精選苯-甲苯精餾

1、PAGE 成績 XXX大學XXX學院化工原理課程設計說明書設計名稱： 苯-甲苯溶液連續(xù)篩板精餾塔設計年級專業(yè)： XXX專業(yè) 姓 名： XXX XXX 指導老師： XXX 2013年1月15日目錄概述1一、設計目的1二、設計任務1三、生產(chǎn)流程簡介及精餾意義簡述1第一局部 全塔物料衡算2一、物料衡算21.原料液及其塔頂、塔底產(chǎn)品的摩爾分率熱量衡算22.原料液及其塔頂與塔底產(chǎn)品的平均摩爾質量 2二、熱量衡算21、預熱器的蒸汽用量的計算22、塔釜蒸汽用量的計算33、冷凝器需水量的計算34、冷卻器需水量的計算4三、回流比確實定4四、理論塔板數(shù)及靈敏板確實定51、 理論板層數(shù)NT的求取5 精餾塔的氣、液相

2、負荷5 精餾段、提餾段操作線方程5 圖解法求理論塔板層數(shù)52、理論板層數(shù)NT的求取6第二局部 塔板及其塔的主要尺寸的設計6一、精餾塔的工藝條件及有關物性數(shù)據(jù)數(shù)據(jù)的計算6 1、操作壓力的計算6 2、操作溫度的計算6 3、平均摩爾質量的計算74、平均密度的計算75、平均外表張力的計算86、液相平均粘度的計算9 二、塔板間距確實定9三、塔徑確實定10四、塔板的設計10第三局部 流體力學的計算及其有關水力性質的校核，作負荷性能12一、校核計算121、板壓降的校核122、液沫夾帶量的校核133、溢流液泛條件的校核134液體在降液管內停留時間的校核145漏液點的校核14二、負荷性能圖151、漏液線152、

3、液沫夾帶線153、液相負荷下限線164、液相負荷上限線165、液泛線16第四局部 設計數(shù)據(jù)匯總18一、精餾塔內的物料衡算18二、摩爾流率19三、熱量衡算19四、塔板的詳細設計19五、管路管徑的選擇20六篩板塔設計計算結果21第五局部 流程評價22第六局部 認識及體會22參考文獻24附錄125-29附表30-33符號說明：英文字母Aa 塔板的開孔區(qū)面積 m2 H2裙座高度 mAf 降液管的截面積 m2 K穩(wěn)定系數(shù)Ao 篩孔區(qū)面積 m2 lw堰長 mAT塔的截面積 m2 Lh液體體積流量 m3/hC負荷因子 無因次 Ls液體體積流量m3/sC20外表張力為20mN/m的負荷因子 n篩孔數(shù)目do篩孔

4、直徑 P操作壓力 KPaD塔徑 m P壓力降 KPaev液沫夾帶量 kg液/kg氣 Pp氣體通過每層篩的壓降 KPaET總板效率 T理論板層數(shù)R回流比 u空塔氣速 m/sRmin最小回流比 u0,min漏夜點氣速 m/sM平均摩爾質量 kg/kmol 液體通過降液管底隙的速度 m/stm平均溫度 Vh氣體體積流量m3/hg重力加速度 9.81m/s2 Vs氣體體積流量m3/sFa篩孔氣相動能因子 kg1/2/(s.m1/2) Wc邊緣無效區(qū)寬度 mhd與干板壓降相當?shù)囊褐叨?m Wd弓形降液管寬度 mhp氣體通過每層塔板的液注高度 m Ws 泡沫區(qū)寬度 mhf泡沫層高度 mhL板上清液層高度

5、 m 希臘字母hl與板上液層阻力相當?shù)囊鹤⒏叨?m 液管的底隙高度 m篩板的厚度 mhow堰上液層高度 m 粘度 mPa.shW溢流堰高度 m 密度 kg/m3hc與液體流過降液管的壓降相當?shù)囊褐叨?m 外表張力N/m與克服液體外表張力所產(chǎn)生的阻力相當 開孔率 無因次的液注高度 m 質量分率 無因次H板式塔高度 m 液體在降液管內停留時間 sHB塔底空間高度 mHd降液管內清液層高度 m 下標HD塔頂空間高度 m HF進料板處塔板間距 m max 最大的HP人孔處塔板間距 m min 最小的HT塔板間距 m L 液相的Z 板式塔的有效高度 m V 氣相的H1封頭高度 m 苯甲苯溶液連續(xù)篩板精

