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苯——甲苯化工原理课程设计


武汉工程大学邮电与信息工程学院课程设计说明书

武汉工程大学邮电与信息工程学院

课程设计说明书

论文题目: 分离苯-甲苯混合液筛板精馏塔设计 学 号:

842030305 黄荣荣 08 级高分子材料与工程 03 班 王 颖

学生姓名: 专业班级: 指导教师: 总评成绩:

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2011 年 6 月 25 日

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目 录
摘 要...............................................................................................................................I ABSTRACT .................................................................................................................. II 第一章 文献综述 .......................................................................................................... 1 1.1 苯-甲苯物性 ......................................................................................................... 1 1.2 塔设备概述.......................................................................................................... 1 1.3 设计方案的原则 .................................................................................................. 6 1.4 精馏塔设计任务 .................................................................................................. 7 1.5 精馏塔设计方案的选定 ...................................................................................... 7 第二章 精馏塔设计计算 ............................................................................................ 8 2.1 精馏塔的物料衡算.............................................................................................. 8 2.2 塔板数的确定...................................................................................................... 8 2.3 精馏塔的工艺条件及有关物性数据的计算.................................................... 11 2.4 精馏塔的塔体工艺尺寸计算............................................................................ 15 2.5 塔板主要工艺尺寸的计算................................................................................ 18 第三章 塔的流体力学校验 ........................................................................................ 22 3.1 校核.................................................................................................................... 22 3.2 负荷性能图计算................................................................................................ 26 第四章 塔附属设备选型及计算 ................................................................................ 34 4.1 再沸器(蒸馏釜)............................................................................................ 34 4.2 塔顶回流冷凝器................................................................................................ 34 4.3 进料管管径........................................................................................................ 34 4.4 回流管管径........................................................................................................ 34 4.5 塔顶蒸汽接管管径............................................................................................ 35 4.6 法兰.................................................................................................................... 35 4.7 人孔.................................................................................................................... 35 第五章 精馏塔工艺设计结果 .................................................................................... 36 5.1 筛板塔板工艺设计结果.................................................................................... 36 设计小结...................................................................................................................... 38 附 录............................................................................................................................ 39 参考文献...................................................................................................................... 40

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摘 要
本设计任务为精馏塔分离苯-甲苯混合物。对于二元混合物的分离,采用连 续精馏过程。设计中采用泡点进料,将原料液通过预热器加热至泡点后送人精 馏塔内。塔顶上升蒸气采用全器冷凝,冷凝液在泡点温度下一部分回流至塔内, 其余部分经产品冷却器冷却后送至储罐。该物系属易分离物系,最小回流比较 小,所以在设计中把操作回流比取最小回流比的 1.5 倍。塔釜采用间接蒸汽加 热,塔底产品经冷却后送至储罐。 关键词: 分离 苯 甲苯 筛板精馏塔 设计计算

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Abstract
The design task is to separate the benzene - toluene mixture using the distillation tower. For the separation of binary mixtures, we can use a continuous distillation process. In the design, we feed the raw material in the bubble point ,using preheater where the liquid can be heated up to the bubble point and then give it away to the distillation tower. Up top of the tower ,there is a total condenser which can condense the steam. Part of the condensed steam return to the tower in the bubble point, and the rest product is sent to the tank through the total condenser. It is so easy to isolate material system using this system. the minimum return is relatively small, so we take the minimum reflux ratio of 1.5 times of the operating reflux ratio in our design . Tower reacter is heated with indirect steam and the tower bottom product is sent to storage tanks after cooling.

Keywords: Separation Design and calculation

Benzene Toluene

Sieve plate distillation column

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第一章 文献综述

1.1 苯-甲苯物性
苯的沸点为 80.1℃,熔点为 5.5℃,在常温下是一种无色、味甜、有芳香气 味的透明液体,易挥发。苯比水密度低,密度为 0.88g/ml,但其分子质量比水 重。苯难溶于水,1 升水中最多溶解 1.7g 苯;但苯是一种良好的有机溶剂,溶 解有机分子和一些非极性的无机分子的能力很强。 甲苯是最简单,最重要的芳烃化合物之一。在空气中,甲苯只能不完全燃 烧,火焰呈黄色。甲苯的熔点为-95 ℃,沸点为 111 ℃。甲苯带有一种特殊的芳 香味(与苯的气味类似) ,在常温常压下是一种无色透明,清澈如水的液体,密 度为 0.866 克/厘米 3,对光有很强的折射作用(折射率:1,4961) 。甲苯几乎不 溶于水(0.52g/l),但可以和二硫化碳,酒精,乙醚以任意比例混溶,在氯仿,丙 酮和大多数其他常用有机溶剂中也有很好的溶解性。甲苯的粘性为 0.6 mPa s, 也就是说它的粘稠性弱于水。甲苯的热值为 40.940 kJ/kg,闪点为 4 ℃,燃点为 535 ℃。 分离苯和甲苯,可以利用二者沸点的不同,采用塔式设备改变其温度,使 其分离并分别进行回收和储存。板式精馏塔、浮法塔都是常用的塔类型,可以 根据不同塔各自特点选择所需要的塔。

1.2 塔设备概述
塔设备是炼油、化工、石油化工等生产中广泛应用的气液传质设备。根据 塔内气液接触部件的结构型式,可分为板式塔和填料塔。板式塔内设置一定数 目的塔板,气体以鼓泡或喷射形式穿过板上液层进行质热传递,气液相组成呈 阶梯变化,属逐级接触逆流操作过程。填料塔内装有一定高度的填料层,液体 自塔顶沿填料表面下流,气体逆流向上(也有并流向下者)与液相接触进行质 热传递,气液相组成沿塔高连续变化,属微分接触操作过程。 工业上对塔设备的主要要求是: (1)生产能力大; (2)传热、传质效率高;

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(3)气流的摩擦阻力小; (4)操作稳定,适应性强,操作弹性大; (5)结构简 单,材料耗用量少; (6)制造安装容易,操作维修方便。此外,还要求不易堵 塞、耐腐蚀等。 板式塔大致可分为两类: (1)有降液管的塔板,如泡罩、浮阀、筛板、导 向筛板、新型垂直筛板、蛇形、S 型、多降液管塔板; (2)无降液管的塔板, 如穿流式筛板(栅板) 、穿流式波纹板等。工业应用较多的是有降液管的塔板, 如浮阀、筛板、泡罩塔板等。 筛板是在塔板上钻有均布的筛孔,呈正三角形排列。上升气流经筛孔分散、 鼓泡通过板上液层,形成气液密切接触的泡沫层(或喷射的液滴群) 。 筛板塔是 1932 年提出的,当时主要用于酿造,其优点是结构简单,制造维 修方便,造价低,气体压降小,板上液面落差较小,相同条件下生产能力高于 浮阀塔,塔板效率接近浮阀塔。其缺点是稳定操作范围窄,小孔径筛板易堵塞, 不适宜处理粘性大的、脏的和带固体粒子的料液。但设计良好的筛板塔仍具有 足够的操作弹性,对易引起堵塞的物系可采用大孔径筛板,故近年我国对筛板 的应用日益增多,所以在本设计中设计该种塔型。 精馏是分离液体混合物最常用的一种单元操作,在化工,炼油,石油化工 等工业得到广泛应用。精馏原理是将液体混合物部分气化,利用其中各组份挥发 度不同(相对挥发度,α)的特性,实现分离目的的单元操作。本次设计任务为 设计一定处理量的分离苯和甲苯混合物精馏塔。 精馏所进行的是气(汽)、液两相之间的传质,而作为气(汽)、液两相传质所 用的塔设备,首先必须要能使气(汽)、液两相得到充分的接触,以达到较高的 传质效率。但是,为了满足工业生产和需要,塔设备还得具备下列各种基本要 求: (1) 气(汽)、液处理量大,即生产能力大时,仍不致发生大量的雾沫夹带、 拦液或液泛等破坏操作的现象。 (2) 操作稳定,弹性大,即当塔设备的气(汽)、液负荷有较大范围的变动时, 仍能在较高的传质效率下进行稳定的操作并应保证长期连续操作所必须具有的 可靠性。 (3) 流体流动的阻力小,即流体流经塔设备的压力降小,这将大大节省动力

