化工原理苯和甲苯的分離項(xiàng)目設(shè)計(jì)方案

1、化工原理苯和甲苯的分離項(xiàng)目設(shè)計(jì)方案第1章緒論精餾塔是進(jìn)行精餾的一種塔式汽液接觸裝置，又稱(chēng)為蒸餾塔。有板式塔與填 料塔兩種主要類(lèi)型。根據(jù)操作方式又可分為連續(xù)精餾塔與間歇精餾塔。蒸氣由塔 底進(jìn)入，與下降液進(jìn)行逆流接觸，兩相接觸中，下降液中的易揮發(fā)（低沸點(diǎn)）組分 不斷地向蒸氣中轉(zhuǎn)移，蒸氣中的難揮發(fā)（高沸點(diǎn)）組分不斷地向下降液中轉(zhuǎn)移，蒸 氣愈接近塔頂，其易揮發(fā)組分濃度愈高，而下降液愈接近塔底，其難揮發(fā)組分則 愈富集，達(dá)到組分分離的目的。由塔頂上升的蒸氣進(jìn)入冷凝器， 冷凝的液體的一 部分作為回流液返回塔頂進(jìn)入精餾塔中， 其余的部分則作為餾出液取出。塔底流 出的液體，其中的一部分送入再沸器，熱蒸發(fā)后，蒸氣

2、返回塔中，另一部分液體 作為釜?dú)堃喝〕觥?.1概述高徑比很大的設(shè)備稱(chēng)為塔器。塔設(shè)備是煉油、化工、石油化工等生產(chǎn)中廣泛 應(yīng)用的氣液傳質(zhì)設(shè)備，更是成為化工、煉油生產(chǎn)中最重要的設(shè)備之一。常見(jiàn)的可 在塔設(shè)備中完成的單元操作有：精餾、吸收、解吸和萃取等。此外，工業(yè)氣體的 冷卻與回收，氣體的濕法凈制和干燥，以及兼有氣液兩相傳質(zhì)和傳熱的增濕、減 濕等。而工業(yè)上對(duì)塔設(shè)備的主要要：（1）生產(chǎn)能力大；（2）傳熱、傳質(zhì)效率高；（3）氣流的摩擦阻力??；（4）操作穩(wěn)定，適應(yīng)性強(qiáng)，操作彈性大；（5）結(jié)構(gòu)簡(jiǎn)單，材料耗用量少；（6）制造安裝容易，操作維修方便。此外，還要求不易堵塞、耐腐蝕等。根據(jù)塔氣液接觸部件的結(jié)構(gòu)型式，可分

3、為板式塔和填料塔。板式塔設(shè)置一定 數(shù)目的塔板，氣體以鼓泡或噴射形式穿過(guò)板上液層進(jìn)行質(zhì)熱傳遞，氣液相組成呈階梯變化，屬逐級(jí)接觸逆流操作過(guò)程。填料塔裝有一定高度的填料層，液體自塔 頂沿填料表面下流，氣體逆流向上（也有并流向下者）與液相接觸進(jìn)行質(zhì)熱傳遞， 氣液相組成沿塔高連續(xù)變化，屬微分接觸操作過(guò)程。它們都可使氣（或汽）液或 液液兩相之間進(jìn)行緊密接觸，達(dá)到相際傳質(zhì)及傳熱的目的。而板式塔又大致可分 為兩類(lèi)：（1）有降液管的塔板，如泡罩、浮閥、篩板、導(dǎo)向篩板、新型垂直篩 板、蛇形、S型、多降液管塔板；（2）無(wú)降液管的塔板，如穿流式篩板（柵板）、 穿流式波紋板等。工業(yè)應(yīng)用較多的是有降液管的塔板，如浮閥、篩

4、板、泡罩塔板 等。根據(jù)設(shè)計(jì)任務(wù)書(shū)，此設(shè)計(jì)的塔型為篩板塔。篩板塔是很早出現(xiàn)的一種板式塔。 五十年代起對(duì)篩板塔進(jìn)行了大量工業(yè)規(guī)模的研究，逐步掌握了篩板塔的性能，并形成了較完善的設(shè)計(jì)方法。與泡罩塔相比，篩板塔具有下列優(yōu)點(diǎn)：生產(chǎn)能力大 20-40%,塔板效率高10-15%,壓力降低30-50%,而且結(jié)構(gòu)簡(jiǎn)單，塔盤(pán)造價(jià)減少40% 左右，安裝、維修都較容易。從而一反長(zhǎng)期的冷落狀況，獲得了廣泛應(yīng)用。近年 來(lái)對(duì)篩板塔盤(pán)的研究還在發(fā)展，出現(xiàn)了大孔徑篩板（孔徑可達(dá)20-25mm，導(dǎo)向篩板等多種形式。篩板塔盤(pán)上分為篩孔區(qū)、無(wú)孔區(qū)、溢流堰及降液管等幾部分。工業(yè)塔常用的篩孔孔徑為 3-8mm按正三角形排列?？臻g距與孔徑

