化工原理課設書-苯-甲苯精餾塔的設計

1、邯 鄲 學 院化工原理課程設計 設計題目 苯-甲苯精餾塔的設計學 生 指導教師 年 級 2011 級專 業(yè) 應用化學系 部 化學系邯鄲學院化學系2015年1月目 錄目錄11 文獻綜述31.1概述31.2方案的確定及基礎(chǔ)數(shù)據(jù)32 塔物料衡算52.1原料液及塔頂、塔底產(chǎn)品的摩爾分率52.2原料液及塔頂、塔底產(chǎn)品的平均摩爾質(zhì)量62.3物料衡算63 塔板數(shù)的確定63.1理論板層數(shù)的求取63.2求精餾塔氣液相負荷73.3操作線方程83.4逐板計算法求理論板層數(shù)83.5全塔效率估算83.6求實際板數(shù)94 精餾塔的工藝條件及有關(guān)物性數(shù)據(jù)的計算94.1操作壓力計算94.2依據(jù)操作壓力，有泡點方程通過試差法計算

2、出泡點溫度，其中苯，甲苯的飽和蒸汽壓有安托尼方程計算，計算結(jié)果如下104.3平均摩爾質(zhì)量計算104.4平均密度計算114.5液體平均表面張力計算124.6液體平均粘度計算134.7氣液負荷計算145 精餾塔塔體工藝尺寸的計算165.1塔徑的計算16 5.2塔的有效高度176 塔板主要工藝尺寸的計算196.1溢流裝置計算196.2塔板布置196.3篩孔數(shù)n與開孔率：207 篩板的流體力學驗算217.1氣體通過篩板壓強相當?shù)囊褐叨扔嬎悖ňs段）217.2氣體通過篩板壓強相當?shù)囊褐叨扔嬎悖ㄌ狃s段） 228 塔板負荷性能圖248.1精餾段：24 8.1提餾段： 279 設備設計309.1塔頂全凝器

3、的計算與選型309.2再沸器3110 各種管尺寸確定3210.1進料管3210.2出料管3310.3塔頂蒸汽管3310.4回流管3310.5再沸返塔蒸汽管 3311 塔高3412.設計體會3513.參考文獻35分離苯-甲苯混合液的篩板精餾塔1文獻綜述1.1概述在常壓操作的連續(xù)精餾塔內(nèi)分離苯-甲苯混合液，已知原料液的處理量為25000t/年，組成為50%（苯的質(zhì)量分率），要求塔頂餾出液的組成為98%（苯的質(zhì)量分率）塔底釜的組成為2%。設計條件如下： 操作壓力 4kpa（塔頂表壓） 進料熱狀況 泡點進料1.2方案的確定及基礎(chǔ)數(shù)據(jù) 本設計任務為分離苯-甲苯混合物。對于二院混合物的分離，應采用連續(xù)精餾

4、留成設計中采用泡點進料，將原料液通過預熱器加熱至泡點后送入精餾塔內(nèi)。塔頂上升的蒸汽采用全凝器冷凝，冷凝液在泡點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貯罐。該物系屬易分離物系，最小回流比較小，故操作回流比去最小回流比的2倍，塔釜 采用間接蒸汽加熱塔頂產(chǎn)品經(jīng)冷卻后送入貯罐。表1 苯和甲苯的物理性質(zhì)項目分子式分子量M沸點（）臨界溫度tC（）臨界壓強PC（kPa）苯AC6H678.1180.1288.56833.4甲苯BC6H5CH392.13110.6318.574107.7表2 苯和甲苯的飽和蒸汽壓溫度80.1859095100105110.6,kPa101.33116.9135.51

5、55.7179.2204.2240.0，kPa40.046.054.063.374.386.0表3 常溫下苯甲苯氣液平衡數(shù)據(jù)（2：例11附表2）溫度80.1859095100105110.6液相中苯的摩爾分率1.0000.7800.5810.4120.2580.1300汽相中苯的摩爾分率1.0000.9000.7770.6300.4560.2620表4 純組分的表面張力(1：附錄圖7)溫度8090100110120苯，mN/m甲苯，Mn/m21.221.72020.618.819.517.518.416.217.3表5 組分的液相密度(1：附錄圖8)溫度()8090100110120苯,kg/