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消耗,从而降低操作费用。对于减压精馏操作,过大的压力降还将使整个系统 无法维持必要的真空度,最终破坏物系的操作。 (4) 结构简单,材料耗用量小,制造和安装容易。 (5) 耐腐蚀和不易堵塞,方便操作、调节和检修。 (6) 塔内的滞留量要小。 实际上,任何塔设备都难以满足上述所有要求,况且上述要求中有些也是 互相矛盾的。不同的塔型各有某些独特的优点,设计时应根据物系性质和具体 要求,抓住主要矛盾,进行选型。
板式塔是一类用于气液或液液系统的分级接触传质设备, 由圆筒形塔体和按一 定间距水平装置在塔内的若干塔板组成。广泛应用于精馏和吸收,有些类型(如筛 板塔)也用于萃取,还可作为反应器用于气液相反应过程。操作时(以气液系统为 例) ,液体在重力作用下,自上而下依次流过各层塔板,至塔底排出;气体在压力差推 动下,自下而上依次穿过各层塔板,至塔顶排出。每块塔板上保持着一定深度的液 层,气体通过塔板分散到液层中去,进行相际接触传质。

化工原理课程设计是培养学生化工设计能力和计算机操作能力的重要教学 环节,通过课程设计使我们初步掌握化工设计的基础知识、设计原则及方法, 计算机绘图技术;学会通过手册查阅物质的物理性质、化学性质;掌握各种结 果的校核,能画出工艺流程、塔板结构等图形。在设计过程中不仅要考虑理论 上的可行性,还要考虑生产上的安全性、经济合理性。 本设计按以下几个阶段进行: (1) 设计方案确定和说明。根据给定任务,对精馏装置的流程、操作条件、 主要设备型式及其材质的选取等进行论述。 (2) 蒸馏塔的工艺计算,确定塔高和塔径。 (3) 塔板设计:计算塔板各主要工艺尺寸,进行流体力学校核计算。接管 尺寸、泵等,并画出塔的操作性能图。 (4) 管路及附属设备的计算与选型,如再沸器、冷凝器。 (5) 抄写说明书。 (6) 绘制精馏装置工艺流程图和精馏塔的设备图。 操作条件的确定

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确定设计方案是指确定整个精馏装置的流程、各种设备的结构型式和某些 操作指标。例如组分的分离顺序、塔设备的型式、操作压力、进料热状态、塔 顶蒸汽的冷凝方式、余热利用方案以及安全、调节机构和测量控制仪表的设置 等。下面结合课程设计的需要,对某些问题作些阐述。 操作压力 蒸馏操作通常可在常压、加压和减压下进行。确定操作压力时,必须根据 所处理物料的性质,兼顾技术上的可行性和经济上的合理性进行考虑。例如, 采用减压操作有利于分离相对挥发度较大组分及热敏性的物料,但压力降低将 导致塔径增加,同时还需要使用抽真空的设备。对于沸点低、在常压下为气态 的物料,则应在加压下进行蒸馏。当物性无特殊要求时,一般是在稍高于大气 压下操作。但在塔径相同的情况下,适当地提高操作压力可以提高塔的处理能 力。有时应用加压蒸馏的原因,则在于提高平衡温度后,便于利用蒸汽冷凝时 的热量,或可用较低品位的冷却剂使蒸汽冷凝,从而减少蒸馏的能量消耗. 进料状态 进料状态与塔板数、塔径、回流量及塔的热负荷都有密切的联系。在实际 的生产中进料状态有多种, 但一般都将料液预热到泡点或接近泡点才送入塔中, 这主要是由于此时塔的操作比较容易控制,不致受季节气温的影响。此外,在 泡点进料时,精馏段与提馏段的塔径相同,为设计和制造上提供了方便。 加热方式 蒸馏釜的加热方式通常采用间接蒸汽加热,设置再沸器。有时也可采用直 接蒸汽加热。若塔底产物近于纯水,而且在浓度稀薄时溶液的相对挥发度较大 (如苯与甲苯的混合液),便可采用直接蒸汽加热。直接蒸汽加热的优点是:可 以利用压力较低的蒸汽加热;在釜内只须安装鼓泡管,不须安置庞大的传热面。 这样,可节省一些操作费用和设备费用。然而,直接蒸汽加热,由于蒸汽的不 断通入,对塔底溶液起了稀释作用,在塔底易挥发物损失量相同的情况下,塔 底残液中易挥发组分的浓度应较低,因而塔板数稍有增加。但对有些物系(如酒 精与水的二元混合液),当残液的浓度稀薄时,溶液的相对挥发度很大,容易分 离,故所增加的塔板数并不多,此时采用直接蒸汽加热是合适的。 值得提及的是,采用直接蒸汽加热时,加热蒸汽的压力要高于釜中的压力,

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以便克服蒸汽喷出小孔的阻力及釜中液柱静压力。对于苯-甲苯溶液,饱和水蒸 汽的温度与压力互为单值函数关系,其温度可通过压力调节。同时,饱和水蒸 汽的冷凝潜热较大,价格较低廉,因此通常用饱和水蒸汽作为加热剂。但若要 求加热温度超过 180℃时,应考虑采用其它的加热剂,如烟道气或热油。 当采用饱和水蒸汽作为加热剂时,选用较高的蒸汽压力,可以提高传热温 度差,从而提高传热效率,但蒸汽压力的提高对锅炉提出了更高的要求。同时 对于釜液的沸腾,温度差过大,形成膜状沸腾,反而对传热不利。 冷却剂与出口温度 冷却剂的选择由塔顶蒸汽温度决定。如果塔顶蒸汽温度低,可选用冷冻盐 水或深井水作冷却剂。如果能用常温水作冷却剂,是最经济的。水的入口温度 由气温决定,出口温度由设计者确定。冷却水出口温度取得高些,冷却剂的消 耗可以减少,但同时温度差较小,传热面积将增加。冷却水出口温度的选择由 当地水资源确定,但一般不宜超过 50℃,否则溶于水中的无机盐将析出,生成 水垢附着在换热器的表面而影响传热。 热能的利用 精馏过程是组分反复汽化和反复冷凝的过程,耗能较多,如何节约和合理 地利用精馏过程本身的热能是十分重要的。 选取适宜的回流比,使过程处于最佳条件下进行,可使能耗降至最低。与 此同时,合理利用精馏过程本身的热能也是节约的重要举措。 若不计进料、馏出液和釜液间的焓差,塔顶冷凝器所输出的热量近似等于 塔底再沸器所输入的热量,其数量是相当可观的。然而,在大多数情况,这部 分热量由冷却剂带走而损失掉了。如果采用釜液产品去预热原料,塔顶蒸汽的 冷凝潜热去加热能级低一些的物料,可以将塔顶蒸汽冷凝潜热及釜液产品的余 热充分利用。 此外,通过蒸馏系统的合理设置,也可以取得节能的效果。例如,采用中 间再沸器和中间冷凝器的流程[1],可以提高精馏塔的热力学效率。因为设置中 间再沸器,可以利用温度比塔底低的热源,而中间冷凝器则可回收温度比塔顶 高的热量。

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1.3 设计方案的原则
确定设计方案总的原则是在可能的条件下,尽量采用科学技术上的最新成 就,使生产达到技术上最先进、经济上最合理的要求,符合优质、高产、安全、 低消耗的原则。为此,必须具体考虑如下几点: (1) 满足工艺和操作的要求 所设计出来的流程和设备,首先必须保证产品达到任务规定的要求,而且 质量要稳定,这就要求各流体流量和压头稳定,入塔料液的温度和状态稳定, 从而需要采取相应的措施。其次所定的设计方案需要有一定的操作弹性,各处 流量应能在一定范围内进行调节,必要时传热量也可进行调整。因此,在必要 的位置上要装置调节阀门,在管路中安装备用支线。计算传热面积和选取操作 指标时,也应考虑到生产上的可能波动。再其次,要考虑必需装置的仪表(如温 度计、压强计,流量计等)及其装置的位置,以便能通过这些仪表来观测生产过 程是否正常,从而帮助找出不正常的原因,以便采取相应措施。 (2) 满足经济上的要求 要节省热能和电能的消耗,减少设备及基建费用。如前所述在蒸馏过程中 如能适当地利用塔顶、塔底的废热,就能节约很多生蒸汽和冷却水,也能减少 电能消耗。又如冷却水出口温度的高低,一方面影响到冷却水用量,另方面也 影响到所需传热面积的大小,即对操作费和设备费都有影响。同样,回流比的 大小对操作费和设备费也有很大影响。 降低生产成本是各部门的经常性任务,因此在设计时,是否合理利用热能, 采用哪种加热方式,以及回流比和其他操作参数是否选得合适等,均要作全面 考虑,力求总费用尽可能低一些。而且,应结合具体条件,选择最佳方案。例 如,在缺水地区,冷却水的节省就很重要;在水源充足及电力充沛、价廉地区, 冷却水出口温度就可选低一些,以节省传热面积。 (3) 保证安全生产 塔是指定在常压下操作的,塔内压力过大或塔骤冷而产生真空,都会使塔 受到破坏,因而需要安全装置。 以上三项原则在生产中都是同样重要的。但在化工原理课程设计中,对第 一个原则应作较多的考虑,对第二个原则只作定性的考虑,而对第三个原则只
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要求作一般的考虑。 本课程设计的主要内容是设计过程的物料衡算,塔工艺计算,塔板结构设 计以及校核。