5、的比為 2.5-5。近年來(lái)有大孔徑（10-25mm篩板的，它具有制造容易，不易堵塞等優(yōu)點(diǎn)， 便。只是漏液點(diǎn)低，操作彈性小。篩板塔的特點(diǎn)如下：（1）結(jié)構(gòu)簡(jiǎn)單、制造維 修方便（2）生產(chǎn)能力大，比浮閥塔還高。（3）塔板壓力降較低，適宜于真空蒸 餾。（4）塔板效率較高，但比浮閥塔稍低。（5）合理設(shè)計(jì)的篩板塔可是具有較 高的操作彈性，僅稍低與泡罩塔。（6）小孔徑篩板易堵塞，故不宜處理臟的、 粘性大的和帶有固體粒子的料液。1.2設(shè)計(jì)依據(jù)1設(shè)計(jì)題目：分離苯-甲苯精餾塔設(shè)計(jì)2設(shè)計(jì)任務(wù)及操作條件（1）設(shè)計(jì)任務(wù)生產(chǎn)能力（進(jìn)料量）：20000噸/年操作周期：300*24=7200小時(shí)/年進(jìn)料組成：45%（質(zhì)量分率，

6、下同）塔頂產(chǎn)品組成：98%塔底產(chǎn)品組成：v 2%（2）操作條件 操作壓力：常壓 進(jìn)料熱狀態(tài)：泡點(diǎn)進(jìn)料冷卻水：20 C加熱蒸汽： 0.2MPa 塔頂為全凝器，中間泡點(diǎn)進(jìn)料，連續(xù)精餾。 設(shè)備型式：篩板式3 設(shè)計(jì)原則本設(shè)計(jì)任務(wù)為分離苯 - 甲苯混合物。對(duì)于二元混合物的分離，應(yīng)采用連 續(xù)精餾流程。設(shè)計(jì)中采用氣液混合物進(jìn)料，將原料液通過(guò)預(yù)熱器加熱至溫度后 送入精餾塔。 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， 其余部分作為塔頂產(chǎn)品冷卻后送至儲(chǔ)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(chǔ)罐。1.3 廠址選擇市

7、富拉爾基區(qū)第 2 章 設(shè)計(jì)方案的選擇與論證 設(shè)計(jì)方案的確定是指整個(gè)精餾裝置的流程、 各種設(shè)備的結(jié)構(gòu)型式和某些操作 指標(biāo)的確定。例如組分的分離順序、塔設(shè)備的型式、操作壓力、進(jìn)料熱狀態(tài)、塔 頂蒸汽的冷凝方式等。 確定設(shè)計(jì)方案總的原則是在可能的條件下， 盡量采用科學(xué) 技術(shù)上的最新成就， 使生產(chǎn)達(dá)到技術(shù)上最先進(jìn)、 經(jīng)濟(jì)上最合理的要求， 符合優(yōu)質(zhì)、 高產(chǎn)、安全、低消耗的原則。苯和甲苯混合液經(jīng)原料預(yù)熱器加熱至泡點(diǎn)后送入精餾塔。 塔頂上升蒸汽采用 全凝器冷凝后，一部分作為回流，其余為塔頂產(chǎn)品，經(jīng)冷卻器冷卻后送至貯槽。2.1 設(shè)計(jì)流程 板式塔工藝尺寸設(shè)計(jì)計(jì)算的主要容包括：板間距、塔徑、塔板型式、溢流裝 置、塔

8、板布置、流體力學(xué)性能校核、負(fù)荷性能圖以及塔高等。其設(shè)計(jì)計(jì)算方法可 查閱有關(guān)資料。 著重應(yīng)注意的是： 塔板設(shè)計(jì)的任務(wù)是以流經(jīng)塔氣液的物流量、 操 作條件和系統(tǒng)物性為依據(jù)，確定具有良好性能（壓降小、彈性大、效率高）的塔 板結(jié)構(gòu)與尺寸。 塔板設(shè)計(jì)的基本思路是： 以通過(guò)某一塊板的氣液處理量和板上氣 液組成，溫度、 壓力等條件為依據(jù)， 首先參考設(shè)計(jì)手冊(cè)上推薦數(shù)據(jù)初步確定有關(guān) 的獨(dú)立變量， 然后進(jìn)行流體力學(xué)計(jì)算， 校核其是否符合所規(guī)定的圍， 如不符合要 求就必須修改結(jié)構(gòu)參數(shù)，重復(fù)上述設(shè)計(jì)步驟直到滿意為止。 最后給制出負(fù)荷性能 圖，以確定適宜操作區(qū)和操作彈性。塔高的確定還與塔頂空間、塔底空間、進(jìn)料 段高度以

9、及開(kāi)人孔數(shù)目的取值有關(guān)，可查資料2。表2-1參數(shù)選取項(xiàng)目方式壓力加料狀態(tài)加熱方式回流比冷凝器冷卻介質(zhì)板式塔選取連續(xù)精餾常壓氣液混合間接蒸汽R=(1.1-2.0)Rmin全凝器自來(lái)水篩板塔選擇原則通過(guò)老師確定選題，小組成員通過(guò)文獻(xiàn)檢索、討論等方式進(jìn)行計(jì)算、設(shè)計(jì)，最終確定設(shè)計(jì)流程圖。主要遵循滿足選題要求、經(jīng)濟(jì)、安全、環(huán)保、節(jié)能等原則。設(shè)計(jì)流程圖本設(shè)計(jì)任務(wù)為分離苯一甲苯混合物。由于對(duì)物料沒(méi)有特殊的要求，可以在常 壓下操作。對(duì)于二元混合物的分離，應(yīng)采用連續(xù)精餾流程。設(shè)計(jì)中采用泡點(diǎn)進(jìn)料， 將原料液通過(guò)預(yù)熱器加熱至泡點(diǎn)后送人精餾塔。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，其余部分經(jīng)產(chǎn)品

