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1、 甲苯-乙苯的精餾工藝設(shè)計(jì) 合 肥 學(xué) 院HEFEI UNIVERSITY食工原理課程設(shè)計(jì)題 目: 甲苯-乙苯連續(xù)精餾塔設(shè)計(jì) 系 別: 生物與環(huán)境工程系 專 業(yè): 12食品科學(xué)與工程 學(xué) 號: 1202061011 姓 名: 方平 指導(dǎo)教師: 于宙 二零一四年十 月 二十七 日目錄第一部分 設(shè)計(jì)任務(wù)書 1、設(shè)計(jì)題目 52、設(shè)計(jì)概述 53、設(shè)計(jì)內(nèi)容 6 第二部分 精餾塔的設(shè)計(jì)1 精餾塔的物料衡算 7 1.1原料液及塔頂、塔底產(chǎn)品的摩爾分率 8 1.2原料液及塔頂、塔底產(chǎn)品的平均摩爾質(zhì)量 8 1.3物料衡算 82 塔板數(shù)的確定 9 2.1甲苯、乙苯的溫度-組成10 2.2確定操作的回流比R 11
2、2.3求操作線方程 12 2.4圖解法求理論塔板層數(shù)133 塔的操作工藝條件及相關(guān)物性數(shù)據(jù)的計(jì)算14 3.1操作壓力計(jì)算 14 3.2操作溫度計(jì)算 14 3.3平均摩爾質(zhì)量計(jì)算 15 3.4平均密度計(jì)算15 3.5液體平均表面張力計(jì)算183.6液體平均粘度計(jì)算 204 精餾塔的氣、液相負(fù)荷計(jì)算22 4.1精餾段氣、液相負(fù)荷計(jì)算224.2提餾段氣、液相負(fù)荷計(jì)算225 精餾塔的塔體工藝尺寸計(jì)算23 5.1塔徑的計(jì)算 23 5.2精餾塔有效高度的計(jì)算 256 塔板主要工藝尺寸的計(jì)算25 6.1溢流裝置計(jì)算25 6.2塔板布置277 篩板的流體力學(xué)驗(yàn)算30 7.1塔板壓降 30 7.2液面落差 32
3、7.3液沫夾帶 32 7.4漏液 33 7.5液泛 338 塔板負(fù)荷性能圖34 8.1精餾段塔板負(fù)荷性能圖35 8.2提餾段塔板負(fù)荷性能圖379 精餾塔的設(shè)計(jì)計(jì)算結(jié)果匯總一覽表4110 精餾塔接管尺寸計(jì)算42 10.1塔頂進(jìn)氣管 4210.2塔頂回流液管 4310.3進(jìn)料管4310.4塔釜出料管4310.5塔釜進(jìn)氣管4311 主要輔助設(shè)備的選型 4411.1冷凝器的設(shè)計(jì) 4411.1.1確定設(shè)計(jì)方案 4411.1.2確定物性數(shù)據(jù)4411.1.3計(jì)算熱負(fù)荷45（1）殼程液流量45（2）殼程流體的汽化潛熱45（3）熱負(fù)荷4611.1.4逆流平均溫差4611.1.5冷卻水用量 4611.1.6估算傳
