分離苯甲苯混合液的篩板精餾塔

1、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 o設(shè)計條件如下： 表 3-18操作壓力進料熱狀態(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w0.7kPaET=52%天津地區(qū)試根據(jù)上述工藝條件作岀篩板塔的設(shè)計計算。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)計中采用泡點進料，將原料液通過預(yù) 熱器加熱至泡點后送人精餾塔內(nèi)。塔頂上升蒸氣采

2、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 J二T肝廠門甲苯的摩爾質(zhì)量心算 _0.41/78.11尸 0 41/78 H + 0 59/92.130.9660.96/78 II0 96/78.11 + H04/92J30.01/78 110.012* 0 01/78 11+0.99/92.13'(2) 原料液及塔頂、塔底產(chǎn)品的平均摩爾質(zhì)量Mf = 0.450 X7

3、8.11 + (l-0,450)X 92,13 = .B2kglkmol = 0.966x78.11 + (1-0.966)x 92,13 = 78,59ig/ knol = 0.012x78.11+(1-0.012)x92.13 = 91.96te/*wZ(3) 物料衡算=46,61 加o" h原料處理量12總物料衡算46.61 =D+ W苯物料衡算 46.61 X0.45 = 0.966D + 0.012 W聯(lián)立解得 d = 21.40 kmol / hW=25.21kmol/h3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)。 由手冊查得苯

4、一甲苯物系的氣液平衡數(shù)據(jù)，繪出xy圖，見圖3-22。 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e (0.45 , 0.45 )作垂線ef即為進料線(q線)，該線和平衡線的交點坐標為yq = 0.667 xq = 0.450巾-幾 _ Q966-0667故最小回流比為取操作回流比為求精餾塔的氣、液相負荷Z = 5xD = 2.76x2140 = 59.06MA r= (R +1)D =(2.76+1)x2140 = 80.46 曲冊 = Z+ = 59.06+46 61= 105 67few/A卩二卩二恥46加川k圖3-22圖解法求理論板層數(shù)求操作線方程精餾

5、段操作線方程為而U珈+0浙LqF提餾段操作線方程為圖解法求理論板層數(shù)總理論板層數(shù) NT= 12. 5 (包括再沸器)進料板位置NF = 6(2) 實際板層數(shù)的求取精餾段實際板層數(shù)“境-5/0.52 =9.6-10,提餾段實際板層數(shù)6.5/0.52=12.5 -134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行計算。(1) 操作壓力計算塔頂操作壓力 PD= 101.3 + 4= 105.3 kPa每層塔板壓降 p=0.7 kPa進料板壓力 PF = 105.3 + 0.7 X10= 112.3kPa精餾段平均壓力 P m =( 105.3 + 112.3 )/ 2= 108.8 kPa(

6、2) 操作溫度計算依據(jù)操作壓力，由泡點方程通過試差法計算岀泡點溫度，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.C進料板溫度t F=99.5 C精餾段平均溫度 tm=( 82.l + 99.5 ) /2 = 90.8 C(3) 平均摩爾質(zhì)量計算塔頂平均摩爾質(zhì)量計算由xD=y仁0.966,查平衡曲線(見圖 3-22 )，得x1=0.916M陳二 0 966x7811+(1-0966)x92 13=78-59 館代泅= 0.916x78 ll+(l-0.916)x92J3=79WW進料板平均摩爾質(zhì)量計算 由圖解理論板(見圖 3-22，得yF = 0.6

7、04查平衡曲線（見圖 3-22 ），得xF = 0.388= 0.604x78.11 + (1-0 604)x92.13 = 83.66ig7M Ma = 0.388x78.11+(l-0.388)x92.13 = 86.6Ug7M 精餾段平均摩爾質(zhì)量% = (7B.59 4- 83.66)/2 = 81.13ig/WM險=(79.29+ 86.69)/2 = 82.99fcg/fano/(4) 平均密度計算 氣相平均密度計算 由理想氣體狀態(tài)方程計算，即液相平均密度計算8,314x(90.8+ 273.15)液相平均密度依下式計算，即1/邛疥+%/ film / PkA f P塔頂液相平均密度

