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1、目 录1.概述- 3 -1.1前言- 3 -1.2 设计内容- 3 -1.2.1 确定精馏装置流程：- 3 -2 精馏塔的工艺计算- 6 -2.1 塔的物料衡算- 6 -2.2 塔板数的确定- 7 -2.3 塔工艺条件及物性数据计算- 9 -2.4 精馏塔气液负荷计算- 13 -2.5 塔和塔板的主要工艺尺寸的计算- 13 -3 筛板的流体力学验算- 18 -3.1 气体通过筛板压降相当的液柱高度- 18 -3.2 精馏段雾沫夹带量的验算- 20 -3.3 精馏段漏液的验算- 20 -3.4 精馏段液泛验算- 20 -4.塔板负荷性能图- 21 -4.1精馏段- 21 -4.1.1 雾沫夹带线
2、- 21 -4.1.2 液泛线- 22 -4.1.3 液相负荷上限线- 23 -4.1.4漏液线（气相负荷下限线）- 24 -4.1.5 液相负荷下限线- 24 -5.精馏塔的的附属设备及接管尺寸- 25 -5.1 塔体结构- 25 -5.1.1 塔高- 25 -6.工艺设计计算结果汇总- 26 -总结- 27 -参考文献- 28 -主要符号说明- 29 -1.概述1.1前言化工生产中所处理的原料，中间产物，粗产品几乎都是由若干组分组成的混合物，而且其中大部分都是均相物质。生产中为了满足储存，运输，加工和使用的需求，时常需要将这些混合物分离为较纯净或几乎纯态的物质。 精馏是分离液体混合物最常用
3、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。精馏过程在能量计的驱动下，使气，液两相多次直接接触和分离，利用液相混合物中各相分挥发度的不同，使挥发组分由液相向气相转移，难挥发组分由气相向液相转移。实现原料混合物中各组成分离该过程是同时进行传质传热的过程。本次设计任务为设计一定处理量的精馏塔。筛板是在塔板上钻有均布的筛孔，上升气流经筛孔分散、鼓泡通过板上夜层，形成气夜密切接触的泡沫层。筛板塔的优点是结构简单，制造维修方便，造价低，相同条件下生产能力高于浮阀塔，塔板效率接近于浮阀塔，其缺点是稳定操作范围窄，小孔径筛板易阻塞，不适宜粘性大的、脏的和带固体粒子的料液。但设计良好的筛板塔仍具
4、有足够的操作弹性，对易引起阻塞的物系可采用大孔径的筛板。本课程设计的主要内容是过程的物料衡算，热量衡算，工艺计算，结构设计和校核。1.2 设计内容1.2.1 确定精馏装置流程： 精馏装置包括精馏塔，原料预热器，蒸馏釜，冷凝器。釜液冷却器和产品冷凝器等设备。热量自塔釜输入，物料在塔内经多次部分汽化与与部分冷凝器进行精馏分离，由冷凝器和冷却器中的冷却介质将余热带走。在此过程中，热能利用率很低，为此，在确定流程装置时应考虑余热的利用，注意节能。另外，为保持塔的操作稳定性，流程中除用泵直接送入塔原料外，也可以采用高位槽送料以免受泵操作波动的影响。 塔顶冷凝装置根据生产状况以决定采用分凝器或全凝器。一般
5、，塔顶，分凝器对上升蒸汽虽有一定增浓作用，但在石油等工业中获取产品时往往采用全凝器，以便于准确地控制回流比。若后继装置使用气态物料，则宜用全分凝器。总而言之确定流程时要较全面，合理的兼顾设备，操作费用操作控制及安全因素。1.2.2 工艺参数的确定l 操作条件精馏操作可在常压，减压和加压下进行，操作压强常取决于冷凝温度。一般，性物以外，凡通过常压蒸馏不难实现分离要求，并能用江河或循环水将冷凝下来的系统，都应采用常压蒸馏，对热敏性物料或混合液沸点的系统则宜采用减压蒸馏；对常压下的馏出物的冷凝温度过低的系统，需要高塔压或采用深井水，冷冻盐水作为冷却剂；常压下呈现气态的物料必须采用加压蒸馏。l 进料液
6、状态的选择 进料热状态以进料热状态参数q表达，即 q=每摩尔进料变成饱和蒸汽所需热量/每摩尔进料的汽化潜热有五种进料状态，当q1时为低于泡点温度的冷凝进料；q=1时为泡点下的饱和液体；q=0为露点下的饱和蒸汽；1q0为介于泡点与露点间的汽液混合物；q0为高于露点的过热整齐进料。 原则上，在供热量一定情况下，热量应尽可能的由塔底输入，使产生的气相回流在全塔发挥作用，即宜冷进料。但为使塔的操作稳定，免受季节气温影响，精，提留段采用相同的塔径以便于制造，则采用饱和液体（泡点）进料，但需增设原料预热器，若工艺要求减少塔釜加热避免釜温过高，料液产生聚合或结焦，则易采用气态进料。l 加热方式 蒸馏大多采用
7、间接蒸汽加热，设置在沸器。有时也采用直接蒸汽，例如蒸馏釜残主要组分是水，切在低浓度下轻组分的相对挥发较大时宜采用直接加热，其优点是可以利用压强较低的加热蒸汽以节省操作费用，并省掉间接加热设备。但由于直接蒸汽的加入，对釜内溶液起一定稀释作用，在进料条件和产品纯度，轻组分收率一定的前提下，釜液浓度相应降低，顾需在提留段增加塔板以达到生产要求。l 回流比的选择选择回流比，主要从经济观点出发，力求使设备操作费用之和最低。一般经验值R=(1120) Rmin其中R-操作回流比，Rmin-最小回流比 对特殊物系和与场合，则应根据实际需要选定回流比。在进行课程设计时，也可以参同类生产的R经验值选定。必要时选
8、若干个R值，利用吉利兰图求出对应理论板数N，作出N-R曲线或N(R+1)-R曲线，从中找出适宜操作的回流比R。也可以做出R对精馏塔操作费用的关系线，从中确定适宜回流比R1.2.3 主要设备的工艺尺寸计算板间距，塔径，塔高，溢流装置，塔盘布置等。1.2.4 流体力学计算流体力学验算，操作负荷性能图及操作弹性。1.2.5 主要附属设备设计计算及选型 塔顶全凝器设计计算：热负荷，载热体用量，选型及流体力学计算。 料液泵设计计算：流程计算及选型。1.2.6 已知参数主要基础数据:（1）苯和甲苯的物理性质项目分子式分子量沸点()临界温度tc,临界压强Pc,kPa苯A78.1180.1288.56833.