6、餾塔設計概述一、設計目的：1培養(yǎng)學生運用化工原理課程及有關知識進行化工工藝設計的能力；2在培養(yǎng)學生設計能力的同時，建立正確的設計思路和設計方法。二、設計任務：1處理量：6萬噸/年2料液組成質量分數(shù)：40%；3塔頂產(chǎn)品組成質量分數(shù)：96.0% 4塔底釜液組成：1.0%；5年工作生產(chǎn)時間：330天；6全塔總效率：52%；7. 操作壓力：4kPa(塔頂表壓)8. 泡點進料，回流比自選。三、生產(chǎn)流程簡介及精餾意義簡述：1生產(chǎn)流程簡介：本裝置為泡點進料，原料在預熱器中預熱至泡點，從精餾塔進料位置參加，在進料位置與塔上部回流集合后流入塔底的再沸器，回流液體在填料外表與上升氣體相接觸，進行熱質傳遞過程。操作

7、連續(xù)的從再沸器中取出局部液體汽化產(chǎn)生上升蒸汽依次通過填料層，其余的為塔底產(chǎn)品。塔頂蒸汽進入冷凝器冷凝后，局部泡點回流，其余被冷卻器冷卻到常溫作為產(chǎn)品流出。 板式精餾塔流程圖2精餾意義：苯、甲苯作為常用溶劑廣泛的應用于化工、藥品行業(yè)，為了降低原料消耗和產(chǎn)品本錢，通常設置苯回流裝置，將使用過的的苯予以提純回收，根據(jù)工業(yè)生產(chǎn)特點和工廠試驗經(jīng)驗，設計苯-甲苯連續(xù)精餾裝置。第一局部、工藝計算一、物料衡算1、 原料液及其塔頂、塔底產(chǎn)品的摩爾分率苯的摩爾質量為：78.11kg/kmol甲苯的摩爾質量為：92.13kg/kmol=(0.40/78.11)/(0.40/78.11+0.60/92.13)=0.4

8、40=(0.96/78.11)/(0.96/78.11+0.04/92.13)=0.966xW=(0.01/78.11)/(0.01/78.11+0.99/92.13)=0.012 2、原料液及其塔頂與塔底產(chǎn)品的平均摩爾質量Mf=0.44078.11+92.13(1-0.440)=85.96kg/molMd=0.96678.11+92.13(1-0.966)=78.59kg/molMw=0.01278.11+92.13(1-0.012)=91.96kg/mol那么可知：原料的處理量：F=60000000/(3302485.96)=88.13kmol/h總物料衡算：F= D+W苯物料衡算：Fxf

9、 = Dxd +Wxw帶入數(shù)據(jù)，容易得出： W=48.592kmol/hD=39.538kmol/h二、熱量衡算1預熱器的蒸汽用量的計算： 設原料進入預熱器的進口溫度=20.0，查附錄苯-甲苯物性曲線圖得 20時，苯的比熱容為： 甲苯的比熱容為： 所以入口混合液體比熱容為： 由于泡點進料，所以原料出預熱器的進口溫度, 查附錄苯-甲苯物性曲線圖得 99.1時，苯的比熱容為： 甲苯的比熱容為： 所以出口混合液體比熱容為： 所以其平均比熱容為： 常壓蒸餾，操作壓力為101.325kPa查飽和蒸汽壓表得101.325 KPa時，水的汽化熱由于飽和蒸汽冷凝放出的熱量和原料液吸收熱量相等所以 帶入數(shù)據(jù)，可