10、冷卻器冷卻后送至儲(chǔ)罐。圖1工藝流程圖2.2設(shè)計(jì)要求滿足工藝和操作的要求所設(shè)計(jì)出來(lái)的流程和設(shè)備，首先必須保證產(chǎn)品達(dá)到任務(wù)規(guī)定的要求， 而且質(zhì) 量要穩(wěn)定，這就要求各流體流量和壓頭穩(wěn)定， 入塔料液的溫度和狀態(tài)穩(wěn)定，從而 需要采取相應(yīng)的措施。其次所定的設(shè)計(jì)方案需要有一定的操作彈性，各處流量應(yīng) 能在一定圍進(jìn)行調(diào)節(jié)，必要時(shí)傳熱量也可進(jìn)行調(diào)整。因此，在必要的位置上要裝 置調(diào)節(jié)閥門(mén)，在管路中安裝備用支線。計(jì)算傳熱面積和選取操作指標(biāo)時(shí)， 也應(yīng)考 慮到生產(chǎn)上的可能波動(dòng)。再其次，要考慮必需裝置的儀表（如溫度計(jì)、壓強(qiáng)計(jì)，流量計(jì)等）及其裝置的位置，以便能通過(guò)這些儀表來(lái)觀測(cè)生產(chǎn)過(guò)程是否正常，從 而幫助找出不正常的原因，以

11、便采取相應(yīng)措施。222 滿足經(jīng)濟(jì)上的需求同時(shí)要盡可能的節(jié)省熱能和電能的消耗，減少設(shè)備及基建費(fèi)用。如前所述在 蒸餾過(guò)程中如能適當(dāng)?shù)乩盟?、塔底的廢熱，就能節(jié)約很多生蒸汽和冷卻水， 也能減少電能消耗。又如冷卻水出口溫度的高低，一方面影響到冷卻水用量，另 方面也影響到所需傳熱面積的大小，即對(duì)操作費(fèi)和設(shè)備費(fèi)都有影響。同樣，回流 比的大小對(duì)操作費(fèi)和設(shè)備費(fèi)也有很大影響。2.2.3 保證安全生產(chǎn)條件可以的話， 保證安全生產(chǎn)也是必要的。 對(duì)于有毒物料， 不能讓其蒸汽彌 漫車(chē)間。如，苯是易揮發(fā)的毒性液體。塔是指定在常壓下操作的，塔壓力過(guò)大或 塔驟冷而產(chǎn)生真空，都會(huì)使塔受到破壞，因而需要安全裝置。以上三項(xiàng)原則在

12、生產(chǎn)中都是同樣重要的。 但在化工原理課程設(shè)計(jì)中， 對(duì)第一 個(gè)原則應(yīng)作較多的考慮， 對(duì)第二個(gè)原則只作定性的考慮， 而對(duì)第三個(gè)原則只要求 作一般的考慮。2.3 設(shè)計(jì)思路在本次設(shè)計(jì)中， 我們進(jìn)行的是苯和甲苯二元物系的精餾分離， 簡(jiǎn)單蒸餾和平 衡蒸餾只能達(dá)到組分的部分增濃， 如何利用兩組分的揮發(fā)度的差異實(shí)現(xiàn)高純度分 離，是精餾塔的基本原理。 實(shí)際上，蒸餾裝置包括精餾塔、 原料預(yù)熱器、 蒸餾釜、 冷凝器、釜液冷卻器和產(chǎn)品冷卻器等設(shè)備。 蒸餾過(guò)程按操作方式不同， 分為連續(xù) 蒸餾和間歇蒸餾， 我們這次所用的就是篩板式連續(xù)精餾塔。 蒸餾是物料在塔的多 次部分汽化與多次部分冷凝所實(shí)現(xiàn)分離的。 熱量自塔釜輸入，

13、由冷凝器和冷卻器 中的冷卻介質(zhì)將余熱帶走。 在此過(guò)程中， 熱能利用率很低， 有時(shí)后可以考慮將余 熱再利用，在此就不敘述。要保持塔的穩(wěn)定性，流程中除用 泵直接送入塔原料 外也可以采用高位槽。 回流比是精餾操作的重要工藝條件。 選擇的原則是使設(shè)備 和操作費(fèi)用之和最低。 在設(shè)計(jì)時(shí)要根據(jù)實(shí)際需要選定回流比。 設(shè)計(jì)過(guò)程中主要通 過(guò)文獻(xiàn)檢索與小組討論確定設(shè)計(jì)方案及流程圖。2.3.1 文獻(xiàn)檢索通過(guò)查找兩物質(zhì)的性質(zhì)以及文獻(xiàn)檢索等確定設(shè)計(jì)方案。苯的沸點(diǎn)為80.1C，熔點(diǎn)為5.5 C,在常溫下是一種無(wú)色、味甜、有芳香氣 味的透明液體，易揮發(fā)。苯比水密度低，密度為 0.88g/ml ，但其分子質(zhì)量比水 重。苯難溶于