8、的計算 由tD=82.C，查手冊得-812.7A:g/m? ps -807,9kg/ffls%亠=° %2-7 + ° %7.9 仏 812,5即w?進料板液相平均密度的計算 由tF =99.5 C,查手冊得Pa =79O.8tg/進料板液相的質(zhì)量分率= 0.3500 3B8x7B.ll +(1- 0 388)x92.13p=79l.6Kg/精餾段液相平均密度為p Lm= (812.5+791.6 ) /2=802.1 kg/m(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 C，查手冊得b A=21.24 m N/m

9、bB=21.42 m N/mb LDm=0.966X 21.24+(1 -0.966) X 21.42=21.25 mN/m進料板液相平均表面張力的計算由tF = 99.5 'C,查手冊得b A=18.90 m N/m b B=20.0 m N/mb LFm=0.388 X 18.90+(1 - 0.388) X 20.0=19.57 mN/m精餾段液相平均表面張力為b Lm= (21.25+19.57 ) /2=20.41 mN/m(6) 液體平均粘度計算液相平均粘度依下式計算，即lg 卩 Lm=S xi lg 卩 i塔頂液相平均粘度的計算由tD =82.1 C，查手冊得卩 A=0.

10、302 mPa s 卩 B=0.306 mPa slg 卩 LDm=0.966Klg(0.302)+ (1- 0.966) Xlg(0.306)解出 卩 LDm=0.302 mPa s進料板液相平均粘度的計算由tF =99.5 C,查手冊得卩 A=0.256 mPa s 卩 B=0.265 mPa slg 卩 LFm=0.388X|g(0.256)+ (1-0.388) X|g(0.265)解出卩 LFm=0.261 mPas精餾段液相平均粘度為11 Lm=(0.302+0.261)/2=0.282 mPa s5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_B046x8

11、1,13y36O0x 2.32人陋琳6”加9乜唄開/ 36003600 x802 1式中C由式3-5計算，其中的C20由圖3-2查取，圖的橫坐標為取板間距HT=0.40m,板上液層高度hL = 0.06m,則HT-hL= 0.4-0.06=0.34 m查圖 3-2 得 C20=0.072C=0.072 20umax = C -= ° 072l= 0.0723PlPyV ft= 0.0723仰.1-2 92 彳 192-1.1P6(m/s)取安全系數(shù)為0.7，則空塔氣速為u = 0.7 Xumax=0.7 X 1.196 =0.837 m/sJ 4x0.621-0972m按標準塔徑圓整

12、后為D= 1.0m塔截面積為AT=0.785 D2=0.785 X1.02=0.785mu=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) xo.4=3.6 m提餾段有效高度為Z提=(N 提-1) HT=(15- 1) X0.4=5.6 m在進料板上方開一人孔，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。各項計算如下: 堰長lw取.廠 I &

13、quot;'5 - I ri"' - ' - I i-' 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10002.84xlx近似取E= 1,則："-1-<0 0017x3600= 0.013取板上清液層高度hL = 60 mm故 I. < 弓形降液管寬度 Wd和截面積A由T，查圖 3-10，得仝=0.0722 = 0124,則；A = 0.0722x0.785 = 0,0567m3肌=0,124x1.0= D.124ra Aj.D依式3-13驗算液體在降液管中停留時間，即3600 AfHr3600x0.056

14、7 x0.450.0017x3600= 13.34s>5s故降液管設(shè)計合理 降液管底隙高度hO 取降液管底隙的流速 . II ；，則0.032m0 0017x3600= 0.047-0.032 = 0.015 汕窗故降液管底隙高度設(shè)計合理選用凹形受液盤，深度：飛=50mm(2) 塔板布置 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。 邊緣區(qū)寬度確定tW取 W= '' : =0.065 m , W=0.035 m 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 - ( W + W )= 0.5-(0.124+0.06

15、5)=0.311 m卜3 14IFr = D /2 - W =0.5-0.035=0.465 m=2 0.311 x.4652-0 3112 故I 篩孔計算及其排列本例所處理的物系無腐蝕性，可選用6= 3 mm碳鋼板，取篩孔直徑 d0 = 5 mnr篩孔按正三角形排列，取孔中心距t為t = 3d0 = 3 x 5 = 15mm篩孔數(shù)目n為開孔率為1 UJxQj320.01512731 個=A0 /A a = 0.907 /( t/d 0)2 = 10.1%氣體通過篩孔的氣速為篩孔氣速 u 0 = VS / A 0 =0.621/(0.101 X 0.532)=11.56m/s7篩板的流體力學(xué)驗