4、熱面積 4711.1.7換熱器的工藝結(jié)構(gòu)尺寸4711.1.8換熱器核算4811.1.9換熱器主要結(jié)構(gòu)尺寸和計(jì)算結(jié)果5111.2再沸器的設(shè)計(jì)5211.2.1有關(guān)物性的確定5211.2.2估算傳熱面積、初選換熱器型號5311.2.3傳熱能力核算 5511.2.4循環(huán)流量的校核 61（1）計(jì)算循環(huán)推動(dòng)力61（2）循環(huán)阻力61（3）循環(huán)推動(dòng)力與循環(huán)阻力的比值 6311.2.5再熱器主要結(jié)構(gòu)尺寸和計(jì)算結(jié)果63 第三部分 其它1 對設(shè)計(jì)過程的評述、有關(guān)問題的討論和設(shè)計(jì)自我評價(jià) 642 參考文獻(xiàn) 653 致謝 664 繪制工藝流程圖、設(shè)備圖 66第一部分 設(shè)計(jì)任務(wù)書1、 設(shè)計(jì)題目：甲苯-乙苯連續(xù)精餾塔的設(shè)計(jì)
5、 2、 設(shè)計(jì)概述在化工、煉油、醫(yī)藥、食品及環(huán)境保護(hù)等工業(yè)部門，塔設(shè)備是一種重要的單元操作設(shè)備。其作用實(shí)現(xiàn)氣液相或液液相之間的充分接觸，從而達(dá)到相際間進(jìn)行傳質(zhì)及傳熱的過程。它廣泛用于蒸餾、吸收、萃取、等單元操作，在本世紀(jì)五十年代以后，隨著石油、化學(xué)工業(yè)生產(chǎn)的迅速發(fā)展，相繼出現(xiàn)了大批新型塔板，如S型板、浮閥塔板、多降液管篩板、舌形塔板、穿流式波紋塔板、浮動(dòng)噴射塔板及角鋼塔板等。篩板塔是傳質(zhì)過程常用的塔設(shè)備，是1932年提出的，當(dāng)時(shí)主要用于釀造。它的主要優(yōu)點(diǎn)有： () 結(jié)構(gòu)比浮閥塔更簡單，易于加工，造價(jià)約為泡罩塔的60，為浮閥塔的80左右。 () 處理能力大，比同塔徑的泡罩塔可增加1015。 ()
6、塔板效率高，比泡罩塔高15左右。 () 壓降較低，每板壓力比泡罩塔約低30左右。篩板塔的缺點(diǎn)是： () 塔板安裝的水平度要求較高，否則氣液接觸不勻。 () 操作彈性較小(約23)。() 小孔篩板容易堵塞。但設(shè)計(jì)良好的篩板塔仍具有足夠的操作彈性，對易引起堵塞的物系可采用大孔徑篩板，故近年我國對篩板的應(yīng)用日益增多，所以在本設(shè)計(jì)中設(shè)計(jì)該種塔型。1精餾是化工分離中經(jīng)常遇到的環(huán)節(jié)。本設(shè)計(jì)是采用篩板塔對組成結(jié)構(gòu)和性質(zhì)相似的甲苯和乙苯進(jìn)行精餾分離。本文詳細(xì)的介紹了甲苯和乙苯篩板精餾分離的設(shè)計(jì)過程，畫出了工藝流程圖和精餾塔主要設(shè)備圖形象直觀的展現(xiàn)了設(shè)計(jì)的結(jié)果。三、設(shè)計(jì)條件：(一)操作條件1、生產(chǎn)產(chǎn)量： 110
7、00 （噸/年）。2、進(jìn)料組成：甲苯、乙苯的混合溶液，含甲苯的質(zhì)量分?jǐn)?shù)為60%。3、進(jìn)料狀態(tài)： 冷液進(jìn)料 4、回流比：R=2.624 5、料液初溫 ： 20 6、冷卻水的溫度： 30 7、采用間接蒸汽加熱塔底加熱，蒸汽壓力0.5 MPa（表壓） 8、精餾塔塔頂壓強(qiáng): 4 KPa(表壓) 9、單板壓降不大于 0.7 kPa 10、分離要求：塔頂?shù)募妆胶坎恍∮?8%(質(zhì)量分?jǐn)?shù)),塔底的甲苯含量不大于2%(質(zhì)量分?jǐn)?shù))。（二）塔板類型:篩板塔（三）工作日：每年工作日為300天，每天24小時(shí)連續(xù)運(yùn)行 （四）廠址：安徽省合肥市 （五）設(shè)計(jì)內(nèi)容1. 設(shè)計(jì)說明書的內(nèi)容1） 精餾塔的物料衡算；2） 塔板數(shù)的確
