 0.1kg液/kg干氣屬過量液沫夾帶，為不正常操作狀況3溢流液泛條件的校核x|

13、對于一般物系，©0.4。值可取0.5,對于不易起泡物系，值約為0.60.7,對于易起泡物系，/可取值0.34液體在降液管內停留時間的校核 最大液流量)式中Ls液相體積流量，m3/s。値應根據不同液體的性質在 3至5秒內定值。5 漏液限 最小氣量)uO設計孔速uow 漏液點孔速5.2分別作精餾段、提留段負荷性能圖<1）負荷性能圖的其它幾條曲線的依據分別是： 霧沫夾帶線 以eV<O.1kg液/kg氣時，相應塔徑D對應的泛點率計算（泛點率值大者>。 液泛線以HD=© （HT+Hw>為限。 液相負荷上限線 全塔LS,max在降液管中停留時間=3 5s時求出。

14、 漏液線見上面5. 液相負荷下限線以堰上液層高度how=0.006m計。注意：畫出負荷性能圖的五條線后，還應標出操作點、畫出操作線、計算操作彈性以及注明控制氣相的上限量的是哪一條線表4-3塔結構參數匯總精餾段提留段塔徑降液管面積。6塔的總體結構6.1塔體總高度板式塔的塔體總高度 <不包括裙座）由下式決定:(5-1> 式中 Hd塔頂空間，m;Hb塔底空間，m；Ht塔板間距，m；Ht 開有人孔的塔板間距，m；Hf進料段高度，m；Np實際塔板數；S人孔數目 <不包括塔頂空間和塔底空間的人孔）。6.2塔板結構塔板類型按結構特點可分為整塊式或分塊式兩種。一般，塔徑從300900m m時

15、采用整塊式塔板；當塔徑在 800m m以上時，人已能在塔內進行拆 裝操作，無須將塔板整塊裝入。并且，整塊式塔板在大塔中剛性也不好， 結構顯得復雜，故采用分塊式塔板；塔徑在800900mm之間，設計時可按便于制造、安裝的具體情況選定。7輔助設備的選擇換熱器名稱介質溫度，C進出塔頂冷凝器殼程管程循環冷凝水2040塔底再沸器管程泡點泡點+4 C殼程蒸汽168C168 C表7-1換熱器結果列表7.1塔頂冷凝器的選擇查第四章傳熱表4-8<K值得大致范圍）：取總傳熱系數K=W/m 2 Cd=1 xy1+2 01-y 1>Q=（R+1>Dr d換熱器面積A= m2選型：將計算出的換熱器面積

16、作為公稱面積，在附錄中選擇換熱器型號，并列出所選擇的 換熱器的參數。7.2塔底再沸器的選擇查第四章傳熱表4-8<K值得大致范圍）：取總傳熱系數K=W/m2Crw=ri*X w+2*（1-X w>易揮發組分比熱ci = kJ/kgK 難揮發組分比熱C2= kJ/kgK平均Xi : mol分率Q=V 'rw+ V t =KJ/h換熱器面積A =m2選型：將計算出的換熱器面積作為公稱面積，在附錄中選擇換熱器型號，并給出所 選擇的換熱器的參數。7.3管道設計與選擇 <要求圓整成標準管徑）精Jt*_1* H取：液體流速 uL =13 m/s 氣體流速Ug =10-30m/s 蒸

17、汽：u=30-50m/s公式：u=V/（ n4df1、塔頂回流管2、塔頂蒸汽出口管3、塔頂產品出口管4、進料管5、塔釜出料管6、塔釜回流管7、塔釜產品出口管蒸氣出口管中的允許氣速Uv應不產生過大的壓降，其值可參照表7-2表7-2蒸氣出口管中允許氣速參照表操作壓力 絕壓）常壓14006000Pa> 6000 Pa蒸汽速度/m/s12 2030 5050 707.4泵的選型1、進料泵給出：流量F= m /hr 揚程H = 50m選擇型號的泵2、回流泵給出：流量F=m3/hr揚程H = 30 m從附錄選擇型號的泵表7-3輔助設備匯總輔助設備型號塔頂冷凝器塔底再沸器塔頂回流管塔頂蒸汽出口管塔頂產品出口管進料管塔釜出料管塔釜回流管塔釜產品出口管進料泵回流泵8畫塔的裝備圖1號圖紙）9編寫設計說明書（裝訂課程設計說明書和計算書內容及順序 封面任務書目錄第一章前言（或序言 （本章和以下各章可以自行分段、分節第二章設計說明書 內容包括：設計單元操作方案簡介、設計單元過程和設備的評述等）第三章 工藝計算包括：物料衡算、理論塔板數的計算、實際塔板數的計算、熱量衡算及設計結果匯總）第四章 塔的結構設計 塔徑、塔盤結構即計算