1.4 精馏塔设计任务
在一常压操作的连续精馏塔内分离苯-甲苯混合液。已知原料液的年处理量 为 6.5 万吨, 原料组成为 0.55(甲苯的质量分率), 要求塔顶馏出液的组成为 0.98, 塔底釜液含甲苯量不低于 0.96(质量分率) 。 设计条件如下: 操作压力 塔顶常压 进料热状态 q=1 回流比 1.625 单板压降 0.5kPa 全塔效率 ET=54.2% 建厂地址 武汉地区

试根据上述工艺条件作出筛板塔的设计

1.5 精馏塔设计方案的选定
本设计任务为分离苯-甲苯混合物。对于二元混合物的分离,采用连续精馏 流程。设计中采用泡点进料,将原料液通过预热器加热至泡点后送人精馏塔内。 塔顶上升蒸气采用全凝器冷凝,冷凝液在泡点温度下一部分回流至塔内,其余 部分产品经冷却器冷却后送至储罐。该物系属易分离物系,最小回流比较小, 故操作回流比取最小回流比的 1.5 倍。塔釜采用间接蒸汽加热,塔底产品经冷 却后送至储罐。

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第二章
2.1 精馏塔的物料衡算

精馏塔设计计算

2.1.1 原料液及塔顶、塔底产品的摩尔分数 苯的摩尔质量 M A =78 kg/kmol 甲苯的摩尔质量 M B =92 kg/kmol
xF = 0.54 / 78 = 0.581 0.54 / 78 + 0.46 / 92 0.98 / 78 xD = = 0.983 0.98 / 78 + 0.02 / 92 0.04 / 78 xW = = 0.047 0.04 / 78 + 0.96 / 92

2.1.2 原料液及塔顶、塔底产品的平均摩尔质量
M F = 0.581? 78 + (1- 0.581) ? 92 = 83.866 kg / kmol M D =0.983 ? 78+(1-0.983) ? 92=78.238 kg/kmol M W = 0.047 ? 78 + (1- 0.047) ? 92 = 91.342 kg / kmol

2.1.3 物料衡算 原料处理量 F =
35000 ?103 = 52.693 (kmol / h) 330 ? 24 ? 83.866

总物料衡算 D + W = 56.693 苯物料衡算 0.983D + 0.047W = 0.581? 56.693
D = 30.062 kmol / h

联立解得
W = 22.631 kmol / h

2.2 塔板数的确定
2.2.1 理论板层数 N T 的求取 苯-甲苯属理想物系,可采用图解法求理论板层数。 ①由苯-甲苯物系的气液平衡数据,绘出苯-甲苯混气液平衡相图,如图 2.1 所示:

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1.000 0.900 0.800 0.700 0.600 0.500 0.400 0.300

f (0.581,0.774)

0.200
0.100 0.000 0.000 0.200 0.400 0.600 0.800 1.000

苯-甲苯汽液平衡相图图

图 2.1 苯-甲苯混气液平衡相图 ②求最小回流比 R min 及操作回流比 R 。 采用作图法求最小回流比。在气液平衡相图 2.1 中对角线上,自点 该线与平衡线的交点坐标为 : e (0.581 , 0.774) 作垂线 ef 即为进料线( q 线),
yq = 0.774 , x q = 0.581

故最小回流比为: R min =

x D - yq yq - x q

=

0.983 - 0.774 = 1.083 0.774 - 0.581

取操作回流比为: R = 1.5R min = 1.5 ?1.083 = 1.625 ③求精馏塔的气、液相负荷
L = RD =1.625 ? 30.062 = 48.851 kmol / h
V = (R +1)D = (1.625 +1) ? 30.062 = 78.913 kmol / h
L = L + qF = 48.815 + 52.693 = 101.544 kmol / h

V = V = 78.913 kmol / h

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图 2.2 图解法求理论板图 ④求操作线方程 精馏段操作线方程为: yn+1 = 提馏段操作线方程为: y? = n+1 相平衡方程为: xn ?
L D x n + x D = 0.619x n + 0.374 V V
L w x? - x W = 1.287x? - 0.013 n n V V

yn 2.47 ? 1.47 yn

xD ? y1 ? 0.983 y 3 ? 0.947 y 3 ? 0.947 y 4 ? 0.918 y 5 ? 0.881 y 6 ? 0.838 y 7 ? 0.793 y8 ? 0.750

x1 ? 0.959 x2 ? 0.925 x3 ? 0.879 x4 ? 0.819 x5 ? 0.750 x6 ? 0.677 x7 ? 0.608 x8 ? 0.548

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y 9 ? 0.692 y10 ? 0.600 y11 ? 0.473 y12 ? 0.331 y13 ? 0.202 y14 ? 0.107

x9 ? 0.476 x10 ? 0.378 x11 ? 0.267 x12 ? 0.167 x13 ? 0.093 x14 ? 0.046

求解结果为:总理论板层数 N T = 14 ,其中 NT,精 = 8 , NT,提 = 6 (包括再沸 器) ,进料板位置 NF = 8 。 2.2.2 全塔效率的计算
ET ? 0.49 ? (?m?1)?0.245

查《化学工程手册》常用物质的物性和热力学数据得 苯的沸点: 352.3K ,甲苯沸点: 383.8K 塔的平均温度 tm ?
353.3 ? 383.8 ? 368.550 K 2

苯的粘度系数: A ? 545.64 B ? 265.34 甲苯的粘度系数: A ? 467.33 B ? 255.24 粘度计算公式: lg ? 1 ?
A A ?1苯=0.266 ?1甲苯=0.274 ? T B

平均粘度为: 0.581? 0.266+0.419 ? 0.274=0.269 总板效率: ET ? 0.49 ? (?m?1)?0.245 ? 0.49 ? (2.47 ? 0.269) ?0.245 ? 54.2% 2.2.3 实际板层数 N 的求取 精馏段实际板层数: N T,精 = 7 / 0.542 = 13 提馏段实际板层数: NT,提 = 6 / 0.542 = 12

2.3 精馏塔的工艺条件及有关物性数据的计算
2.3.1 操作压力计算

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塔顶操作压力 PD = 101.325 kPa 每层塔板压降 ΔP = 0.7kPa 进料板压力 PF = 101.325 + 0.5 ?13 = 107.825?kPa 精馏段平均压力 Pm =
101.325+107.825 = 104.575 kPa 2

塔釜压力 Pw ? 101.325 ? 25 ? 0.5 ? 113.825 kPa 提馏段平均压力 Pm ' ? 2.3.2 操作温度计算 因该精馏塔操在常压下操作,并且两组分的物理化学性质,特别是两组分 的化学结构比较接近,所以该混合物为完全理想体系。[4] 依据操作压力,由泡点方程通过试差法计算出泡点温度,利用安托尼方程 计算,计算结果如下: 塔顶温度 t D = 80.39 ?C 进料板温度 t F = 92.83 ?C 塔釜温度 tw ? 108.521?C
tD ? tF 80.39 ? 92.83 = = 86.61 ?C 2 2 108.521 ? 92.830 提馏段平均温度 t m ' ? ? 100.676?C 2
107.825?113.825 ? 110.825kPa 2