8、定；3） 精餾塔的工藝條件及有關(guān)物性數(shù)據(jù)的計(jì)算；4） 精餾塔的塔體工藝尺寸計(jì)算；5） 塔板主要工藝尺寸的計(jì)算；6） 塔板的流體力學(xué)驗(yàn)算；7） 塔板負(fù)荷性能圖；8） 精餾塔接管尺寸計(jì)算；9） 主要輔助設(shè)備的選型；10） 對設(shè)計(jì)過程的評述、有關(guān)問題的討論和設(shè)計(jì)自我評價(jià)。2. 設(shè)計(jì)圖紙要求：1） 繪制生產(chǎn)工藝流程圖（A2號圖紙)；2） 繪制精餾塔設(shè)計(jì)條件圖（A1號圖紙）。 第二部分 精餾塔的設(shè)計(jì)1、 精餾塔的物料衡算表1 甲苯的物理性質(zhì)分子質(zhì)量：92.14 沸點(diǎn)：110.625溫度() 密度（kg/m3）汽化熱（KJ）比熱容Kg/(mol黏度mPa.s表面張力110780.335.2390.1860
9、.24518.41120770.032.6310.1910.22817.34130759.532.0040.1940.21316.27140748.831.3590.1980.20015.23表2 乙苯的物理性質(zhì)2分子質(zhì)量：106.17 沸點(diǎn)：136.186溫度() 密度（kg/m3）汽化熱（KJ）比熱容（Kg/(mol.)黏度mPa.s表面張力110785.837.5470.2170.27819.86120776.236.9360.2210.25918.81130766.636.3120.2250.24217.81140756.735.6420.2290.22616.82(一)、原料液及塔頂
10、、塔底產(chǎn)品的摩爾分率 甲苯的摩爾質(zhì)量MA=92.14 kg/kmol 乙苯的摩爾質(zhì)量MB=106.17 kg/kmol （二）、原料液及塔頂、塔底產(chǎn)品的平均摩爾質(zhì)量 MF=0.633592.14(10.6335)106.17=97.2820 /kmol MD=0.982692.14(10.9826)106.17=98.3841 kg/kmol MW=0.023092.14(10.0230)106.17=105.8473 kg/kmol（三）、物料衡算 對于甲苯-乙苯雙組分的連續(xù)精餾塔，根據(jù)總物料衡算及甲苯的物料衡算可求得進(jìn)料流量F及殘液流率W。 餾出液流率D= 聯(lián)立解得W=8.9803 kmo
11、l/h , F=24.6849 kmol/h以塔頂易揮發(fā)組分為主要產(chǎn)品，則回收率為式中:F、D、W分別為進(jìn)料、塔頂產(chǎn)品、塔底餾出液的摩爾流量(kmol/h),、分別為進(jìn)料、塔頂產(chǎn)品、塔底餾出液組成的摩爾分率二、塔板數(shù)的確定 表3 按托尼方程常數(shù)Antoine方程常數(shù)物質(zhì)ABC溫度范圍甲苯6.079541344.8219.4826137乙苯6.082081424.255213.0626163表4 甲苯乙苯氣液平衡2t/110.62113116119122101.3089 108.3452 117.7550 127.7931 138.4878 48.0712 51.7611 56.7318 62.