6、814805791778763甲苯,kg/809801791780768表6 液體粘度（1：）溫度()8090100110120苯（mP.s）0.3080.2790.2550.2330.215甲苯（mP.s）0.3110.2860.2640.2540.228表7常壓下苯甲苯的氣液平衡數(shù)據(jù)溫度t液相中苯的摩爾分率X氣相中苯的摩爾分率y110.560.000.00109.911.002.50108.793.007.11107.615.0011.2105.0510.020.8102.7915.029.4100.7520.037.298.8425.044.297.1330.050.795.5835.0

7、56.694.0940.061.992.6945.066.791.4050.071.390.1155.075.580.8060.079.187.6365.082.586.5270.085.785.4475.088.584.4080.091.283.3385.093.682.2590.095.981.1195.098.080.6697.098.880.2199.099.6180.01100.0100.02 塔物料衡算2.1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 2.2原料液及塔頂、塔底產(chǎn)品的平均摩爾質(zhì)量2.3物料衡算原料處理量總物料衡算苯物料衡算聯(lián)立解得 式中 F-原料液流量

8、 D-塔頂產(chǎn)品量 W-塔底產(chǎn)品量3 塔板數(shù)的確定3.1理論板層數(shù)的求取苯-甲苯屬于理想物系，采用逐板計算法求理論層數(shù)由表7苯-甲苯物質(zhì)在總壓101.3kpa下的t-x關(guān)系由表2苯-甲苯在某溫度t下蒸汽壓 、 理想物系平衡線方程泡點進料 取操作回流比3.2求精餾塔氣液相負荷3.3操作線方程精餾段方程為提餾段方程為3.4逐板計算法求理論板層數(shù)平衡方程精餾段方程 精餾段所需的理論板數(shù)提餾段方程 總理論板數(shù)為 （包括再沸器）3.5全塔效率估算查溫度組成圖得到塔頂溫度，塔釜溫度，全塔平均溫度=95.38分別查得苯,甲苯的平均溫度下的粘度 平均粘度公式得全塔效率3.6求實際板數(shù)精餾段實際板層數(shù)提餾段實際板

9、層數(shù)進料板在第16塊板4 精餾塔的工藝條件及有關(guān)物性數(shù)據(jù)的計算4.1操作壓力計算塔頂操作壓力 P=101.32 kpa每層塔板壓降 P0.7 kPa進料板壓力 塔底操作壓力 精餾段平均壓力 提餾段平均壓力 4.2安托尼方程計算依據(jù)操作壓力，有泡點方程通過試差法計算出泡點溫度，其中苯，甲苯的飽和蒸汽壓有計算結(jié)果如下塔頂溫度 進料板溫度 塔底溫度 精餾段的平均溫度提餾段的平均溫度4.3平均摩爾質(zhì)量計算塔頂平均摩爾質(zhì)量就算由 ，代入相平衡方程得進料板平均摩爾質(zhì)量計算由上面理論板的算法，得 ， 塔底平均摩爾質(zhì)量計算由 ，由相平衡方程，得精餾段平均摩爾質(zhì)量提餾段平均摩爾質(zhì)量4.4平均密度計算氣相平均密度

10、計算有理想氣體狀態(tài)方程計算，精餾段的平均氣相密度即提餾段的平均氣相密度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計算由，查得 塔頂液相的質(zhì)量分率已知 ；得進料板液相平均密度計算由，查得 進料板液相的質(zhì)量分率為已知 塔底液相平均密度的計算由，查得 塔底液相的質(zhì)量分率已知精餾段液相平均密度為提餾段液相平均密度為4.5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，查得 進料板液相平均表面張力的計算由，查得 塔底液相平均表面張力的計算由，查得 精餾段液相平均表面張力為提餾段液相平均表面張力為4.6液體平均粘度計算液相平均粘度依下式計算，即塔頂液相平均粘

11、度的計算由，查得 進料板液相平均粘度的計算由，查得 塔底液相平均粘度計算由，查得 精餾段液相平均粘度為提餾段液相平均粘度為4.7氣液負荷計算精餾段：提餾段：5 精餾塔塔體工藝尺寸的計算5.1塔徑的計算塔板間距HT的選定很重要，它與塔高、塔徑、物系性質(zhì)、分離效率、塔的操作彈性，以及塔的安裝、檢修等都有關(guān)。可參照下表所示經(jīng)驗關(guān)系選取。表8 板間距與塔徑關(guān)系塔徑DT，m0.30.50.50.80.81.61.62.42.44.0板間距HT，mm200300250350300450350600400600對精餾段：初選板間距，取板上液層高度故查史密斯關(guān)聯(lián)圖得；依式校正物系表面張力為20.69mN/m時