精馏段平均温度 t m =

2.3.3 平均摩尔质量计算 塔顶气、液混合物平均摩尔质量: 由 x D = y1 = 0.983 , 查汽液平衡曲线图 2.1,得 x1 = 0.959
M VDm = 0.983 ? 78 + 0.017 ? 92 = 78.238 kg / kmol M LDm = 0.959 ? 78 + 0.041? 92 = 78.574 kg / kmol

塔底气、液混合物平均摩尔质量: 由 Xw ? 0.047 查平衡曲线,得 yw ? 0.109

MVWm ? 78 ? 0.109 ? 92 ? 0.891 ? 90.474kg / kmol

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MLWm ? 0.047 ? 78 ? 0.953 ? 92 ? 93.342kg / kmol

进料板气、液混合物平均摩尔质量: 由图解法求理论板图 2.2, 得 yF ? 0.774 查气液平衡曲线图 2.1,得 xF ? 0.581 。
M VFm = 0.774 ? 78 + 0.226 ? 92 = 81.164 kg / kmol M LFm = 0.581? 78 + 0.419 ? 92 = 83.866 kg / kmol

精馏段气、液混合物平均摩尔质量:
M Vm = M VDm + M VFm 78.238 ? 81.164 = = 79.701 kg / kmol 2 2 M LDm + M LFm 78.574 ? 83.866 = = 81.220kg / kmol 2 2

M Lm =

提馏段气、液混合物平均摩尔质量:
M VWm ? M VFm 90.474 ? 81.164 ? ? 85.819kg / kmol 2 2 M ? M LFm 91.342 ? 83.866 MLm? = LWm ? ? 87.604kg / kmol 2 2 MVm? ?

2.3.4 平均密度计算 ①气相平均密度
ρ Vm = ρ? = Vm

由理想气体状态方程计算,即

Pm M Vm 104.575 ? 79.701 = = 2.787 kg / m3 RTm 8.314 ? ? 86.61+ 273.15? ? Vm Pm M? 110.825 ? 85.819 = = 3.060kg / m3 ? RTm 8.314 ? ?100.676 + 273.15 ?

②液相平均密度
1 = ? Wi /ρi ρm

液相平均密度依下式计算,即

塔顶液相平均密度: t D = 80.39 ?C ,查有机液体相对密度共线图得
ρ A = 812.5 g / m3 , ρ B = 802.5 kg / m3

ρLDm ?

1 ? 812.298kg / m3 0.98 / 812.5 ? 0.02 / 802.5
13

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进料板液相平均密度: t F = 92.83?C ,查有机液体相对密度共线图得
ρA = 800 kg / m3 , ρB = 792.5 kg / m3

进料板液相的质量分数为
wA = 0.581? 78 = 0.540 0.581? 78 + 0.419 ? 92 1 = 796.532?kg / m3 0.540 / 800 + 0.460 / 792.5

ρ LFm =

精馏段液相平均密度为
ρLm = ρLDm + ρLFm 812.298 + 796.532 = = 804.415 kg / m3 2 2

塔釜液相平均密度: tm? ? 108.521?C 查有机液体相对密度共线图得
ρ A? ? 781.2kg / m3 , ρ B = 781.0 kg / m3

? LWm ?

1 ? 781.009kg / m3 0.047 ? 781.2 ? 0.953 ? 781.0

提留段的平均密度为:
ρ + ρLFm 781.009 ? 796.532 ρLm? = LWm ? ? 788.771 kg / m3 2 2

2.3.5 液体平均表面张力 液相平均表面张力依下式计算,即
σL m = ? α ? σ i
i

塔顶液相平均表面张力: t D = 80.39?C ,查有机液体表面张力共线图得:
σ A = 21.2 ?10-3 N / m , σ B = 21.4 ?10-3 N / m σ LDm = 0.983 ? 21.2 + 0.017 ? 21.4 = 21.203 (?10-3 N / m)

进料板液相平均表面张力: t F = 92.83?C ,查有机液体表面张力共线图得:
σ A = 19.8 ?10-3 N / m , σ B = 20.2 ?10-3 N / m σ LFm = 0.581?19.8 + 0.419 ? 20.2 = 19.968 (?10-3 N / m)

精馏段液相平均表面张力为
σ Lm = σ LDm + σ LFm 21.203 +19.968 = = 20.586(?10-3 N / m) 2 2

塔釜液相平均表面张力
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由 tm? ? 108.521?C ,查手册得
σ A? = 17.92 ?10-3 N / m , σ B? = 18.68 ? 10-3 N / m

σ LWm = 0.047 ?17.92 + 0.953 ?18.68 = 18.644(?10-3 N / m)

提馏段液相平均表面张力
σ + σLFm 18.644 ? 19.968 σ Lm? = LWm = = 19.306(?10-3 N / m) 2 2

2.3.6 液相平均粘度 液相平均粘度依下式计算,即 μ LDm = ? x i u i 塔顶液相平均粘度: t D = 80.39?C ,查液体粘度共线图得:
μ A = 0.300?mPa ? s,μ B = 0.330?mPa ? s

计算得: μ LDm = 0.983 ? 0.300 + 0.017 ? 0.330 = 0.301 mP ? s 进料板液相平均粘度: t F = 92.83?C ,查液体粘度共线图得:
μ A = 0.255 m Pa ? s?,?μ B = 0.290 mPa ? s

计算得: μ LFm = 0.581? 0.255 + 0.419 ? 0.290 = 0.270 mPa ? s 精馏段液相平均粘度为:
μ Lm = μ LDm + μ LFm 0.301+ 0.270 = = 0.286 mPa ? s 2 2

塔釜液相平均粘度 由 tm? ? 108.521?C ,查手册得 ?A? = 19.8 ?10-3 N / m , ?B? = 24.0 ?10-3 N / m

?LWm = 0.047 ?19.8 + 0.953 ? 24.0 = 23.803(?10-3 N / m)
提馏段液相平均粘度为

?Lm? =

?LWm + ?LFm
2

=

23.803 + 27.0 = 25.401(?10-3 N / m) 2

2.4 精馏塔的塔体工艺尺寸计算
2.4.1 塔径的计算 ① 最大空塔气速和空塔气速

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最大空塔气速计算公式: u max = C 精馏段的气、液相体积流率为:
Vs =

ρL - ρV ρV

VM Vm 78.913 ? 79.701 = = 0.627m 3 / s 3600ρ Vm 3600 ? 2.787 LM Lm 48.851? 81.220 = = 1.37 ?10-3 m 3 / s 3600ρ Lm 3600 ? 804.415

Ls =

提馏段的气,液相体积流率为
Vs? = L? = s V?M? 78.913 ? 85.819 Vm = = 0.615m3 / s 3600ρ? 3600 ? 3.060 Vm L?M? 48.851?101.544 Lm = = 1.747 ?10-3 m3 / s 3600ρ? 3600 ? 788.771 Lm

精馏段塔径 式中 C 由式 C = C20 ( 坐标为 :
Ls ρ Lm 1/2 1.37 ?10?3 ? 3600 804.415 1/2 ( ) = ?( ) = 0.037 Vs ρ Vm 0.627 ? 3600 2.787

σ Lm 0.2 ) 计算,其中的 C20 由史密斯关联图查取,图的横 20

取板间距 HT = 0.45m ,板上液层高度 h L = 0.05 m ,则
HT - h L = 0.45 - 0.05 = 0.4 m

由史密斯关联图查得 C20 = 0.085
C = C20 (
u max = C

σ Lm 0.2 20.586 0.2 ) = 0.085 ? ( ) = 0.0855 20 20
ρ Lm - ρ Vm 804.415 - 2.787 = 0.0855 ? = 1.450 m / s ρ Vm 2.787

取安全系数为 0.6 ,则空塔气速为 :
u = 0.6u max = 0.6 ?1.450 = 0.870 m / s

②塔径

D=

4Vs 4 ? 0.627 = = 0.958 m πu 3.14 ? 0.870

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按标准塔径圆整后为 D =1.0m 塔截面积为 AT =
π 2 π D = ?1.02 = 0.785?m2 4 4
Vs 0.627 = = 0.799?m / s A T 0.785

气体的实际气速: u = 提馏段塔径

L? ρ? 1/2 1.747 ?10?3 ? 3600 788.771 1/2 s ( Lm ) = ?( ) = 0.046 ? ρ? Vs Vm 0.615 ? 3600 3.060