14、水， 1 L 水中最多溶解 1.7g 苯；但苯是一種良好的有機(jī)溶劑，溶 解有機(jī)分子和一些非極性的無(wú)機(jī)分子的能力很強(qiáng)。甲苯是最簡(jiǎn)單， 最重要的芳烴化合物之一。 在空氣中，甲苯只能不完全燃燒， 火焰呈黃色。甲苯的熔點(diǎn)為-95 C,沸點(diǎn)為111 C。甲苯帶有一種特殊的芳香味 （與苯的氣味類(lèi)似），在常溫常壓下是一種無(wú)色透明，清澈如水的液體，密度為 0. 866g/cm,對(duì)光有很強(qiáng)的折射作用（折射率：1.4961 ）。甲苯幾乎不溶于水 （0.52 g/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 大多數(shù)其他常用有機(jī)溶劑中也有很好的溶解性。甲苯的粘性為0.6 mPas也就是 說(shuō)它的粘

15、稠性弱于水。甲苯的熱值為40.940 kJ/kg，閃點(diǎn)為4 C,燃點(diǎn)為535 C。 分離苯和甲苯，可以利用二者沸點(diǎn)的不同，采用塔式設(shè)備改變其溫度，使其 分離并分別進(jìn)行回收和儲(chǔ)存。板式精餾塔、浮法塔都是常用的塔類(lèi)型，可以根據(jù) 不同塔各自特點(diǎn)選擇所需要的塔。本設(shè)計(jì)選用篩板式精餾塔。小組討論小組成員共同研究確定設(shè)計(jì)計(jì)算過(guò)程以及解決設(shè)計(jì)流程中遇到的問(wèn)題2.4相關(guān)符號(hào)說(shuō)明表2-1 相關(guān)符號(hào)說(shuō)明符號(hào)意義SIA組分A的量KmolB組分E的量KmolC組分C的量KmolD塔頂產(chǎn)品流率Kmol/sEt總板效率X液相組分中摩爾分率y氣相組分中摩爾分率a相對(duì)揮發(fā)度粘度PasF原料進(jìn)量或流率Kmol/sL下降液體流率

16、Kmol/sN理論塔板數(shù)P系統(tǒng)的總壓Paq進(jìn)料中液相所占分率r汽化潛熱KJ/Kmolt溫度KV上升蒸氣流率Kmol/sW蒸餾釜的液體量Kmolhe與干板壓強(qiáng)降相當(dāng)?shù)囊褐叨萴hd液體流出降液管的壓頭損失mhL板上液層咼度mZ塔的有效段高度m9液體在降液管停留時(shí)間sP L液體密度Kg/m3p V氣體密度Kg/m3接上:pV氣體密度Kg/m3CT液體表面力dyn/cmW降液管寬度mp密度Kg/m3A基板鼓泡區(qū)面積2 mA總降壓管截面積2 mAt基截面積2 mC氣相負(fù)荷參數(shù)C20液體表面力為2bdny.cm 時(shí)的氣相負(fù)何參數(shù)D塔徑mg重力加速度ho降液管底隙高度mhp與單板壓降相當(dāng)?shù)囊簩痈叨萴hw出

17、口堰咼mHT板間距mLw堰長(zhǎng)mLh塔液體流量nVhLs塔液體流量m/sN一層塔板上的篩孔總數(shù)U空塔氣速m/sUb篩板氣速m/sVh塔氣體流量nVhVS塔氣體流量m/s第3章塔的工藝計(jì)算3.1 基礎(chǔ)的物性據(jù)3.1.1 苯和甲苯的物理性質(zhì)表3-1苯和甲苯的物理性質(zhì)項(xiàng)目分子式分子量M沸點(diǎn)C臨界溫度C臨界壓強(qiáng)kPa苯78.1180.1289.24910甲苯GHCH92.14110.6321.040503.1.2 苯和甲苯的飽和蒸汽壓P0苯和甲苯的飽和蒸汽壓可用 Antoine方程求算，即式中T 物系溫度，CP°飽和蒸汽壓，kPaA B、C -An toi ne常數(shù)，其值見(jiàn)卜表。表3-2Ant

18、oine 常數(shù)組分ABC苯6.0231206.35220.24甲苯6.0781343.94219.583.1.3 苯和甲苯的液相密度p l表3-3 苯和甲苯的液相密度溫度C8090100110120苯 kg/m3815.0803.9792.5780.3768.9甲苯kg/m810.0800.2790.3780.3770.03.1.4 液體表面力。表3-4 液體表面力溫度t, C6080100120140苯 mN/m23.7421.2718.8516.4914.17甲苯mN/m23.9421.6919.9417.3415.323.1.5 液體粘度口 l表3-5液體表面力溫度t, C6080100

19、120140苯 mPas0.3810.3080.2550.2150.184甲苯mPas0.3730.3110.2640.2280.2003.2 塔的工藝計(jì)算操作壓力的計(jì)算塔頂操作壓力Pd =101.312KPa每層塔板的壓降 P=0.7 KPa進(jìn)料操作壓力塔底操作壓力FF=101.312+0.713=110.4KPa精餾段平均壓力Pw=108.33+0.77=113.23KPar101 3 1104=105.85KPaPm-提餾段平均壓力113.23 110.4 ,Pm=111.82KPa23.2.2操作溫度的計(jì)算依據(jù)操作壓力，由泡點(diǎn)方程通過(guò)試差法計(jì)算出泡點(diǎn)溫度，其中苯、甲苯的飽和蒸氣壓由安托

