化工原理課程設(shè)計任務(wù)書設(shè)計題目:分離苯—甲苯混合液的篩板精餾塔?在一常壓操作的連續(xù)精餾塔內(nèi)分離苯－甲苯混合液。已知原料液的處理量為400０kｇ/h，組成為0。41(苯的質(zhì)量分率)，要求塔頂餾出液的組成為0．９6,塔底釜液的組成為0。01。

設(shè)計條件如下:?表3—18?操作壓力進(jìn)料熱狀態(tài)回流比單板壓降全塔效率建廠地址４kＰａ(塔頂常壓)自選自選≤0。7ｋＰaEＴ=５2％天津地區(qū)試根據(jù)上述工藝條件作出篩板塔的設(shè)計計算.３。5.2設(shè)計計算１設(shè)計方案的確定?本設(shè)計任務(wù)為分離苯一甲苯混合物。對于二元混合物的分離，應(yīng)采用連續(xù)精餾流程。設(shè)計中采用泡點(diǎn)進(jìn)料，將原料液通過預(yù)熱器加熱至泡點(diǎn)后送人精餾塔內(nèi)。塔頂上升蒸氣采用全凝器冷凝，冷凝液在泡點(diǎn)下一部分回流至塔內(nèi),其余部分經(jīng)產(chǎn)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(chǎn)品經(jīng)冷卻后送至儲罐.?２精餾塔的物料衡算?（1）原料液及塔頂、塔底產(chǎn)品的摩爾分率?苯的摩爾質(zhì)量?甲苯的摩爾質(zhì)量????（２）原料液及塔頂、塔底產(chǎn)品的平均摩爾質(zhì)量

???(3）物料衡算?原料處理量?總物料衡算46。6１＝D＋Ｗ

苯物料衡算46.61×０。45=0．９66D＋０．01２W?聯(lián)立解得D=21。40kmoｌ/ｈ?W＝25。２1kｍｏl／h?３塔板數(shù)的確定?（１)理論板層數(shù)NT的求取?苯一甲苯屬理想物系,可采用圖解法求理論板層數(shù).?①由手冊查得苯一甲苯物系的氣液平衡數(shù)據(jù),繪出ｘ～ｙ圖，見圖3-２2.

②求最小回流比及操作回流比。?采用作圖法求最小回流比.在圖3－19中對角線上,自點(diǎn)e(０．45，0。45)作垂線ｅf即為進(jìn)料線（q線)，該線與平衡線的交點(diǎn)坐標(biāo)為?yｑ=０。６６7xｑ＝0．45０?故最小回流比為?取操作回流比為?③求精餾塔的氣、液相負(fù)荷????

圖3-２2圖解法求理論板層數(shù)④求操作線方程

精餾段操作線方程為?提餾段操作線方程為

⑤圖解法求理論板層數(shù)?采用圖解法求理論板層數(shù),如圖3—2２所示。求解結(jié)果為?總理論板層數(shù)ＮＴ=1２.5（包括再沸器）?進(jìn)料板位置NF=6

（２）實(shí)際板層數(shù)的求取

精餾段實(shí)際板層數(shù)5/0.５２=9。６≈１0，?提餾段實(shí)際板層數(shù)６．5/0.５2=１２。5≈１３?4精餾塔的工藝條件及有關(guān)物性數(shù)據(jù)的計算?以精餾段為例進(jìn)行計算。?（1）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(jìn)料板壓力PF=1０５．3+０。7×10=1１2．3kPa?精餾段平均壓力Pm＝（10５.3＋１12.3)／２=10８.８kPa?（２）操作溫度計算?依據(jù)操作壓力,由泡點(diǎn)方程通過試差法計算出泡點(diǎn)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(jié)果如下:

塔頂溫度ｔD＝82。1℃?進(jìn)料板溫度tF=9９。5℃?精餾段平均溫度tm＝（82.l+99.5）/２＝９0.8℃?（3)平均摩爾質(zhì)量計算?塔頂平均摩爾質(zhì)量計算?由xD=ｙ1=0．９66，查平衡曲線（見圖３—22），得x1=0.916??

進(jìn)料板平均摩爾質(zhì)量計算?由圖解理論板（見圖３-2２,得yF＝0.6０4

查平衡曲線(見圖3－２2），得ｘF＝０．388???精餾段平均摩爾質(zhì)量

?（4）平均密度計算?①氣相平均密度計算?由理想氣體狀態(tài)方程計算，即?

②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＝８2．1℃，查手冊得??進(jìn)料板液相平均密度的計算

由tF＝99．５℃，查手冊得?