取板间距 H ?T ? 0.45m, 板上层液高度h?L=0.07m 则 H ?T ? h?L ? 0.38m ,查图得 C? =0.08 。又 σ Lm? =19.306(?10-3 N / m) 20
C? = C? ( 20
u? = C? max

σ? 0.2 19.306 0.2 Lm ) = 0.08 ? ( ) = 0.0794 20 20
ρ? - ρ? 788.771 ? 3.060 Lm Vm = 0.0794 ? = 1.272 m / s ρ? 3.060 Vm

取安全系数为 0.75,则空塔气速为
u? = 0.6u? = 0.6 ?1.272 = 0.763 m / s max

塔径 D? =

4Vs? 4 ? 0.615 = = 1.013m πu? 3.14 ? 0.763

按标准塔径圆整后为 D? =1.1m 塔截面积为 A? = T
π 2 π D? = ?1.12 = 0.950m 2 4 4
Vs? 0.615 = = 0.647?m / s A? 0.950 T

气体的实际气速: u? =

2.4.2 精馏塔有效高度的计算 精馏段有效高度为
Z精 = (N精 -1)HT = (13-1) ? 0.45 = 5.4m

提馏段有效高度为
Z提 = (N提 -1)H T = (12 -1) ? 0.45 = 4.95 m

在精馏段、提馏段各设一人孔,其高度均为 0.8 m 故精馏塔的有效高度为
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Z = (Z精 + Z提 ) + 0.8 ? 2 = 5.4 + 4.95 + 0.8 ? 2 = 11.95 m

板式塔总塔高度按下式计算:
H ? (n ? nF ? np ? 1) ? HT ? nFHF ? npHP ? HD ? HB ? H 1 ? H 2

式中

H —— 塔高,m; n —— 实际塔板数; nF——— 进料板数; HF——进料板处板间距,m;

np ——人孔数;
HB ——塔底空间高度,m; HP ——设人孔出的板间距,m; HD ——塔顶空间高度,m; H 1 ——封头高度,m; H 2 ——裙座高度,m
H ? (25 ? 1 ? 2 ? 1) ? 0.45 ? 0.5 ? 2 ? 0.6 ? 1.8 ? 0.45 ? 1.0 ? 0.48 ? 2.5

?1 5 . 9 4 m

2.5 塔板主要工艺尺寸的计算
2.5.1 溢流装置计算 1.精馏段: 因塔径 D =1.0 m ,可选用单溢流弓形降液管,采用凹形受液盘。各项计算 如下: ①堰长 l w 取 lw = 0.66D = 0.66 ?1.0 = 0.66 m

②溢流堰高度 h w 由 h w = h L - h ow ,堰上液层高度 h ow 由下式计算,即
h ow = 2.84 L s 2/3 E( ) 1000 l w

近似取 E = 1 ,
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则 h ow =

2.84 Ls 2/3 2.84 1.37 ?10-3 ? 3600 2/3 E( ) = ?1? ( ) = 0.011 m 1000 l w 1000 0.66

取板上清液层高度 h L = 0.05 m 故 h w = h L - h ow = 0.05 - 0.011 = 0.039m ③弓形降液管宽度 w d 和截面积 A f 由
lw 0.66 = =0.66 , 查 弓 形 降 液 管 的 宽 度 与 面 积 图 , 得 D 1

w Af = 0.072 , d = 0.124 AT D
A f = 0.072A T = 0.072 ? 0.785 = 0.057 m 2 w d = 0.124D = 0.124 m

依下式验算液体在降液管中停留时间,即
θ= 3600A f H T 3600 ? 0.057 ? 0.45 = = 18.723 s ? 5 s Ls 1.37 ?10?3 ? 3600

故降液管设计合理。 ④降液管底隙高度 h 0
ho = Ls 3600l w u? o

取降液管底隙的流速 u? = 0.08 m / s ,则
ho = Ls 3600 ? 1.37 ? 10 ?3 = = 0.026m 3600l w u ? 3600 ? 0.66 ? 0.08 o

h w - h o = 0.039 - 0.026 = 0.013 m > 0.006 m

故降液管底隙高度设计合理。 2.提馏段: (1)堰长 l w 取 l? ? 0.66 D? ? 0.66 ?1.1 ? 0.726m w (2)溢流堰高度 h?w ? h?L ? h?ow

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选用平直堰,堰上液层高度 h?ow ? 2.84 ? E ? ? (

L?s 2/3 ) /1000 l ?w

1.747 ?10?3 ? 3600 2/3 近似取 E? ? 1 ,则 h?ow ? 2.84 ?1? ( ) /1000 ? 0.012m 0.726

取板上清液层高度 h?L ? 50mm ,故 h?w ? h?L ? h?ow ? 0.05 ? 0.012 ? 0.038m (3)弓形降液宽度 W ?d 和截面积 A?f 由
l? 0.726 w = =0.66 , 查 弓 形 降 液 管 的 宽 度 与 面 积 图 , 得 D? 1.1

w? A? f = 0.072 , d = 0.124 A? D? T

故 A? ? 0.072 ? A?T ? 0.072 ? 0.950 ? 0.068m2 f
W ?d ? 1.1? 0.124 ? 0.136m

依下式验算液体在降液管中停留时间,即
θ? = 3600A? H? 3600 ? 0.068 ? 0.45 f T = = 17.516 s ? 5 s L? 1.747 ?10?3 ? 3600 s

故降液管设计合理 (4)降液管底隙高度 h? = o
L? s ,取 u? ? 0.10m / s o 3600l? u ? w o

则 h? = o

1.747 ?10?3 ? 3600 ? 0.023m 3600 ? 0.66 ? 0.10

h? - h? = 0.038 - 0.026 = 0.012m > 0.006 m w o

故降液管底隙高度设计合理。 2.5.2 塔板布置 取边缘区宽度 Wc ? 0.06m, 破沫区宽度WS ? 0.07m。 开孔区面积 A a 按下式计算,即
πr 2 x A a = 2(x r - x + arcsin ) 180 r
2 2

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x=

D 1 - (Wd + Ws ) = -(0.124 + 0.07) = 0.306m 2 2 D 1 - Wc = - 0.06 = 0.440m 2 2
π ? 0.442 0.306 arcsin ) = 0.524 m 2 0 180 0.44

其中,
r=

故 A a = 2 ? (0.306 ? 0.4402 - 0.3062 +

本例所处理的物系无腐蚀,可选用 ? =3mm 碳钢板,去筛孔直径 d0=5mm , 筛孔按正三角形排列,取孔中心距 t=3d0=15mm ,筛孔数目 n 为
n=1.155 ? Aa 0.524 =1.155 ? =2690个 2 t 0.0152
2 2

? d0 ? ? 0.005 ? 开孔率为 ? =0.907 ? ? ? =0.907 ? ? ? =10.1% ? t ? ? 0.015 ?

气孔通过阀孔的气速为 u 0=

Vs 0.627 = =11.847m/s A0 0.101? 0.524

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第三章 塔的流体力学校验
3.1 校核
3.1.1 精馏段 塔板压降 ①干板阻力 h c 计算 干板阻力 h c 由 h c = 0.051? (
u 0 2 ρ Vm ) ?( ) 计算 c0 ρ Lm

do 5 = = 1.67 ,由干板孔系数图查得, co = 0.772 δ 3 11.847 2 2.787 故 h c = 0.051? ( ) ?( ) = 0.042m 0.772 804.415

②气体通过液层的阻力 h l 计算 气体通过液层的阻力 h l 由式 h l = βh L 计算

ua =

Vs 0.627 = = 0.861m / s A T - A f 0.785 ? 0.057

Fo = u a ρ Vm = 0.861 2.787 = 1.437 kg1/2 / (s ? m1/2 )

由充气系数 β 和动能因子 Fo 间的关系图,得 β = 0.61 故 h l = βh L = 0.61? 0.05 = 0.031m 液柱 ③液体表面张力的阻力 h σ 计算 液体表面张力所产生的阻力 h σ 由式 h σ =
4σ Lm 计算,即 ρ Lm gd o

hσ =

4σ Lm 4 ? 20.586 ?10-3 = = 0.002m 液柱 ρ Lm gd o 804.415 ? 9.81? 0.005

气体通过每层塔板的液柱高度 h p 可按下式计算,即
h p = h c + h l + h σ = 0.042 + 0.031+ 0.002 = 0.075m 液柱