20、尼方程logP二A-B/t+C計(jì)算。計(jì)算結(jié)果如下表：表3-6 安托尼常數(shù)溫度t, CABC苯(A)6.0231206.35220.24甲苯(B)6.0781343.94219.58塔頂溫度tD = 80.49 C進(jìn)料板溫度tF = 92.65 C塔底溫度tw =110.50 C精餾段平均溫度 tm= ( 80.49 + 92.65 ) /2 =86.56 C提餾段平均溫度 tm= (92.65+110.5 ) /2 =101.65 C塔平均溫度 tm= (86.56+101.65 ) /2 =94.06 C3.2.3 原料液及塔頂、塔底產(chǎn)品的摩爾分率:苯的摩爾質(zhì)量Ma =78.11Kg/mol

21、甲苯的摩爾質(zhì)量MB=92.14Kg/molXf0.45/78.11=0.49110.45/78.11 0.55/92.140.98/78.11XD 0.02/78.11 0.98/92.140.02/78.11=0.9829Xw = 0.02/78.11 0.98/92.14 =0.0235324原料液及塔頂、塔底產(chǎn)品的平均摩爾質(zhì)量Mf=0.4911 78.11+(1-0.4911)92.14=85.34Kg/molM D =0.9829 78.11+(1-0.9829)92.14=78.35Kg/molMw=0.0235 78.11+(1-0.0235)92.14=91.81Kg/mol32

22、5 物料衡算原料處理量F=200000007200 85.34=32.55Kmol/h0=Pa/ 0/ Pb則 1=103.58/39.23=2.642 =242.98/101.76=2.39總物料衡算 32.55=D + W苯物料衡算 32.55 X 0.49 = 0.98D + 0.02W聯(lián)立解得 D = 15.94kmol /hW=16.61 kmol/ h式中F-原料液流量，kmol / hD塔頂產(chǎn)品量，kmol / hW- 塔釜產(chǎn)品量，kmol/ h3.3 理論板數(shù)的計(jì)算相對(duì)揮發(fā)度的求取苯（A）與甲苯（B）的飽和蒸汽壓與溫度的關(guān)系可用安托尼方程表達(dá)苯：lg pA =6.032-120

23、6.35t 220.240甲苯：lg Pb =6.078-1343.94t 219.58因?yàn)榧妆降恼７悬c(diǎn)為110.6 C,苯的沸點(diǎn)為80.1 C 所以，當(dāng)t=80.1 C時(shí)，0 0PA =103.58kPa, pB =39.23kPa當(dāng) t=110.6 C時(shí)，0 0Pa =242.98kPa， PB =101.76kPa因?yàn)楸?甲苯屬于理想物系所以烏拉爾定律代入所以= 2.64 2.39 =2.51所以，相平衡方程為：x2.51xy=1-1 x 11.51x332操作回流比的求取采用作圖法求最小回流比。液體為泡點(diǎn)進(jìn)料，所以q=1。在上圖中對(duì)角線上，自點(diǎn)作垂線(0.4911,0.4911)，即

24、為進(jìn)料線(q線)，該線與平衡線的交點(diǎn)坐標(biāo)為Xq=0.4911 y q=0.7078故最小回流比為Rmin竺 坦0.9829-0.70781.2695yq xq0.7078-0.4911取操作回流比為R 2Rmin 2 1.26952.5390333精餾塔的氣、液相負(fù)荷L RD 2.54 15.94 40.66 kmol/hV (R 1)D 3.54 15.94 56.40kmol /hV V' 56.40kmol/h (由于泡點(diǎn)進(jìn)料)L' L qF 40.66 32.55 73.21kmol/h3.3.4操作線的求取精餾段操作線方程為yn 1RXdR 1Xn R 12.539x

25、3.5390.98293.5390.7174x 0.2777提餾段操作線方程為ym 1L'Wx mXWL' W L' W73.041873.041816.6109 Xm16.6109 0.023573.0418 16.61091.2945x 0.00693.3.5理論板層數(shù)NT的求取苯一甲苯屬理想物系，可采用逐板法求理論板層數(shù)前面求得=2.51相平衡方程y=x2.51x-1 x 11.51xxF =0.4911yF =0.7078因泡點(diǎn)進(jìn)料，q=1 所以有 Xf =Xq =0.4911第一塊板上升蒸汽組成y1 Xd 0.98 29第一塊板下降液體組成由y=x2.51x-

26、1 x 11.51x可得：x10.9582第二塊板下降液體組成由y 0.7174x 0.2777可得：y20.9651同理可得：x20.9164y30.9354X30.8523y40.8891X40.7616y50.8241X50.6512y60.7448X60.5376y70.6634X70.4398因?yàn)閤70.4398 vxF =0.4911所以精餾段理論板N精=7,進(jìn)料板位置在第8塊塔板第八塊板的上升蒸汽組成由提餾段操作線方程y=1.2945x-0.0069進(jìn)行計(jì)算：y80.5625X80.3887y90.4316X90.2323y100.2938x100.1422yn0.1773X11

27、0.07942y120.09598X120.04058y130.04567X130.01871因?yàn)閤130.01871v Xw =0.0235所以提留段理論板N提=6則全塔總理論板層數(shù)NT=13 (不包括再沸器)3.3.6 實(shí)際板層數(shù)N的求取全塔效率的計(jì)算：塔平均溫度tm=94.06 C查表得各組分黏度 a 0.279 , b 0.281m xF A (1 xF) B 0.28mPasEt 0.17 0.616lg m 51.05%EtNtNp13Np 51.05%26精餾段實(shí)際板層數(shù)為N精提餾段實(shí)際板層數(shù)為N提60.510570.510511.7 1213.7 14進(jìn)料板在第13塊板3.4