進(jìn)料板液相的質(zhì)量分率??精餾段液相平均密度為?ρLm＝（８１２.5+７91．６）/２=８0２.１kg／ｍ3?（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??塔頂液相平均表面張力的計算?由tD=8２。1℃，查手冊得

σA＝21.24ｍN/mσB=21．42mＮ／ｍ?σLDm=0.９66×2１.24+(１—0．966）×２1．4２＝２1。25mN／m?進(jìn)料板液相平均表面張力的計算?由tF=９9．5℃，查手冊得

σA=18．90mＮ／mσB=２0。0mN／ｍ

σLFm＝０.38８×18.９０＋（1—0。３８8）×20.0=１９.57mN/m

精餾段液相平均表面張力為?σLm=(２1。25＋１９．５7）/2=20.４1ｍＮ/m

(６）液體平均粘度計算?液相平均粘度依下式計算，即?lｇμＬm=Σｘｉlｇμi?塔頂液相平均粘度的計算?由tD=８2。1℃，查手冊得

μＡ＝0.3０２mＰa·sμB=0．３０6mＰa·ｓ?ｌｇμLDm=０．966×ｌg（0。３02）+（1—０.966）×ｌg（0.30６)

解出μLDm=0.302ｍＰa·s

進(jìn)料板液相平均粘度的計算?由tＦ=９9.5℃,查手冊得

μA＝０．２5６ｍPa·sμＢ=0.２６5mPａ·s?ｌgμＬFｍ=０.3８8×ｌg(0。25６）+（１-０.388)×ｌg（0。265）?解出μLFm＝０。261ｍPａ·ｓ

精餾段液相平均粘度為?μＬｍ=（0.３０２+0.２6１)/２=0。２8２mPａ·ｓ?５精餾塔的塔體工藝尺寸計算?(1）塔徑的計算

精餾段的氣、液相體積流率為???由umax=C·?式中C由式3－5計算，其中的C２0由圖3—2查取，圖的橫坐標(biāo)為??取板間距HT=0。４０m，板上液層高度hL＝０.06ｍ,則?HT-ｈL=0.４－0．０6=0．３4ｍ?查圖3—２得C2０=0.072?C=０．072·?umaｘ=C·（m/s）?取安全系數(shù)為0。７,則空塔氣速為?u＝0.７×uｍax＝0．7×1.１96＝0。837m/s

Ｄ=m

按標(biāo)準(zhǔn)塔徑圓整后為D=1.0m

塔截面積為?ＡＴ=0。785D２=0.785×1．０2=０.785m２?u=VS/AＴ=0.621/０。785=0．７9１ｍ／ｓ?（２)精餾塔有效高度的計算?精餾段有效高度為?Z精＝(N精-1）HT＝（１0－1）×0.４=３.6m

提餾段有效高度為?Z提=（Ｎ提－１)ＨT=(15-1）×０。4=5。６ｍ?在進(jìn)料板上方開一人孔，其高度為0．8m

故精餾塔的有效高度為?Z=Z精+Ｚ提+0．8＝3.６+５．６+0.8=10ｍ?6塔板主要工藝尺寸的計算?（1)溢流裝置計算?因塔徑Ｄ=1．0m,可選用單溢流弓形降液管，采用凹形受液盤。各項(xiàng)計算如下：?①堰長ｌｗ?取?②溢流堰高度hｗ

由?選用平直堰，堰上液層高度hＯW由式3—7計算，即??近似取E=1,則

取板上清液層高度hL＝60mm?故?③弓形降液管寬度Wd和截面積Ａｆ?由,查圖3—10,得?依式3-1３驗(yàn)算液體在降液管中停留時間,即?＞5s?故降液管設(shè)計合理。?④降液管底隙高度ｈ0?取降液管底隙的流速,則?

>０。006m?故降液管底隙高度設(shè)計合理.?選用凹形受液盤，深度=５0mm.

（2）塔板布置?①塔板的分塊

因D≥８00ｍm,故塔板采用分塊式.查表3—７得,塔極分為3塊。

②邊緣區(qū)寬度確定?取Ｗs==０。0６5m，Wc＝0。03５m

③開孔區(qū)面積計算?開孔區(qū)面積Aa按式３—16計算，即?

其中x=Ｄ／２-（Wd+Ｗs)＝0。5—（０．1２４+０。０65）=０.３11m

r＝D/２—Ｗｃ=０。5—０。035＝０。４65m

故?④篩孔計算及其排列

本例所處理的物系無腐蝕性，可選用δ＝3mｍ碳鋼板,取篩孔直徑d0=5mｍ。?篩孔按正三角形排列,取孔中心距t為?t=3d0=3×5=15mm?篩孔數(shù)目n為??開孔率為?Φ＝A0/Aa=0．９０７／（t／ｄ0）２=10.1%?氣體通過篩孔的氣速為?篩孔氣速u0＝VS／A0＝0。６２1／（0.１01×0。53２)=１１.56m/s?7篩板的流體力學(xué)驗(yàn)算?(1）塔板壓降?①干板阻力hｃ計算?干板阻力hｃ由式３—２６計算，即

?由d０/δ=５/3=1．６7，查圖３-１4得，Ｃ0=0.7７２?故?②氣體通過液層的阻力hl計算?氣體通過液層的阻力hL由式3－３1計算，即??查圖３-15，得β＝0.６1。?故?③液體表面張力的阻力ｈσ計算

液體表面張力所產(chǎn)生的阻力ｈσ由式3－３4計算，即??氣體通過每層塔板的液柱高度ｈp可按下式計算，即?