12、0770 67.8163 x1.0000 0.8755 0.7303 0.5969 0.4738 y1.0000 0.9364 0.8490 0.7530 0.6477 t/125128131134136.324149.8675 161.9614 174.7988 188.4096 199.5043 73.9700 80.5590 87.6044 95.1280 101.2991 x0.3601 0.2548 0.1571 0.0662 0.0000 y0.5327 0.4074 0.2710 0.1231 0.0000 1、甲苯、乙苯的溫度-組成 甲苯-乙苯屬理想物系，可采用圖解法求理論板層
13、數(shù)。 根據(jù)（A、B、C為Antoine方程常數(shù)由手冊已查得如表1）求得一系列溫度下甲苯和乙苯的蒸氣壓、。 再根據(jù)泡點(diǎn)方程和露點(diǎn)方程得到各組t-x(y)數(shù)據(jù)，繪出甲苯、乙苯的溫度-組成圖及平衡曲線。 圖 1 2、確定操作的回流比R 由于是飽和液體進(jìn)料， 有q=1、xq=xf=0.6335在xy圖上查得yq=0.7845。則最小回流比如下： 而一般情況下R=(1.12)Rm ,考慮到精餾段操作線離平衡線較近，故取實(shí)際操作的回流比為最小回流比的2倍。 即：R=2Rm=2.6240 圖2 3、求操作線方程 精餾段操作線方程為： 提餾段操作線方程為 （1）對于某些進(jìn)料熱狀態(tài)，當(dāng)泡點(diǎn)進(jìn)料時(shí),，則有,所以=
14、2.106, 由于68 精餾段：=X1=0.9826,y2=0.9826 X2=0.9640,y3=0.9691X3=0.9370,y4=0.9496 X4=0.8995,y5=0.9224X5=0.8495,y6=0.8862 X6=0.7871,y7=0.8410X7=0.7152,y8=0.7889 X8=0.6395,y9=0.7342提餾段：X9=0.5674,y10=0.6532 X10=0.4721,y11=0.5461X11=0.3636，Y12=0.4198 X12=0.2557,Y13=0.2941X13=0.1652,Y14=0.1886 X14=0.0994，Y15=0
15、.1120X15=0.1120,Y16=0.0620 X16=0.0304，Y17=0.0306X17=01481.5 提餾段： 實(shí)際孔速uo211.41613 m/suOM2 穩(wěn)定系數(shù)為K2=uo2/uOM2=11.41613/5.4372=2.11.5 （故在本設(shè)計(jì)中無明顯漏液）。 (五) 、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Hd(HT+hW) 苯一甲苯物系屬一般物系，取0.5，則 (HT+hW)=0.5(0.40+0.04394)=0.22197 m 而Hd=hP+hL+hd，板上不設(shè)進(jìn)口堰，本設(shè)計(jì)采用平直堰=0，hd可由計(jì)算，即 精餾段： 故Hd1=0.08953+0.
16、06+0.0009641=0.1505 m液柱 。 提餾段： 故Hd2=0.08805+0.06+0.00223=0.1503 m液柱 。 因Hd1和Hd2都小于(HT+hW),故在本設(shè)計(jì)中不會(huì)發(fā)生液泛現(xiàn)象。 通過流體力學(xué)驗(yàn)算，可認(rèn)為精餾段和提餾段塔徑及塔板各工藝結(jié)構(gòu)尺寸合適，若要做出最合理的設(shè)計(jì)，還需重選及，進(jìn)行優(yōu)化設(shè)計(jì)，在此不再贅敘。8圖8 塔板負(fù)荷性能圖Vs ,m3/sLs ,m3/s(1)霧沫夾帶線(2)液泛線(3)液相上限線(4)漏夜線(5)液相負(fù)荷下限線A Vs,minP操作點(diǎn)B Vs,maxO8、 塔板負(fù)荷性能圖塔板負(fù)荷性能圖Vs ,m3/sLs ,m3/s(1)霧沫夾帶線(2)