28、精餾塔的工藝條件及有關(guān)物性數(shù)據(jù)的計(jì)算以逐板法所計(jì)算所得的板數(shù)為例:341平均密度計(jì)算1 氣相平均密度計(jì)算由理想氣體狀態(tài)方程計(jì)算，精餾段的平均氣相密度即v,mPm M v,mRTm97.7 81.148.314 (273.1587.65)2.64 kg ： m3提餾段的平均氣相密度v,mPmM v,mRTm105.8 86.768.314 (273.15105.8)2.95 kg'm32.液相平均密度計(jì)算液相平均密度依下式計(jì)算，即1/ Lm A / LA B / LB塔頂液相平均密度的計(jì)算，由tD 803C，查手冊(cè)得A 813.73 kg m3, B 808.76 kg m3塔頂液相的質(zhì)

29、量分率0.957 78.110.957 78.11 92.13 0.0430.951/ L,Dm 0.95/813.73 0.05/808.76L,Dm =813.48kg/ m3進(jìn)料板液相平均密度的計(jì)算，由tF 95C，查手冊(cè)得a 798.337 kg m3, b 796.405 kg m3進(jìn)料板液相的質(zhì)量分率0.388 78.110.388 78.1192.13 (1 0.388)0.351 / L,Fm0.35 798.3370.65/796.405, L,Fm797.08 kg. kmol塔底液相平均密度的計(jì)算，由tw = 107.C，查手冊(cè)得A 781.77 kg- m3, B 78

30、3.19 kg m3塔底液相的質(zhì)量分率0.07 78.11A 0.07 78.11 92.13 0.930.061/ L,wm 0.06/781.77 0.94/783.19, L,wm 783.10 kg/kmol精餾段液相平均密度為L(zhǎng),m 813.4l797.°8 805.28kgkmol2提餾段液相平均密度為797.08 783.10L ,m790.09kg kmol342液體平均表面力計(jì)算液相平均表面力依下式計(jì)算,塔頂液相平均表面力的計(jì)算,tD80.3C，查手冊(cè)得A 21.2mN / m21.7mN / mLDm 0.957 21.2(10.957) 21.721.2mN /

31、m進(jìn)料板液相平均表面力的計(jì)算，由tF 95C，查手冊(cè)得A 19.4mN / m B 20.05mN / mLFm 0.388 19.4 (1 0.388) 20.0519.8mN /m塔底液相平均表面力的計(jì)算，由tw = 107.1 C，查手冊(cè)得A 17.877mN /m B 18.719mN /mLWm 0.070 17.877 (1 0.070) 18.719 19.9mN / m 精餾段液相平均表面力為L(zhǎng)m (21.2 19.8)/2 20.51mN / m 提餾段液相平均表面力為'Lm (19.9 19.8) /2 19.85mN / m3.4.3 液體平均粘度計(jì)算液相平均粘度

32、依下式計(jì)算，即 lg Lmxi lg i塔頂液相平均粘度的計(jì)算，由tD 803C，查手冊(cè)得A 0.308mPa s B 0.311mPa slg LDm 0.957 lg 0.3081 0.957 lg 0.311解出 LDm 0.308mPa s 進(jìn)料板液相平均粘度的計(jì)算，由 tF 95C ，查手冊(cè)得A 0 . 267 mPa s B 0 . 275mPa slg LFm 0.388 lg 0.2671 0.388 lg 0.275解出 LFm 0.272mPa s塔底液相平均粘度的計(jì)算，由 tw=107.1C ，查手冊(cè)得A 0.2528mPa s B 0 . 265mPa slg LWm

33、0.070 lg 0.2528 1 0.070 lg 0.265 解出 LWm 0.264mPa s精餾段液相平均粘度為L(zhǎng)m (0.308 0.272) / 2 0.290mPa s提餾段液相平均粘度為L(zhǎng)m (0.2720.264)/20.268mPa s3.4.4 氣液負(fù)荷計(jì)算精餾段：qn,VVsqn,V M V,m3600 V ,m128.58 81.143600 2.641.097m3 / sR 1 qn,D (3.141 1) 31.05 128.58kmol/hqn,LRqn,D 3.141 31.05 97.54kmol/hLsqn,LM L ,m3600 L,m97.54 83.

34、093600 805.280.003m3 /s3Lh 0.003 360010.770m /h提餾段:qn,Vqn,V (q 1)qn,F 128.58kmol/hVsqn ,V'MV,m3600 v,m128.58 86.763600 2.951.050m3 / sq .' qn,L qqn,F 97.54 1 86.52 184.06kmol/hn , L1 1Lsqn,L'M L,m3600 L,m184.06 88.923600 790.090.0058m3/s'3Lh 0.0058 360020.71m /h3.5 精餾塔的塔體工藝尺寸計(jì)算塔徑的計(jì)算塔