氣體通過每層塔板的壓降為?＜０。7kPａ(設(shè)計允許值)?（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?液沫夾帶量由式3-3６計算，即?kg液／kg氣＜０。1kg液/kg氣?故在本設(shè)計中液沫夾帶量eｖ在允許范圍內(nèi)。?（4)漏液?對篩板塔，漏液點(diǎn)氣速ｕ０，max可由式3—３８計算,??實(shí)際孔速ｕ０＝１1.56m／ｓ〉u０，min?穩(wěn)定系數(shù)為K=ｕｏ／ｕ0，min＝1１．５６/5.9８5=１.93＞１。5

故在本設(shè)計中無明顯漏液。?（5）液泛?為防止塔內(nèi)發(fā)生液泛，降液管內(nèi)液層高Hd應(yīng)服從式3-46的關(guān)系，即?Ｈd≤φ(HT+ｈw)

苯一甲苯物系屬一般物系，取φ＝0．５，則?φ（HT+hw）＝0。5（0.40＋0.04７）=0．22４?而Hd=hＰ+hL+ｈd?板上不設(shè)進(jìn)口堰,hd可由式3－44計算，即?ｈd=0．1５3(u0/)２=０.153（0。０8）2=0.0０1m液柱?Ｈd＝0.08+0．06+０。001＝0.１4１ｍ液柱?Ｈd≤φ（HT+hw），故在本設(shè)計中不會發(fā)生液泛現(xiàn)象。8塔板負(fù)荷性能圖?（1)漏液線?由，?得整理得?在操作范圍內(nèi),任取幾個Ｌｓ值，依上式計算出Ｖｓ值，計算結(jié)果列于表３—19。?表３－19?Ls／（ｍ3/s）０．０00６0.00１5０．0030０．０04５Vs/(ｍ３／s）０.３０90。3１９0。3３1０.341由上表數(shù)據(jù)即可作出漏液線l。

（２）液沫夾帶線

以ｅv=０.１kg液/kg氣為限，求Vs－Ｌｓ關(guān)系如下:

由??

??在操作范圍內(nèi),任取幾個Ｌｓ值，依上式計算出Vs值，計算結(jié)果列于表3-20。?表3-20?Ls／（m3/s）0．00060.００15０.00300．0０4５Ｖs/(ｍ3/ｓ）1。2１8１。15８1.0811.01６由上表數(shù)據(jù)即可作出液沫夾帶線2。?(3)液相負(fù)荷下限線?對于平直堰，取堰上液層高度hOW=0.0０６m作為最小液體負(fù)荷標(biāo)準(zhǔn)。由式3-２１得

?據(jù)此可作出與氣體流量無關(guān)的垂直液相負(fù)荷下限線3。?（４)液相負(fù)荷上限線?以θ＝4s作為液體在降液管中停留時間的下限??據(jù)此可作出與氣體流量元關(guān)的垂直液相負(fù)荷上限線4。?（5)液泛線?令?由

?聯(lián)立得?忽略hσ，將hOW與Ｌｓ，hｄ與Ls，hc與Ｖs的關(guān)系式代人上式，并整理得??式中：?將有關(guān)的數(shù)據(jù)代入整理，得

在操作范圍內(nèi)，任取幾個Ls值,依上式計算出Vs值,計算結(jié)果列于表3—22。?表3—２2?Ls／（m3/s)０.00０6０．00150．０0３０0.004５Vｓ/（m3/s）1。１291。0911．０３３0。9７4由上表數(shù)據(jù)即可作出液泛線5。?根據(jù)以上各線方程，可作出篩板塔的負(fù)荷性能圖,如圖5—20所示。?圖３-２3精餾段篩板負(fù)荷性能圖

在負(fù)荷性能圖上,作出操作點(diǎn)Ａ，連接OA,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。由圖3-23查得?Ｖs，ｍａx=1.0７5ｍ３/sＶs,min=０。3１7m３/s?故操作彈性為Ｖs,ｍaｘ／Vs，mｉｎ=3．３９１

所設(shè)計篩板的主要結(jié)果匯總于表3—23。

表3-23篩板塔設(shè)計計算結(jié)果?序號項(xiàng)目數(shù)值序號項(xiàng)目數(shù)值1平均溫度tm,℃90。81７邊緣區(qū)寬度,m０．0352平均壓力pm，ｋPa１０８.81８開孔區(qū)面積,ｍ２０.5３２3氣相流量ＶS，(m３/s）0.６２119篩孔直徑，m0。0054液相流量LＳ，(m３/ｓ）０.00172０篩孔數(shù)目27315塔的有效高度Ｚ，m9。221孔中心距，m0.0156實(shí)際塔板數(shù)２3２2開孔