17、液泛線(3)液相上限線(4)漏夜線(5)液相負(fù)荷下限線A Vs,minP操作點(diǎn)B Vs,maxO（一）、精餾段塔板負(fù)荷性能圖 1、液相負(fù)荷上限線 2、液相負(fù)荷下限線 取平堰堰上液層高度m，。 3、霧沫夾帶線式中 代入數(shù)據(jù)得簡化得： 在操作范圍內(nèi)，任取幾個(gè)值，依上式算出對應(yīng)的值列于下表：0.040.030.020.010.000.120.320.530.791.23依據(jù)表中數(shù)據(jù)作出霧沫夾帶線 4、液泛線 在操作范圍內(nèi)，任取幾個(gè)值，依上式算出對應(yīng)的值列于下表：0.0100.0080.0060.0040.0020.0000.700.810.890.971.041.13 依據(jù)表中數(shù)據(jù)作出液泛線 5、漏
18、液線（氣相負(fù)荷下限線）漏液點(diǎn)氣速 ，整理得： 在操作范圍內(nèi)，任取幾個(gè)值，依上式算出對應(yīng)的值列于下表：，m3/s0.040.030.020.010.00Vs了，min，m3/s0.440.420.390.360.29依據(jù)表中數(shù)據(jù)作出漏液線 6、操作彈性 操作氣液比 操作彈性定義為操作線與界限曲線交點(diǎn)的氣相最大負(fù)荷與氣相允許最小負(fù)荷之比，即：操作彈性=將所得上述五個(gè)方程繪制成精餾段塔板負(fù)荷性能圖（二）、提餾段塔板負(fù)荷性能圖 1、液相負(fù)荷上限線 2、液相負(fù)荷下限線取平堰堰上液層高度m，。 3、霧沫夾帶線式中 代入數(shù)據(jù)得簡化得： 在操作范圍內(nèi)，任取幾個(gè)值，依上式算出對應(yīng)的值列于下表：0.040.030
19、.020.010.000.0950.290.520.781.24依據(jù)表中數(shù)據(jù)作出霧沫夾帶線 4、液泛線 在操作范圍內(nèi)，任取幾個(gè)值，依上式算出對應(yīng)的值列于下表：0.010.0080.0060.0040.0020.580.710.810.900.97 依據(jù)表中數(shù)據(jù)作出液泛線 5、漏液線（氣相負(fù)荷下限線）漏液點(diǎn)氣速 ，整理得： 在操作范圍內(nèi)，任取幾個(gè)值，依上式算出對應(yīng)的值列于下表：1040.040.030.020.010Vs了，min，m3/s0.420.400.370.330.27依據(jù)表中數(shù)據(jù)作出漏液線 將所得上述五個(gè)方程繪制成提餾段塔板負(fù)荷性能圖 6、操作彈性 操作氣液比 操作彈性定義為操作線與
20、界限曲線交點(diǎn)的氣相最大負(fù)荷與氣相允許最小負(fù)荷之比，即：操作彈性=9 圖 9 圖 10九、精餾塔的設(shè)計(jì)計(jì)算結(jié)果匯總一覽表表11 精餾塔的設(shè)計(jì)計(jì)算結(jié)果匯總一覽表項(xiàng) 目符 號單 位計(jì) 算 結(jié) 果精餾段提餾段平均壓強(qiáng)PkPa110.2121.05平均溫度T114.34126.655平均密度氣相kg/m33.20723.6536液相774.9196762.2819平均流量氣相Vsm3/s0.46210.4341液相Lsm3/s0.0019370.002438實(shí)際塔板數(shù)31塊1417板間距HTm0.40.4塔段的有效高度Em5.26.4塔徑Dm1.01.0空塔氣速m/s1.06690.9846塔板液流型式單流型單流型溢流裝置溢流管型式堰長m0.70.7堰高h(yuǎn)Wm0.046440.04413溢流堰寬度hom0.110.11底隙高度m0.029170.03337板上清液層高度hLm0.060.06孔徑d0mm55孔間距tmm1515孔數(shù)n個(gè)27552755開孔面積Aam20.53530.5353篩孔氣速uom/s12.433711.41613塔板壓降PpkPa0.67910.6596液體在降液管中的停留時(shí)間s14.589611.591
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