35、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)?？蓞⒄障卤硭窘?jīng)驗(yàn)關(guān)系選取。表3-7 板間距與塔徑關(guān)系塔徑DT，m0.3 0.50.5 0.80.8 1.61.6 2.42.4 4.0板間距HT，mm200300250350300450350600400600對(duì)精餾段:初選板間距Ht 0.45m，取板上液層高度hL 0.06m ,0.20.0720.220.51200.0854200.0854805.28 2.64V 2641.489m/s可取安全系數(shù)為0.7，貝U安全系數(shù)（0.6-0.8），4 1.0973.142 1.0420.7 1

36、.4891.042m/s1.2m按標(biāo)準(zhǔn),塔徑圓整為1.4m ,則空塔氣速1.042m/ s對(duì)提餾段：初選板間距Ht 0.45m，取板上液層高度hL 0.06m ,L's112Lm0.0058790.09 2n npQRVsvm1.050U.U 8962.950.2查得C200.079 ;依式CC2020故 Ht hL 0.45 0.06 0.39m校正物系表面力為19.85mN / m時(shí)0.2C C200.0792019.850.20.079故 Ht hL0.45 0.060.39m ;LSLm120.003805.28120.0476Vsvm1.0972.640.2查得C200.08

37、5;依式CC2020校正物系表面力為20.51mN/m時(shí)max0.079790.09 2.95彳 2951.288m/ s可取安全系數(shù)為0.7，則安全系數(shù)（0.60.8）,故D4 1.0503.142 0.9020.7 max 0.7 1.2880.902m/s1.2m按標(biāo)準(zhǔn)，塔徑圓整為1m則空塔氣速0.902m/s 在設(shè)計(jì)塔的時(shí)候塔徑取1m3.6 塔板流體力學(xué)校核溢流裝置計(jì)算因塔徑D 1.4m，可選用單溢流弓形降液管，采用平行受液盤(pán)對(duì)精餾段各項(xiàng)計(jì)算如下：a）溢流堰長(zhǎng)lw :單溢流去lw （0.60.8）D取堰長(zhǎng) lw=0.7D0.7 1.40.98b）出 口堰高 hw : hw hL h&#

38、176;w由 lw / D 0.7 , Lh /lw2.511.328m0.98 .22 84 I 3查：P65圖3-20，知E 1.02,依式 E1000lw2 22.84 l Lh 32.84 10.77可得 E h1.020.014m1000 lw 10000.98故 hw 0.06 0.0140.046mc）降液管的寬度Wd與降液管的面積Af :由 lw / D0.7查（：P65 圖 3-22）得Wd /D0.15，Af / AtWd0.15D0.15 1.40.21m23.14222Af0.09D 0.091.40.1386 m440.09利用（：P66式3-33）計(jì)算液體在降液管中

39、停留時(shí)間以檢驗(yàn)降液管面積,LsAfHT 0.1386 0.45-=20.84s （大于5s，付合要求）Ls0.003d）降液管底隙高度入:取液體通過(guò)降液管底隙的流速o 0.20m/s （ 0.07-0.25）依（：P66 式 3-60） : hoLsIl w o0.04）h。宀=09800320=0.02 符合（h0%0006 °.046 °.006e）受液盤(pán)采用平行形受液盤(pán)，不設(shè)進(jìn)堰口，深度為 60mm 同理可以算出提溜段a）溢流堰長(zhǎng)lw :單溢流去lw（0.60.8）D ,取堰長(zhǎng) lw=0.7D0.7 1.40.98b）出 口堰高 hw : hwhL how由 lw/D

40、 0.7 , L'h/lw2.5查：P65圖3-20，知E20.710.982.521.787m1.03,依式 how2.84 E1000Lh 3lw可得how22.84 E G 31000 lw鴛1.030220.71 30.980.022故 hw 0.06 0.0220.038mc）降液管的寬度Wd與降液管的面積a-:由 lw/D 0.7 查（：P65 圖 3-22 ）得 Wd /D 0.15，A- / At 0.09Wd0.15D 0.15 1.4 0.21m23 14222Af 0.09 D2 0.091.42 0.1386m244利用（：P66式3-33）計(jì)算液體在降液管中停

41、留時(shí)間以檢驗(yàn)降液管面積,AfHTLs型。1386 045=10.84s Ls0.0058（大于5s，符合要求）d）降液管底隙高度0 :取液體通過(guò)降液管底隙的流速0.20m / s（0.07-0.25）依（：P66 式 3-60）: ho lw o0.0058=0.03m0.98 0.20符合（h0hw 0.006 0.038 0.006 0.032 ）362塔板布置1精餾段塔板的分塊因D 800mm故塔板采用分塊式。查表5-3得，塔極分為4塊。對(duì)精餾段:a）取邊緣區(qū)寬度Wc0.04m （30 50mm）,安定區(qū)寬度Ws0.070m，（當(dāng) D<1.5m 時(shí)，Ws 6075mm ）b） A.