气体通过每层塔板的压降为

22

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ΔPp = h pρLm g = 0.075 ? 804.415 ? 9.81 = 591.848 Pa < 0.7 kPa (设计允许值)

3.1.2 液面落差 对于筛板塔,液面落差很小,且本设计的塔径和液流量均不大,故可忽略 液面落差的影响。 3.1.3 液沫夹带
5.7 ? 10-6 ? u α ? ev = 液沫夹带量由式 ? ? 计算,其中 hf ? 2.5hL 即 σ ? HT - h f ?
3.2

ev =

5.7 ?10-6 0.861 ( )3.2 = 6.174 ?10-3 kg液 / kg气 < 0.1 kg液 / kg气 -3 20.586 ?10 0.45 - 0.125

故在本设计中液沫夹带量 e v 在允许范围内。 3.1.4 漏液 对筛板塔,漏液点气速 u 0,min 可由下式计算,

u 0,min = 4.4Co (0.0056 + 0.13h l - h σ )ρ Lm / ρ Vm u 0,min = 4.4 ? 0.772 (0.0056 + 0.13 ? 0.05 - 0.002) ? 804.415 / 2.787 = 5.800 m / s
实际孔速 u 0 = 11.847 m / s > u 0,min 稳定系数为 K =
u0 u 0,min = 11.847 = 2.043 > 1.5 5.800

故在本设计中无明显漏液。 3.1.5 液泛 为防止塔内发生液泛,降液管内液层高 H d 应服从下式的关系,即
Hd ? (HT + h w )

苯-甲苯物系属一般物系,取 ? = 0.5 ,则

? (HT + h w ) = 0.5 ? (0.45 + 0.039) = 0.245 m
而 Hd = h p + h L + h d 板上不设进口堰, h d 可由式 h d = 0.153(u? )2 计算,即 o
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h d = 0.153(

LS 1.37 ?10?3 2 ) = 0.153(u? )2 = 0.153 ? ( ) = 9.752 ?10-4 m 液柱 o lwh0 0.66 ? 0.026

Hd = 0.075 + 0.05 + 9.752 ?10-4 = 0.126 m < 0.245m 液柱

H d ? ? (HT + h w ) ,故在本设计中不会发生液泛现象。

提馏段塔板压降 ①干板阻力 h ? 计算 c 干板阻力 h ? 由 h? = 0.051? ( c c
u? 2 ρ? 0 ) ? ( Vm ) 计算 c? ρ? 0 Lm

d? 5 o = = 1.67 ,由干板孔系数图查得, c? = 0.772 o δ? 3 11.847 2 3.060 故 h c = 0.051? ( ) ?( ) = 0.047m 0.772 788.771

②气体通过液层的阻力 h ? 计算 l 气体通过液层的阻力 h ? 由式 h? = β?h? 计算 l l L
Vs? 0.615 = = 0.697m / s A? - A? 0.950 ? 0.068 T f

u? = a

Fo? = u? ρ? = 0.697 ? 3.060 = 1.219 kg1/2 / (s ? m1/2 ) a Vm

由充气系数 β ? 和动能因子 Fo? 间的关系图,得 β? = 0.64 故 h? = β?h? = 0.64 ? 0.05 = 0.032m 液柱 l L ③液体表面张力的阻力 h ? 计算 σ 液体表面张力所产生的阻力 h ? 由式 h σ = σ
4σ? Lm 计算,即 ρ? gd? Lm o

h? = σ

4σ? 4 ?19.306 ?10-3 Lm = = 0.002m 液柱 ρ? gd? 788.771? 9.81? 0.005 Lm o

气体通过每层塔板的液柱高度 h ?p 可按下式计算,即
h? = h? + h? + h? = 0.047 + 0.032 + 0.002 = 0.081m 液柱 p c l σ

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气体通过每层塔板的压降为
? ΔPp = h? ρ? g = 0.081? 788.771? 9.81 = 626.765 Pa < 0.7 kPa (设计允许值) p Lm

液面落差 对于筛板塔,液面落差很小,且本设计的塔径和液流量均不大,故可忽略 液面落差的影响。 液沫夹带
5.7 ? 10-6 ? u ? ? α 液沫夹带量由式 e?v = ? ? 计算,其中 ? ? - h? ? σ ? HT f
3.2

h?f ? 2.5h?L ? 2.5 ? 0.05 ? 0.125m 即
e? = v 5.7 ?10-6 0.697 ( )3.2 = 3.392 ?10-3 kg液 / kg气 < 0.1 kg液 / kg气 -3 19.306 ?10 0.45 - 0.125

故在本设计中液沫夹带量 e v 在允许范围内。 漏液 对筛板塔,漏液点气速 u ? 可由下式计算, 0,min

? ? ? ? ? u? 0,min = 4.4Co (0.0056 + 0.13h l - h σ )ρ Lm / ρ Vm u? 0,min = 4.4 ? 0.772 (0.0056 + 0.13 ? 0.05 - 0.002) ? 788.771/ 3.060 = 5.481 m / s

实际孔速 u? = 11.847 m / s > u? 0 0,min 稳定系数为 K =
u? 11.847 0 = = 2.161 > 1.5 u? 5.481 0,min

故在本设计中无明显漏液。 液泛 为防止塔内发生液泛,降液管内液层高 H? 应服从下式的关系,即 d
H? ? (H? + h? ) d T w

苯-甲苯物系属一般物系,取 ? ? = 0.5 ,则

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? ?(H? + h?w ) = 0.5 ? (0.45 + 0.038) = 0.244 m T
而 H? = h ? + h ? + h ? d p L d 板上不设进口堰, h ? 可由式 h? = 0.153(u? )2 计算,即 d o d
h? = 0.153( d L?S 1.747 ?10?3 2 ) = 0.153(u? ) 2 = 0.153 ? ( ) = 2, 026 ?10-3 m 液柱 o l ?wh?0 0.66 ? 0.023

H? = 0.081+ 0.05 + 2.026 ?10-3 = 0.133m < 0.244m 液柱 d

H? ? ? ?(H? + h? ) ,故在本设计中不会发生液泛现象 d T w

3.2 负荷性能图计算
精馏段
3.2.1 漏液线 由 u 0,min = 4.4Co (0.0056 + 0.13h l - h σ )ρ Lm / ρ Vm , u 0,min =
2.84 Ls 2/3 E( ) 得: 1000 l w
2.84 Ls 2/3 E( ) ]- h σ }ρ Lm / ρ Vm 1000 L w 2.84 3600LS 2/3 ?( ) ]- 0.002}? 804.415 / 2.787 1000 0.66

Vs,min Ao



h L = h w + h ow , h ow =

Vs,min = 4.4co A o {0.0056 + 0.13 ? [h w +

Vs,min = 4.4 ? 0.772 ? 0.101? 0.524 {0.0056 + 0.13 ? [0.039 +

整理得 Vs,min = 0.180 2.502 + 34.483Ls 2/3 在操作范围内, 任取几个 L s 值, 依上式计算出 Vs 值, 计算结果列于下表 3-1。 表 3-1 L s ~ Vs 值
Ls / (m3 / s)

0.0006 0.298

0.0015 0.308

0.003 0.321

0.0045 0.332

Vs / (m3 / s)

由上表数据即可作出漏液线。

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3.2.2 液沫夹带线 以 e v = 0.1 kg液 / kg气 为限,求 Vs - L s 关系如下:
ev = ua 5.7 ?10-6 ( )3.2 σ Lm HT - h f

由 ua =

Vs Vs = = 1.374 Vs A T - A f 0.785 - 0.057

h f = 2.5(h w + h ow )

2.84 3600Ls 2/3 ?( ) = 0.880Ls 2/3 1000 0.66 h f = 0.098 + 2.200Ls 2/3 h ow =
H T - h f = 0.352 - 2.200L s 2/3

ev =

ua 5.7 ?10-6 5.7 ?10-6 1.374Vs 3.2 ( )3.2 = ( ) -3 2/3 σ Lm HT - h f 20.586 ?10 0.352-2.200 Ls

Vs ? 1.614 ?10.086Ls 2/3
在操作范围内, 任取几个 L s 值, 依上式计算出 Vs 值, 计算结果列于下表 3-2。 表 3-2 L s ~ Vs 值
Ls / (m3 / s) Vs / (m3 / s)