16、算(1)塔板壓降干板阻力he計算干板阻力he由式3-26計算，即2g A G 丿由 d0/ 5 = 5/3 = 1.67，查圖 3-14 得，C0= 0.772氏= 0,051故2.92son=0.0416m 液柱 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，即片0.621At - Af 0.785 - 0JO567=03m/sFo = 0 .8532心皿山)查圖 3-15，得 B =0.61故.:- +: I - 液體表面張力的阻力 h b計算液體表面張力所產(chǎn)生的阻力hb由式3-34計算，即= OJ0021 m±氣體通過每層塔板的液柱高度hp可按下式計算，即h

17、.=也 +& + hf = 0.0416 + 0.0366 +D.0021 = 0.080 m 液柱氣體通過每層塔板的壓降為：-'，=,<0.7 kPa (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5.7x10巧(禺-2必丄17x10'0,85332=20.41 xl0-5<0.40-2.5 xO.O= 0014kg 液/kg 氣<0.1 kg液/kg氣故在本設(shè)計中液沫夾帶量ev在允許范圍內(nèi)漏液對篩板塔，漏液點氣速 u0,max可由式3-38計算，

18、j = 44島胛茹而莎而云7云= 4.4x0.7720 0056+0.13x0 06-0 0021)x802 1/2 92 =5.935m 幾實際孔速 u0 = 11.56 m/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< © (HT+hw)苯一甲苯物系屬一般物系，取© = 0.5，則© ( HT+hw)=0.5(0.40+0.047)=0.224而 Hd=hP+hL+hd板上不設(shè)進口堰，h

19、d可由式3-44計算，即hd=0.153( u0/)2=0.153(0.08)2=0.001 m 液柱Hd=0.08+0.06+0.001=0.141 m 液柱Hd< © (HT+hw),故在本設(shè)計中不會發(fā)生液泛現(xiàn)象。8塔板負荷性能圖漏液線2創(chuàng)仏丫由皿訶沖同"性 阿齊麗喬R丙斤，“而 忙丿鈴g = 4.4 珂0側(cè)奶oy 盞吟嚴譏)耳仏整理得曰 =4.4x0.772x0 101x0.0532x0.00+0MD D470 0血1勿2 "292卩3 = 3.025 0 00961 + (fl 141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

20、表 3-19。表 3-193Ls /(m /s)0.00060.00150.00300.0045s /(m 3/s)0.3090.3190.3310.341由上表數(shù)據(jù)即可作岀漏液線I(2)液沫夾帶線以ev = 0.1kg液/kg氣為限，求Vs-Ls關(guān)系如下:5JxlO(坷=25% =+) = 2.5(0 047 +0.8®l) = 0118 +2.2Hr-hf = 0 .282-22遼門5.7 xlO20.41 xlO*jC_L373_0.282-2 JI2T整理得 吒=1.2510 07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 3-200.0

21、0060.00150.00300.00453_s /(m /s)V /(m 3/s)1.2181.1581.0811.016由上表數(shù)據(jù)即可作岀液沫夾帶線2(3) 液相負荷下限線對于平直堰，取堰上液層高度hO殍0.006m作為最小液體負荷標準。由式3-21得0.880"00啟£. = 0.00056 小5據(jù)此可作岀和氣體流量無關(guān)的垂直液相負荷下限線3(4) 液相負荷上限線以B = 4s作為液體在降液管中停留時間的下限"込4&故= 0.0567x040/4= 0.00567據(jù)此可作岀和氣體流量元關(guān)的垂直液相負荷上限線4。(5) 液泛線令打_% =帆虹每十為.聯(lián)

22、立得 幽+爐卜嘰=(0+1)如+玄也+陽忽略ha,將hOW和LS, hd和LS, he和V的關(guān)系式代人上式，并整理得d兀上護-心"曙護=0,051 合=(221)=0.108(4A)' Pi (0 101x0.532x0.772)2 802.1=<r+(-1) = 0.5x0.40 + (0.5-0.61-1)x0.047=0.148凸二 CU 胳血人 F = 0.153/(0.66x0.032)a = 343.01式中:r-2.84xlO-3x£Cl+()m=2.84xlO-3xlx(l + 0.61)()w =1.421 0 66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