12、，可取安全系數(shù)為0.7，則（安全系數(shù)0.6-0.8）故 按標準塔徑圓整為3000mm，則空塔氣速0.80m/s對提餾段：初選板間距，取板上液層高度故查圖得 依式校正物系表面張力為19.27mN/m時按標準塔徑圓整為3000mm，則空塔氣速0.44m/s將精餾段和提溜段相比較可以知道二者的塔徑不一致，根據(jù)塔徑的選擇規(guī)定，對于相差不大的二塔徑取二者中較大的，因此在設計塔的時候塔徑取3m5.2. 塔的有效高度 精餾段： 提餾段： 一般6-8塊板之間開一個人孔，本設計共30塊板，故需開4個人孔，人孔高0.6m 精餾塔的有效高度： 6 塔板主要工藝尺寸的計算6.1溢流裝置計算6.1.1精餾段因塔徑D=3

13、m，可選用單溢流弓形降液管，采用平行受液盤。對精餾段各項計算如下：1) 溢流堰長：單溢流，取堰長2) 出口堰高：單溢流 查圖得故3)降液管的寬度與降液管的面積：由,查圖得 故 計算液體在降液管中停留時間以檢驗降液管面積，即 （符合要求）4)降液管底隙高度：取液體通過降液管底隙的流速（符合）5)受液盤采用平行受液盤，不設進口堰，深度為50mm6.1.2提餾段：1) 溢流堰長：雙溢流，取堰長為0.80D=0.803=2.4m2) 出口堰高：雙溢流 故 3)降液管的寬度與降液管的面積：由,查圖得 故 計算液體在降液管中停留時間以檢驗降液管面積，即 （符合要求）4) 降液管底隙高度：取液體通過降液管底

14、隙的流速（符合）6.2塔板布置6.2.1精餾段一）塔板的分塊因，故塔板采用分塊式。查表得，塔板分為6塊。對精餾段：1)取邊緣寬度 安定區(qū)寬度 2)計算開孔區(qū)面積6.3篩孔數(shù)n與開孔率：取篩孔的孔徑為5mm，正三角形排列，一般碳的板厚為3mm，取故孔中心距篩孔數(shù)開孔率每層板上的開孔面積氣體通過篩孔的氣速為 精餾段： 提餾段： 平均為10.35 m/s 7 篩板的流體力學驗算塔板的流體力學驗算，目的在于驗算預選的塔板參數(shù)是否能維持塔的正常操作，一邊決定對有關(guān)塔的參數(shù)進行必要的調(diào)整，最后還要做出塔板負荷性能圖。7.1氣體通過篩板壓強相當?shù)囊褐叨扔嬎悖ňs段）7.1.1精餾段：塔板壓降1)干板壓降相

15、當?shù)囊褐叨龋阂?，查干篩孔的流量系數(shù)圖得， 由式2)氣體穿過板上液層壓降相當?shù)囊褐叨龋河膳c關(guān)聯(lián)圖查得板上液層充氣系數(shù)=0.64，依式3) 克服液體表面張力壓降相當?shù)囊褐叨龋阂朗絼t單板壓降：7.1.2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。7.1.3霧沫夾帶在設計負荷下不會發(fā)生過量霧沫夾帶。7.1.4漏液由式篩板的穩(wěn)定系數(shù)，故在設計負荷下不會產(chǎn)生漏液。 7.1.5液泛為防止降液管液泛的發(fā)生，應是降液管中清液層高度依式取，則故根據(jù)以上塔板的各項液體力學驗算，可認為精餾段塔徑及各項工藝尺寸是適合的。7.2氣體通過篩板壓強相當?shù)囊褐叨扔嬎悖ㄌ狃s段）7

16、.2.1提餾段：塔板壓降1)干板壓降相當?shù)囊褐叨龋阂溃楦珊Y孔的流量系數(shù)圖得， 由式2)氣體穿過板上液層壓降相當?shù)囊褐叨龋河膳c關(guān)聯(lián)圖查得板上液層充氣系數(shù)=0.61，依式3)克服液體表面張力壓降相當?shù)囊褐叨龋阂朗絼t單板壓降：7.2.2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。7.2.3霧沫夾帶在設計負荷下不會發(fā)生過量霧沫夾帶。7.2.4漏液由式篩板的穩(wěn)定系數(shù)，故在設計負荷下會產(chǎn)生漏液。7.2.5液泛為防止降液管液泛的發(fā)生，應是降液管中清液層高度依式取，則故根據(jù)以上塔板的各項液體力學驗算，可認為精餾段塔徑及各項工藝尺寸是適合的。8 塔板負荷性能圖8