10、得:2.塔釜蒸汽用量的計算因原料液采用泡點進料,，提餾段的蒸汽量=V又 V=(R+1)D=3.69639.583=146.299 kmol/h時，查附錄苯-甲苯物性曲線圖得苯的汽化熱 甲苯的汽化熱 那么塔釜汽化所吸收的熱量： 塔釜釜液汽化所吸收的熱量與加熱蒸汽冷凝放出的熱量相等，即 帶入數(shù)據(jù)，可得：3.冷凝器需水量的計算 由塔頂?shù)臏囟龋楦戒洷?甲苯物性曲線圖得苯的汽化熱 甲苯的汽化熱 設冷凝水 平均溫度 此時，水的比熱容為：苯甲苯蒸氣冷凝放出的熱量與水吸收的熱量相等，即 帶入數(shù)據(jù)，可得 4.冷卻器需水量的計算 假設產(chǎn)品經(jīng)冷卻器的出口溫度為20.0，且產(chǎn)品進入冷卻器的溫度82.0 那么其平均溫

11、度為： 苯的比熱容為： 甲苯的比熱容為： 其平均比熱容為: 設冷凝水 平均溫度 此時，水的比熱容為： 冷卻水吸收的熱量與產(chǎn)品放出的熱量相等，即 帶入數(shù)據(jù)，可得 三、回流比確實定因為苯與甲苯屬于理想物系，可采用圖解法求解見相平衡圖采用作圖法求最小回流比，因為是泡點進料，所以q=1，xq = xf。在圖一的對角線上，自點0.440，0.440作垂線即為進料線q線，該線與平衡線的交點坐標為xq=0.440 yq=0.664故最小回流比為：Rmin=1.348取操作回流比為：R=2 Rmin =2 圖一 苯-甲苯相平衡關系圖四、理論塔板數(shù)及靈敏板確實定1.理論板層數(shù)NT的求取 精餾塔的氣、液相負荷L=

12、RD= kmol/hV=(R+1)D=/h=L+F=/h =V=146.30/h 精餾段、提餾段操作線方程精餾段操作線：y=提餾段操作線方程： 圖解法求理論塔板層數(shù)根據(jù)圖一所示，可求得結果為總理論塔板數(shù) NT=13塊(包括再沸器)進料板位置 NF=62.實際板層數(shù)N的求取精餾段實際塔板數(shù) N精=5/52%=10塊提餾段實際塔板數(shù) N提=8/52%=16塊第二局部、塔板及其塔的主要尺寸的設計一、精餾塔的工藝條件及有關物性數(shù)據(jù)數(shù)據(jù)的計算1. 操作壓力的計算塔頂操作壓力 PD=(101.3+4)kPa=105.3kPa每層塔板壓降 P=0.7kPa進料板壓力 精餾段平均壓力 2. 操作溫度的計算根據(jù)

13、操作壓力，由和安托因方程聯(lián)立采用試差法求解泡點溫度。苯-甲苯溶液可做為理想溶液，純組分的蒸汽壓苯-甲苯安托因方程為：苯 甲苯 其中的單位為kPa；溫度t的單位為對于塔頂，由得， 0.966=假設一個泡點t,用安托因方程算出、，代入上式進行檢驗。設 =0.966假設正確，即塔頂溫度為82.0。對于進料板，同理可得，進料板溫度為99.1。對于塔底，同理可得，塔底溫度為117.2所以， 塔頂溫度 進料板溫度 塔底溫度 精餾段平均溫度 3. 平均摩爾質量的計算塔頂平均摩爾質量計算由，查平衡曲線圖一，得 進料板平均摩爾質量計算由圖解理論板圖一，得 查平衡曲線圖一，得 精餾段平均摩爾質量 4.平均密度的計