9、4甲苯B-92.13110.6318.574107.7（2）常压下苯甲苯的气液平衡数据温度，液相中苯的摩尔分数，x气相中苯的摩尔分数，y 110560000001099110025010879300711107615001121050510020810279150294100752003729884250442971330050795583505669409400619926945066791405007139011550755888060079187336508258652700857854475088584408009128333850936822590095981119509808066
10、97098880219909961800110001000(3)苯和甲苯的t关系温度t8090100110120苯 kg/m3815803.9792.5780.3768.9甲苯kg/m3810800.2790.3780.3770.0(4)液体表面张力温度t8090100110120苯 , mN/m21.2720.0618.8517.6616.49甲苯 ,mN/m21.6920.5919.9418.4117.31(5)液体的粘度温度t8090100110120苯 ， mPa.s0.3080.2790.2550.2330.215甲苯 ，mPa.s0.3110.2860.2640.2540.2282
11、 精馏塔的工艺计算2.1 塔的物料衡算2.1.1 料液及塔顶、塔底产品含苯的摩尔分率2.1.2平均分子量2.1.3 物料衡算总物料衡算易挥发组分物料衡算其中联立以上二式可得： 2.2 塔板数的确定2.2.1 理论板NT的求法用图解法求理论板2.2.1.1 根据苯和甲苯的气液平衡数据作出y-x图及图2.2.1.2 求最小回流比及操作回流比R，因泡点进料，在图中对角线上自点e(0.28,0.28)作垂线即为进料线（q线），该线与平衡线的交点坐标为，此即为最小回流比时操作线与平衡线的交点坐标。依最小回流比计算式：；取操作回流比2.2.1.3 求理论板数精馏段操作线方程为：按常规M,T，在图(1)上作
12、图解得：层（不包括塔釜），其中精馏段为5层，提馏段6.3层（不包括塔釜）第6层为加料版。2.2.2 全塔效率根据塔顶、塔底组成查图，求得平均温度为94.88，该温度下的液相平均粘度为： = 故：2.2.3 实际板数N精馏段: 提馏段: 2.2.4 精馏塔有效高度的计算精馏段的有效高度为：Z=（N1）HT=(101)0.4=3.6 提馏段得有效高度为：Z=（N1）HT=（131）0.4=4.8 m精馏塔的有效高度为：Z= Z+ Z=3.6+4.8=8.4 m2.3 塔工艺条件及物性数据计算2.3.1 操作压强的计算Pm塔顶压强PD=101.3kPa取每层塔板压降P=0.7kPa 则：进料板压强：
13、PF=101.3+100.7=108.3kPa塔釜压强：Pw=108.3+130.7=117.4kPa精馏段平均操作压强： =104.8kPa 提馏段平均操作压强：Pm = =112.85kPa.2.3.2 操作温度的计算近似取塔顶温度为,精馏段平均温度 提馏段平均温度 2.3.3 平均摩尔质量计算塔顶摩尔质量的计算：由 ；进料摩尔质量的计算：由平衡曲线查的： yF=0.611 、xF=0.401 ； ；塔釜摩尔质量的计算： 精馏段平均摩尔质量：；提馏段平均摩尔质量：；2.3.4 平均密度计算：m2.3.4.1 液相密度：塔顶部分 依下式：（质量分率）；其中=0.98,=0.02；即： ；进料板处：由加料板液相组成：由xF=0.401 得=0.36； 塔釜处液相组成： =0.02； ；故 精馏段平均液相密度：；提馏段的平均液相密度：；2.3.4.2 气相密度： 精馏段的平均气相密度 提馏段的平均气相密度2.3.5 液体平均表面张力 的计算液相平均表面张力依下式计算，及塔顶液相平均表面张力的计算 ： ；则： 精馏段液相平均表面张力为： 提馏段液相平均表面张力为：2.3.6 液体平均粘度的计算液相平均粘度依下式计算，即；塔顶液相平均粘度的计算：；进料板液相平均粘度的计算