0.0006 1.542

0.0015 1.482

0.003 1.404

0.0045 1.339

由上表数据即可作出液沫夹带线。 3.2.3 液相负荷下限线 对于平直堰,取堰上液层高度 h ow = 0.006m 作为最小液体负荷标准。由下 式得 :
h ow = 2.84 3600Ls 2/3 E( ) = 0.006 1000 0.66 0.006 ?1000 3/2 0.66 ) ?( ) = 5.630 ?10-4 m3 / s 2.84 3600

取 E = 1 ,则
Ls,min = (

据此可作出与气体流量无关的垂直液相负荷下限线。

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3.2.4 液相负荷上限线 以 θ = 4s 作为液体在降液管中停留时间的下限
θ= Af HT AH 0.057 ? 0.45 = 4 , Ls,min = f T = = 6.413 ?10-3 m3 / s Ls 4 4

据此可作出与气体流量元关的垂直液相负荷上限线。 3.2.5 液泛线 令 H d = ? (H T + h w ) , H d = h p + h L + h d , h p = h c + h l + h σ

h l = βh L , h L = h w + h ow 得 ? ? 0.62
联立得

? HT + ? β - 1 ) h ( w

= + 1 ) h w + hc + h σ + h β( o l

忽略 h σ ,将 h ow 与 L s , H d 与 L s , h c 与 Vs 的关系式代人上式,并整理得
aVs 2 = b - cL2s - dL2/3 s

其中: a =

0.051 ρ Vm ( ) , b = φHT + (φ -β -1)h w , c = 0.153 / (l w h o ) 2 (A o co ) 2 ρ Lm 3600 2/3 ) lw

d = 2.84 ?10-3 E(1+ β)(

a=

0.051 ρ Vm 0.051 2.787 ( )= ( ) = 0.106 2 2 (A o co ) ρ Lm (0.101? 0.524 ? 0.772) 804.415

b = φH T + (φ - β -1)h w = 0.5 ? 0.45 + (0.5 - 0.62 -1) ? 0.039 = 0.181 c = 0.153 / (l w h o ) 2 = 0.153 = 519.585 (0.66 ? 0.026) 2 3600 2/3 3600 2/3 ) = 2.84 ?10-3 ? (0.62 +1) ? ( ) = 1.426 lw 0.66

d = 2.84 ?10-3 E(1+ β)(

整理,得 Vs2 = 1.708 - 4901.745L2s -13.453L2/3 s 在操作范围内, 任取几个 L s 值, 依上式计算出 Vs 值, 计算结果列于下表 3-3。

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表 3-3 L s ~ Vs 值
Ls / (m3 / s) Vs / (m3 / s)

0.0006 1.611

0.0015 1.521

0.003 1.384

0.0045 1.242

由上表数据即可作出液泛线。 根据以上各线方程,可作出筛板塔的负荷性能图,如图 3.1 所示。

图 3.1 塔板负荷性能图

提馏段
3.2.6 操作线 在图 3.1 上,作出操作点 A ,连接 OA ,即作出操作线。 由图 3.1 可知: 1. 在任务规定的气液负荷下的操作点 ,处在适宜的操作区域内。 2. 设计供板上限由液泛线控制,下限由漏夜线控制。 3. 按照固定的气液比,由图可查得塔板的气液负荷上限。
Vs.max = 1.415m3 / s ,气液负荷下限 V?s.min = 0.316m3 / s

操作弹性:

Vs,max Vs,min

=

1.415 = 4.478 0.316

提馏段漏液线

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由 u? = 4.4Co (0.0056 + 0.13h? - h? )ρ? / ρ? , u ? 0,min l σ Lm Vm 0,min =
h L = h w + h ow , h? = ow

? Vs,min , A? o

L? 2.84 E?( s ) 2/3 得 1000 l? w
L? 2.84 E?( s ) 2/3 ]- h? }ρ? / ρ? σ Lm Vm 1000 L? w 2.84 3600L?S 2/3 ?( ) ]- 0.002}? 788.771/ 3.060 1000 0.66

? Vs,min = 4.4c? A? {0.0056 + 0.13 ? [h?w + o o

? Vs,min = 4.4 ? 0.772 ? 0.101? 0.524 {0.0056 + 0.13 ? [0.038 +

? 整理得 Vs,min = 0.180 2.201+ 29.489L? 2/3 s

在操作范围内,任取几个 L? 值,依上式计算出 Vs? 值,计算结果列于下表 s 3-1。 表 3-1 L s ~ Vs 值
L? / (m3 / s) s Vs? / (m3 / s)

0.0006 0.279

0.0015 0.290

0.003 0.302

0.0045 0.312

由上表数据即可作出漏液线。 液沫夹带线 以 e? = 0.1 kg液 / kg气 为限,求 Vs? - L? 关系如下: v s
e? = v u? 5.7 ?10-6 a ( )3.2 σ Lm H? - h ? T f

由 u? = a

Vs? Vs? = = 1.134 Vs? A? - A? 0.950 - 0.068 T f

h f = 2.5(h? + h? ) w ow

2.84 3600L? 2/3 s ?( ) = 0.826Ls 2/3 1000 0.726 h ? = 0.095 + 2.065L?s 2/3 f h? = ow
H? - h ? = 0.355 - 2.065L? 2/3 T f s

30

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e? = v

u? 5.7 ?10-6 5.7 ?10-6 1.134V ?s 3.2 a ( )3.2 = ( ) -3 σ? H? - h ? 19.306 ?10 0.355-2.065L?s 2/3 Lm T f

V ?s ? 1.933 ?11.243L?s 2/3
在操作范围内, 任取几个 L s 值, 依上式计算出 Vs 值, 计算结果列于下表 3-2。 表 3-2 L s ~ Vs 值
Ls / (m3 / s) Vs / (m3 / s)

0.0006 1.853

0.0015 1.786

0.003 1.699

0.0045 1.627

由上表数据即可作出液沫夹带线。 液相负荷下限线 对于平直堰,取堰上液层高度 h? = 0.006m 作为最小液体负荷标准。由下 ow 式得 :
h? = ow 2.84 3600Ls 2/3 E( ) = 0.006 1000 0.726 0.006 ?1000 3/2 0.726 ) ?( ) = 6.193 ?10-4 m3 / s 2.84 3600

取 E = 1 ,则
L? = ( s,min

据此可作出与气体流量无关的垂直液相负荷下限线。 液相负荷上限线 以 θ = 4s 作为液体在降液管中停留时间的下限
θ? = A? H? A? H? 0.068 ? 0.45 f T = 4 , L? = f T = = 7.650 ?10-3 m3 / s s,min L? 4 4 s

据此可作出与气体流量元关的垂直液相负荷上限线。 液泛线 令 H? = ? ?(H? + h? ) , H? = h? + h? + h? , h p = h? + h? + h? d p L d c l σ d T w

h? = β?h? , h? = h? + h? 得 ? ? ? 0.64 l L L w ow
联立得

? ?H? + ? ? β? - 1 )?h ( T w

? c = ? + 1 )?h w + h ?+ h? + h β( o l σ

忽略 h ? ,将 h? 与 L? , H? 与 L? , h ? 与 Vs? 的关系式代人上式,并整理得 σ s d s c ow

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a ?Vs?2 = b? - c?L?2 - d?L?2/3 s s

其中: a ? =

0.051 ρ? ( Vm ) , b? = φ?H? + (φ? -β? -1)h? , c? = 0.153 / (l? h? ) 2 w o T w 2 (A? c? ) ρ? o o Lm 3600 2/3 ) l? w

d? = 2.84 ?10-3 E?(1+ β?)(

将有关的数据代入,得:
a? = 0.051 ρ? 0.051 3.060 ( Vm ) = ( ) = 0.119 2 2 (A? c? ) ρ? (0.101? 0.524 ? 0.772) 788.771 o o Lm

b? = φ?H? + (φ? - β? -1)h ?w = 0.5 ? 0.45 + (0.5 - 0.64 -1) ? 0.038 = 0.182 T c? = 0.153 / (l?w h ? ) 2 = o 0.153 = 429.409 (0.726 ? 0.026) 2 3600 2/3 3600 2/3 ) = 2.84 ?10-3 ? (0.64 +1) ? ( ) = 1.354 l? 0.726 w

d? = 2.84 ?10-3 E?(1+ β?)(

整理,得 Vs?2 = 1.529 - 3608.479L?2 -11.378L?2/3 s s 在操作范围内, 任取几个 L s 值, 依上式计算出 Vs 值, 计算结果列于下表 3-3。