14、算1氣相平均密度計算由理想氣體狀態(tài)方程計算，即2液相平均密度計算 液相平均密度依下式計算，即 塔頂液相平均密度的計算由，查附錄苯-甲苯物性曲線圖得 進料板液相平均密度的計算由,查附錄苯-甲苯物性曲線圖得 進料板液相的質量分率 精餾段液相平均密度為 5.液體平均外表張力計算液相平均外表張力依下式計算，即 塔頂液相平均外表張力的計算由，查附錄苯-甲苯物性曲線圖得 進料板液相平均外表張力的計算由,查附錄苯-甲苯物性曲線圖得 精餾段液相平均外表張力為 6.液相平均粘度計算液相平均粘度依下式計算，即 塔頂液相平均粘度的計算由，查附錄苯-甲苯物性曲線圖得 解出 進料板液相平均粘度的計算由,查附錄苯-甲苯物

15、性曲線圖得 解出 精餾段液相平均粘度為 二、塔板間距確實定精餾段的氣、液相體積流率為 取板間距，板上液層高度查參考文獻【1】圖10-42篩板塔泛點關聯(lián)圖得 三、塔徑確實定1塔徑的計算取平安系數(shù)為0.7一般在0.6-0.8,那么空塔氣速為 按標準塔徑圓整后為 塔截面積為 實際空塔氣速為 2.精餾塔有效高度的計算精餾段有效高度為 提餾段有效高度為 在進料板上方開一人孔，其高度是0.8m故精餾塔的有效高度為 四、塔板的設計1.溢流裝置計算因塔徑,可選用單溢流弓形降液管，采用凹形受液盤。各項計算如下：1堰長一般情況下， 取 2溢流堰高度 由 選用平直堰，堰上液層高度為 近似取E=1，那么 取板上清液層

16、高度 故 3弓形降液管寬度和截面積由 查參考文獻【1】 圖10-40 弓形降液管的寬度與面積圖，得 故 依參考文獻【2】式5-9驗算液體在降液管中停留時間，即 故降液管設計合理。4降液管底隙高度 取 那么 故降液管底隙高度設計合理。 選用凹形受液盤，深度。2.塔板布置1塔板的分塊因，故塔板采用分塊式。查參考文獻【2】表5-3得，塔板分為四塊。2邊緣區(qū)域寬度確實定取 3開孔區(qū)面積的計算本設計采用單溢流塔板，開孔區(qū)面積按參考文獻【2】式5-12計算，即 其中 故 4篩孔計算及其排列本設計所處理的物系無腐蝕性，可選用碳鋼板，取篩孔直徑。篩孔按正三角形排列，取孔中心距為 篩孔數(shù)目n為 個開孔率為 氣體

17、通過閥孔的氣速為 第三局部、流體力學的計算及其有關水力性質的校核，作負荷性能一、校核計算1.板壓降的校核(1)干板阻力的計算干板阻力由參考文獻【1】式10-4計算，即 由，查文獻【1】圖10-45得，故 2氣體通過液層的阻力由文獻【1】式10-31計算，即 動能因子 查文獻【1】圖10-46，得、 故3液體外表張力的阻力的計算 液體外表張力所產(chǎn)生的阻力由參考文獻【2】式5-23計算，即 氣體通過每層塔板的液柱高度為 氣體通過每層塔板的壓降為 2.液面落差對于篩板塔，液面落差很小，且本設計中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參考文獻【1】10-32計算，即 故

18、 故在本設計中，液沫夾帶量在允許范圍內。4.漏液對篩板塔，漏液點氣速,可由參考文獻【2】式5-25計算，即 實際孔速 穩(wěn)定系數(shù)為 故在本設計中無明顯漏液。5.液泛為防止塔內發(fā)生液泛，降液管內液層高度應服從參考文獻【2】式5-32的關系，即 苯-甲苯物系屬一般物系，取 ，那么 而 板上不設進口堰，可由參考文獻【2】式5-30計算，即 故在本設計中不會發(fā)生液泛現(xiàn)象。二、負荷性能圖1.漏液線由 得 整理得 在操作范圍內，任取幾個Ls值，依上式計算出Vs值計算結果列于下表Ls ( m3/s)0.00060.00150.00300.0045Vs ( m3/s)0.6560.6720.6910.707由上