42、、180RR DWc1.40.040.66m，22DxWdWs1.40.21 0.0700.422 x2 x , R2R sin 1 *計(jì)算開(kāi)孔區(qū)面積Aa0.420.662 0.422 3142 0.662sin 1-01.029m20.66c）篩孔數(shù)n與開(kāi)孔率：取篩孔的孔徑do為5mm，正三角形排列,一般碳的板厚為3mm,取t/d。3.0 ,故孔中心距t 3.0 5 15.0mm篩孔數(shù)n 1.155 A 丄1篤1.029 5283個(gè)，t20.0152貝U 也0.9072 % 10.08% （在 5-15圍）Aa（t/d。）則每層板上的開(kāi)孔面積 A0為A0A 0.1008 1.029 0.10

43、4氣體通過(guò)篩孔的氣速為o VS 1097 10.58m/sA 0.1042提餾段：a）取邊緣區(qū)寬度Wc 0.04m （3050mm）,安定區(qū)寬度 Ws 0.070m，（當(dāng) D<1.5m 時(shí)，Ws 6075mm ）b) Aa2x.R22 xR1 x sin -計(jì)算開(kāi)孔區(qū)面積180RRDWc1.40.040.66m221.4xDWdWs0.210.0700.4222223.1422 .1 0.422Aa2 0.42 . 0.660.420.66 sin1.029m180 0.66c）篩孔數(shù)n與開(kāi)孔率：取篩孔的孔徑d0為5mm，正三角形排列,一般碳的板厚為3mm,取t/d°3.0，故

44、孔中心距t 3.0 5 15.0mm篩孔數(shù)n警Aa丄卑1.029 5283個(gè)，t0.015貝U&%0.9072 % 10.08% （在 5-15圍）Aa（t/d。）2氣體通過(guò)篩孔的氣速為1.0500.10410.13m/s3.7 塔板負(fù)荷性能圖1精餾段：(1) 漏液線由 u0,minVs,min / A0 4.4C。.”(0.0056 0.13_h ) l / VhLhwhowhow2/32.84LhE 1000lw4Lgdg4 20.51805.28 9.81 50.0021U0,min4.44.44.4C0 ._h ) L / V2/30.7720.0056 0.13 hw -2.

45、48 E LhV1000 lwh l/ v、0.3570.772.0.0056 0.13 0.046 0.602 LS2/30.0021805.282.642.960 LS2/3在操作圍，任取幾個(gè)Ls值，依上式計(jì)算出Vs值，計(jì)算結(jié)果列于表3-8表3-8 Ls-Vs 關(guān)系Ls0.0000010.00060.00150.0030.0045Vs0.04577040.0472070.04840160.0498940.511118由上表數(shù)據(jù)即可作出漏液線1。(2) 霧沫夾帶線以e 0.1kg液/ kg氣為限，求 Vs-Ls關(guān)系如下:3.2由e5.710uLHt hf2/32 843600Ls小2/3ho

46、w1.02s0.602L,10000.982/333600Lshf2.5 hw 2.84 10 Es0.982/30.114 1.506LsAtAfs0.714Vs聯(lián)立以上幾式，整理得1.5396 0.13862/3Vs 2.960 13.272Ls在操作圍，任取幾個(gè)Ls值，依上式計(jì)算出Vs值，計(jì)算結(jié)果列于表3-9表3-9 Ls-Vs 關(guān)系Ls0.0000010.00060.00150.0030.0045Vs1.3152211.2535831.2009431.1333001.076564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(duì)于平直堰，取堰上液層高度how 0.006m作為最小

47、液體負(fù)荷標(biāo)準(zhǔn)how2.84 e 3600 Ls,min1000lw2/3,Ls,min0.811 10 3 m3； s據(jù)此可作出與氣體流量無(wú)關(guān)的垂直液相負(fù)荷下限線3(4) 液相負(fù)荷上限線以4s作為液體在降液管中停留時(shí)間的下限AfHT 4Ls,max0.4 0.47415.588 10 3m's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(5) 液泛線hw由 HdhphLhdhehihhLhdhihLhLhwhowhe0.051VsA0C0hd0.153Ls1 wh02/3h°w2.841000 E L2.8410001.023600Ls0.982/30.602Ls2/3聯(lián)立得

48、Ht1 hwhowhehd取0.5 取0.6忽略h，將how與Ls，hd與Ls，he與Vs的關(guān)系式代人上式，并整理得式中：2/32/32.84Lh2.843600Ls2/3howE h1.02s0.602Ls1000lw10000.98將有關(guān)的數(shù)據(jù)代入整理,得 Vs211.414 6815.113Ls2 80.751Ls2/3在操作圍，任取幾個(gè)Ls值，依上式計(jì)算出Vs值，計(jì)算結(jié)果列于表3-10表3-10 Ls-Vs 關(guān)系Ls0.0000010.00060.00150.0030.0045Vs0.2062990.2010480.1958260.187118177053由上表數(shù)據(jù)即可作出液泛線5。根

49、據(jù)以上各線方程，可作出篩板塔的負(fù)荷性能圖，如圖所示精餾段篩板負(fù)荷性能圖7.0006.0005.0004.0003.0002.0001.0000.000在負(fù)荷性能圖上，作出操作點(diǎn)0.003,1.097，連接0,0，0.003,1.097，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。由上圖查得Vs,max 2.833 m3 / s V0.617 m3 / s2提餾段(1)漏液線由 u0,minVs,min /A)4.4GJ(0.0056 0.13hL h ) l/ v2/32.84 l Lh' 2/3howE0.608 L h1000 lw44 19.85Lgd0790.09 9.81 50.0020u0,min4.45(0.0056 0.13九 h ) l/ v4.40.7722.480.0056 0.13 hw E10002/3LhI wh l/ v4.40.7722/3790 090.0056 0.13 0.038 0.608 LS0.00202.95得 Vs,min、0.2806 2.627Ls 2/3在操作圍，任取幾個(gè)Ls值，依上式計(jì)算