表 3-3 L s ~ Vs 值
Ls / (m3 / s) Vs / (m3 / s)

0.0006 1.447

0.0015 1.373

0.003 1.260

0.0045 1.146

由上表数据即可作出液泛线。 根据以上各线方程,可作出筛板塔的负荷性能图,如图 3.2 所示。

32

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图 3.2 塔板负荷性能图 操作线 在图 3.2 上,作出操作点 A ,连接 OA ,即作出操作线。 由图 3.2 可知: 4. 在任务规定的气液负荷下的操作点 ,处在适宜的操作区域内。 5. 设计供板上限由液泛线控制,下限由漏夜线控制。 6. 按照固定的气液比,由图可查得塔板的气液负荷上限。
? Vs.max = 1.422m3 / s ,气液负荷下限 V?s?. in = 0.303m3 / s m

操作弹性:

? Vs,max 1.422 = = 4.693 Vs,? in 0.303 m

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第四章 塔附属设备选型及计算
4.1 再沸器(蒸馏釜)
该设备是用于加热塔底料液合之部分气化提供蒸馏过程所需要的热量的热 交换设备,常用的有以下几种:内置式再沸器,釜式再沸器,虹式再沸器,强 制循环式再沸器。综合考虑其生产的传热条件及经济效率选择虹式再沸。

4.2 塔顶回流冷凝器
塔顶回流冷凝器通常是采用管壳式换热器,有卧式、立式、或管外冷凝器等 形式。按冷凝器与塔的相对位置区分有这样的两类:整体式及自流式、强制循 环式。在这个设计的生产中,由于产量比较大,宜选用强制循环式。

4.3 进料管管径
本设计采用直管进料管,管径的计算公式 D J = 取管内流速 u F = 1.5m / s 则
DJ = 4Ls = πu F 4 ? 0.00137 = 34.110mm π ?1.5

4Ls πu

根据工艺标准,将其圆整到 DJ = 38mm

4.4 回流管管径
回流量 D = 30.062 kmol / h 又
MD = 0 . 9? 3 7 8 + ( 1 - 0 . 9 8 3 ) 8 ? ρ L D m= 8 1 2 . 2 9 8 k3g / m 92=78.238 kg/kmol

则液体流量 VH = (D ? M D ) / ρLDm = 取管内流速 u H = 1.5m / s

30.062 ? 78.238 = 8.043 ?10-4 m3 / s 812.298 ? 3600

34

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则回流管直径 D H =

4VH = πu H

4 ? 8.043 ?10-4 = 0.026m π ? 1.5

根据工艺标准,将其圆整到 DH = 30mm

4.5 塔顶蒸汽接管管径
塔顶蒸气密度 ρVm = 2.787kg / m3 则蒸汽体积流量 VV = VM D / ρVm = 取管内蒸汽流速 u V = 30m / s 则 DV =
4VV = πu V 4 ? 2215.284 = 0.723m π ?1.5 ? 3600

78.913 ? 78.238 = 2215.284kg / h 2.787

根据工艺标准,将其圆整到 DV = 1000mm

4.6 法兰
由于常压操作,所有的法兰均采用标准管法兰,平焊法兰,有不同的公称 直 径 选 用 相 应 法 兰 。 根 据 进 料 管 选 取 进 料 管 接 管 法 兰 :
P N 0 . 2 5 , DN 3 2 (。 B G 2 0 5 9 3 - 1 9 9 7 )

4.7 人孔
人孔是安装或检修人员进出塔的唯一通道。一般每隔 10~20 块塔板设 1 个 人孔,本设计的精馏塔共设 25 块,需设 2 个人孔,直径为 0.8 m ,人孔伸入塔 内部应与塔内壁修平。

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第五章 精馏塔工艺设计结果
5.1 筛板塔板工艺设计结果
表 5-1 设计计算结果汇总表 计算数据 精馏段 平均压强 平均温度 平均流量 气相 液相 实际塔板数 板间距 塔的有效高度 塔径 空塔气速 塔板溢流形式 溢流管型式 堰长 溢流装置 堰高 溢流堰宽度 降液管底隙高度 板上清液层高度 孔径 孔间距 孔数 开孔面积 筛孔气速
lw hw
Wd
Pm

项目

符号

单位
kPa

104.575 86.61 0.627 0.00137 25 0.45 11.95 1.0 0.870 单流型 弓形

tm Vs
LS
NP


m3 / s

m3 / s


m
m

HT

Z D

m
m/s

u

m
m

0.66 0.039 0.124 0.042 0.05 5.0 15 2690 0.053 11.847

m
m m

ho
hL

do

mm mm

t

n
A0


m2
m/s

uo

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塔板压降 液体在降液管中停留时间 降液管内清液层高度 液沫夹带 负荷上限 负荷下限 气液最大负荷 气液最小负荷 操作弹性

ΔP

Pa
s

591.848 14.48 0.1079 0.003415 液泛控制 漏液控制

θ
Hd

m
kg液 / kg气

ev

Vs , max
V?s, min

m3 / s m3 / s

1.405 0.312 4.503

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设计小结
经过一个星期的课程设计,终于完成了《苯----甲苯分离过程板式精馏塔》 的课程设计。总的来说,这次设计的内容不算复杂,计算量也不是很大。只要 细心地计算,一步一步的把思路缕清晰,就能够完成课程设计的任务。 万事开头难,刚开始着手计算时,思路有点混乱,不知道应该先算哪个储 料罐里的物料量。在老师详细地讲解与分析下,终于茅塞顿开。程老师仔细地 把计算过程中容易算错的位置给我们指出, 并且把工艺流程仔细地讲解了一遍。 接下来的计算可以说是游刃有余了。我们这一组的同学趁热打铁,把老师讲解 的东西巩固了一遍后就开始认真地计算了。虽然在计算的过程中仍会遇到一些 小小的困难,但是通过与同学和组员之间的讨论,问题也很快就解决了。 经过一天的认真计算,大概完成计算部分,接下来就是完成电子档部分了。 电子档部分的输入比较繁琐,还有公式的输入和排版问题。我们小组分工合作, 一部分一部分的完成,经过反复得修改,终于完成了初稿。经过老师的审阅和 指正,我们最终完成了本次课程设计的电子说明书部分。 最后就只剩下画图部分了。因为本次课程设计的任务要求是需要画一张 Auto CAD 的工艺流程图和一张手绘的流程图。 本次课程设计内容虽然不是很复杂,但是通过这次课设,仍然学到了很多 知识。非常感谢程玉洁老师在课程设计中的指导与批评. 在整个设计的过程中,同组组员齐心协力,不畏艰难,努力克服设计中遇 到的种种难题。遇到问题,我们一起参与谈论,通过查阅相关资料,请教同学, 认真地完成了本次设计。虽然在设计中也发生过计算失误,遇到了棘手的问题, 但那没有糖我们退缩,反而更加坚定了我们团结的意志,加深了我们对相关知 识的了解,提高了我们解决难题的能力,受益匪浅。 课程设计使我们收获很多:团结力量大,实践是检验真理的唯一标准。我 们做任何事情都必须抱有一个科学严谨的态度,只有这样,才能把事情做好。 这些宝贵的经验,不仅对我们的学习有很大的帮助,而且对我们将来的人生道 路奠定了坚实的基础。

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附 录
[1] 分离苯—甲苯混合物的精馏塔工艺流程图 [2] 板式精馏塔装配图

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参考文献
[1] 陈敏恒,丛德濨,方图南,齐鸣斋编.化工原理(上、下册)[M].第三版.化 学工业出版社,2006. [2] 贾绍义,柴诚敬主编.化工原理课程设计[M].天津:天津大学出版,2002. [3] 李功祥,陈兰英,崔英德主编.常用化工单元设备设计[M].广州:华南理工 大学出版,2003. [4] 阮奇,叶长,黄诗煌.化工原理优化设计与解题指南[M].北京:化学工业出 版社,2001. [5] 申近华,郝晓刚主编.化工原理课程设计[M].北京:化学工业出版社,2009.

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