19、表數(shù)據(jù)即可作出漏液線1。2.液沫夾帶線以為限，求關系如下：由 故 整理得 在操作范圍內，任取幾個Ls值，依上式計算出Vs值計算結果列于下表Ls ( m3/s)0.00060.00150.00300.00450.00700.0100Vs ( m3/s)2.2362.1422.0201.9191.7721.617由上表數(shù)據(jù)即可作出液沫夾帶線2。3.液相負荷下限線對于平直堰，取堰上液層高度作為最小液體負荷標準。由參考文獻【2】式5-7得 取E=1，那么 據(jù)此可作出與氣體流量無關的垂直液相負荷下限線3。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，由參考文獻【2】式5-9得 故 據(jù)此可作出與氣

20、體流量無關的垂直液相負荷上限線4。5.液泛線令 由 聯(lián)立得 忽略，將的關系式代入上式，并整理得 式中 將有關的數(shù)據(jù)代入，得 故 整理得 在操作范圍內任取幾個，依上式計算出值，計算結果列于下表()0.00060.00150.00300.00450.00700.01002.2822.2212.1382.0601.9281.757 由以上數(shù)據(jù)即可作出液泛線5。根據(jù)以上各線方程，可作出篩板塔的負荷性能圖，如圖二所示。 圖二精餾段篩板負荷性能圖第四局部、設計數(shù)據(jù)匯總一、精餾塔內的物料衡算液體名稱質量組成W摩爾組成X沸點()摩爾流量(komlh)料液F40%0.44085.688.13產(chǎn)品液D96%0.9

21、6678.439.54塔釜液W1.0%0.01298.248.59二、摩爾流率物流代號精餾段(komlh)提餾段(komlhL106.72194.85V146.30146.30三、熱量衡算換熱器熱負荷Q(kJh)加熱蒸汽量或冷水用量W(kgh)預熱器3.81053248.77塔釜再沸器1.6810612823.28冷凝器1.83106153578.08冷卻器6.061048226.57合計3.9510616072.05(氣)161804.65(水)四、塔板的詳細設計算物流代號HT(m)AT(m2)Af(m2)lW=0.7D(m)Wc(m)hW(m)h0(m)單流型平直堰0.401.5390.1

22、1110.9240.0350.0550.042物流代號Ws(m)d0(m)t=3d0(m)Aa(m2)A0(m2)D(m)Wd(m)單流型平直堰0.0650.0050.0151.1190.1131.40.1736五、管路管徑的選擇管道名稱計算直徑（mm）選取直徑（mm）選取壁厚（mm）原料出預熱器管路管徑34453.5原料進預熱器管路管徑34453.5蒸汽進再沸器管的管徑841028蒸汽進預熱器管的管徑40578水進出冷凝器的管徑1191273.5產(chǎn)品出冷卻器的管徑19283.5回流管的管徑33423.5產(chǎn)品出冷凝器的管徑40483.5水進出冷卻器的管徑24323.5上升氣體進冷凝器的管徑39

23、04268物料出再沸器的管徑4004268物料出塔釜的管徑31423.5塔釜收集液管路的管徑 22303.5進再沸器的物料的管路管徑23303.5總的輸水管的管徑1211333.5總的蒸汽輸送管的管徑941148 六、篩板塔設計計算結果序號工程數(shù)值1平均溫度，90.552平均壓力 108.83氣相流量1.12964液相流量0.00315實際塔板數(shù)266有效段高度10.47塔徑,m1.48板間距, m0.409溢流形式單溢流10降液管形式弓形11堰長, m0.92412堰高, m0.05513板上液層高度, m0.0714降液管底隙高度, m0.04215安定區(qū)寬度, m0.06516邊緣區(qū)寬度,m0.03517開孔區(qū)面積,1.11918篩孔直徑,m0.00519篩孔數(shù)目574520孔中心距,m0.01521開孔率,%10.122空塔氣速,m/s,0.83623篩孔氣速,m/s9.9924穩(wěn)定系數(shù)1.6325每層塔板壓降，Pa0.726負荷上限0.0111127負荷下限0.0007928液沫夾帶0.015729氣相負荷上限，2.16630氣相負荷下限，