17、.1精餾段：8.1.1漏液線由 ， 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)果列于下表。表9漏液線Ls /(m3/s)0.010.0150.020.025Vs /(m3/s)2.252.382.482.588.1.2霧沫夾帶線在操作范圍內(nèi)，任取幾個Ls值，依上式計算出Vs的值，計算結(jié)果如下表。表10霧沫夾帶線Ls /(m3/s)0.010.0150.020.025Vs /(m3/s)8.998.367.817.318.1.3液相負荷下限線對于平直堰，取堰上液層高度作為最小液體負荷標準取E=18.1.4液相負荷上限線以作為液體在降液管中停留時間的下限 8.1.5液泛線令由 聯(lián)立得忽

18、略，將與，與的關(guān)系代入上式代數(shù)得在操作范圍內(nèi)，任取幾個Ls值，依上式計算出Vs的值，計算結(jié)果如下表。 表11 液泛線Ls /(m3/s)0.030.0350.040.045Vs /(m3/s)9.298.096.535.45做出篩板負荷性能圖圖1 篩板負荷性能圖藍色漏液線，紅色液體流率下限線，黃色液體流率上限線，青色液泛線，綠色霧沫夾帶上限線8.2提餾段：8.2.1漏液線由 ， 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)果列于下表。表9漏液線Ls /(m3/s)0.0150.020.0250.03Vs /(m3/s)2.172.282.372.518.2.2霧沫夾帶線在操作范圍內(nèi)，

19、任取幾個Ls值，依上式計算出Vs的值，計算結(jié)果如下表。表10霧沫夾帶線Ls /(m3/s)0.0150.020.0250.03Vs /(m3/s)9.208.668.177.718.2.3液相負荷下限線對于平直堰，取堰上液層高度作為最小液體負荷標準取E=18.2.4液相負荷上限線以作為液體在降液管中停留時間的下限 8.2.5液泛線令由 聯(lián)立得忽略，將與，與的關(guān)系代入上式代數(shù)得在操作范圍內(nèi)，任取幾個Ls值，依上式計算出Vs的值，計算結(jié)果如下表。表11 液泛線Ls /(m3/s)0.030.0350.040.045Vs /(m3/s)9.308.106.485.38做出篩板負荷性能圖圖1 篩板負荷

20、性能圖藍色漏液線，紅色液體流率下限線，黃色液體流率上限線，青色液泛線，綠色霧沫夾帶上限線9 設備設計9.1塔頂全凝器的計算與選型9.1.1全凝器的傳熱面積和冷卻水的消耗量冷凝蒸汽用量：查得苯的潛熱 甲苯的潛熱9.1.2對Q估算以苯-甲苯的冷凝潛熱為主計算9.1.3水的流量9.1.4平均溫差：9.1.5傳熱面積參照表安全系數(shù)取1.2 ，換熱面積9.2再沸器9.2.1加熱蒸汽量：對Q估算 9.2.2考慮5%熱損失選0.3Mpa的飽和水蒸氣加熱，取傳熱系數(shù)估算傳熱面積 取安全系數(shù)0.8，實際傳熱面積10 各種管尺寸確定10.1進料管進料管管徑 進料管的結(jié)構(gòu)類型很多，有直管進料管、彎管進料管、T形進料

21、管。本設計采用直管進料管。管徑計算如下：可取1.52.5 m/s 6 本次取2.0 m/s10.2出料管釜殘液的體積流量：一般可?。?.52.0）6 本次取10.3塔頂蒸汽管10.4回流管本次設計采用強制回流，取=2m/s10.5再沸返塔蒸汽管 11 塔高總塔高度=塔頂空間+塔底空間+人孔+塔高取塔頂空間 塔底空間人孔數(shù)=4 取孔徑為0.6mH=(n-nF-np-1)HT+nFHF+nPHp+HD+HBH=(30-4-1)0.4+1.2+40.6+1.2+1.2=16m設計結(jié)果一覽表項目符號單位計算數(shù)據(jù)精餾段提餾段各段平均壓強PmkPa104.12109.37各段平均溫度tm85.4100.05平均流量氣相VSm3/s4.754.71液相LSm3/s0.01180.0227實際塔板數(shù)N塊1614板間距HTm0.400.40塔的有效高度Zm65.2塔徑D