苯甲苯溶液連續(xù)精餾塔設(shè)計(jì)

江漢大學(xué)《化工原理》課程設(shè)計(jì)說明書題目苯—甲苯溶液連續(xù)精餾塔設(shè)計(jì)專業(yè)班級過控141學(xué)生陶翔指導(dǎo)老師劉紅姣成績2023年7月5日化工原理課程設(shè)計(jì)任務(wù)書一、設(shè)計(jì)名稱：苯-甲苯溶液連續(xù)精餾塔設(shè)計(jì)二．設(shè)計(jì)條件解決量：10萬噸/y料液組成（質(zhì)量分?jǐn)?shù)）：45%塔頂產(chǎn)品組成（質(zhì)量分?jǐn)?shù)）：99%塔頂易揮發(fā)組分回收率：99%每年實(shí)際生產(chǎn)時(shí)間：7200h精餾塔頂?shù)膲簭?qiáng)：4kPa(表壓)加熱蒸汽：低壓蒸汽

單板壓降：≯0.7kPa三、設(shè)計(jì)任務(wù)1、設(shè)備選型、設(shè)計(jì)方案的擬定和流程說明；2、精餾塔的工藝計(jì)算：塔徑、塔高、溢流裝置、塔板的布置、升氣道等的設(shè)計(jì)與排列；3、流體力學(xué)性能的驗(yàn)算；4、繪制塔板負(fù)荷性能圖并結(jié)合流體力學(xué)驗(yàn)算進(jìn)行調(diào)整；5、有關(guān)附屬設(shè)備的計(jì)算選型；6、編寫設(shè)計(jì)說明書和設(shè)計(jì)結(jié)果概要或設(shè)計(jì)一覽表，繪制主體設(shè)備工藝條件圖目錄1.流程和工藝條件的擬定和說明 32.操作條件和基礎(chǔ)數(shù)據(jù) 32.1操作條件 32.2基礎(chǔ)數(shù)據(jù) 33.設(shè)計(jì)計(jì)算 33.1精餾塔的物料衡算 33.2塔板數(shù)的擬定 43.2.１苯—甲苯混合物的ｔ-ｘ-ｙ圖和x-y圖 43.2.2擬定最小回流比Ｒｍｉｎ和回流比 63.2.3精餾塔氣、液相負(fù)荷的擬定 63.2.4操作線方程 73.2.5圖解法求理論板層數(shù) 73.2.6全塔效率的計(jì)算 73.2.7實(shí)際板層數(shù) 93.3精餾塔的工藝條件及有關(guān)物性數(shù)據(jù)的計(jì)算 93.3.1操作壓力計(jì)算 93.3.2平均摩爾質(zhì)量計(jì)算 93.3.3平均密度計(jì)算 103.3.4液體平均表面張力計(jì)算 123.3.5液體平均粘度計(jì)算 133.4精餾塔的塔體工藝尺寸計(jì)算與板間距的擬定 133.4.1塔徑的計(jì)算 133.4.2塔高度計(jì)算 153.5塔板重要工藝尺寸計(jì)算 163.5.1溢流裝置的計(jì)算 163.5.2塔板布置 183.6篩板的流體力學(xué)驗(yàn)算 193.6.1精餾段篩板的流體力學(xué)驗(yàn)算 193.6.2提餾段篩板的流體力學(xué)驗(yàn)算 213.7塔板負(fù)荷性能圖 233.7.1精餾段塔板負(fù)荷性計(jì)算 232.7.2提餾段塔板負(fù)荷性能計(jì)算 253.8塔的輔助設(shè)備及附件的計(jì)算與選型 283.8.1全凝器 283.8.2再沸器 283.8.3接管管徑計(jì)算與選型 293.8.4塔頂空間 313.8.5人孔 31設(shè)計(jì)結(jié)果一覽表 31參考文獻(xiàn) 35

1.流程和工藝條件的擬定和說明本設(shè)計(jì)任務(wù)為分離苯—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(jì)中采用泡點(diǎn)進(jìn)料，將原料液通過預(yù)熱器加熱至泡點(diǎn)后送入精餾塔內(nèi)。塔頂上升蒸汽采用全凝器冷凝，冷凝液在泡點(diǎn)下一部分回流至塔內(nèi)，其余部分經(jīng)產(chǎn)品冷凝冷卻后送至儲罐。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1.6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.操作條件和基礎(chǔ)數(shù)據(jù)2.1操作條件塔頂壓力：4kPa進(jìn)料熱狀態(tài)：泡點(diǎn)進(jìn)料回流比：1.6倍加熱蒸汽：低壓加熱單板壓降：≤0.7kPa2.2基礎(chǔ)數(shù)據(jù)進(jìn)料中苯的含量（質(zhì)量分?jǐn)?shù)）：45%塔頂苯的含量（質(zhì)量分?jǐn)?shù)）：99%塔頂易揮發(fā)組分回收率：99%生產(chǎn)能力（萬噸/年）：103.設(shè)計(jì)計(jì)算3.1精餾塔的物料衡算苯的摩爾質(zhì)量MA甲苯的摩爾質(zhì)量MB進(jìn)料組成（摩爾分?jǐn)?shù)）x塔頂餾出液組成（摩爾分?jǐn)?shù)）x進(jìn)料平均摩爾質(zhì)量塔頂溜出液平均摩爾質(zhì)量根據(jù)全塔物料及輕組分衡算列平衡方程式，如下：FF而，進(jìn)料量流量F以塔頂苯為重要產(chǎn)品，回收率η可以解得 D簽殘液平均摩爾質(zhì)量M式中F原料液流量D塔頂產(chǎn)品流量W塔底產(chǎn)品流量3.2塔板數(shù)的擬定3.2.１苯—甲苯混合物的ｔ-ｘ-ｙ圖和x-y圖由《化工工藝設(shè)計(jì)手冊》查得的苯-甲苯物系的氣液平衡數(shù)據(jù)，如表3-1所示：表3-1苯-甲苯物系的氣液平衡數(shù)據(jù)表苯的摩爾分?jǐn)?shù)溫度/℃苯的摩爾分?jǐn)?shù)溫度/℃液相氣相液相氣相0.000.00110.60.5920.78989.40.0880.212106.10.7000.85356.80.2000.370102.20.8030.91484.40.3000.50098.60.9030.95782.30.3970.61895.20.9500.97981.20.4890.71092.11.001.0080.2根據(jù)表3-1作苯－甲苯混合液的ｔ－ｘ－ｙ相平衡圖如圖3-2所示根據(jù)表3-1作苯－甲苯混合液的ｘ-y圖，如圖3-3所示3.2.2擬定最小回流比Ｒｍｉｎ和回流比采用作圖法求最小回流比。應(yīng)為是泡點(diǎn)進(jìn)料，則xF=（0.4911,0.4911）做垂線即為進(jìn)料線（q線），該線與平衡線的交點(diǎn)坐標(biāo)為y故最小回流比為R則操作回流比為R=1.63.2.3精餾塔氣、液相負(fù)荷的擬定LVLV3.2.4操作線方程精餾段操作線方程y提餾段操作線方程y3.2.5圖解法求理論板層數(shù)理論板圖3-4圖解得總理論板層數(shù)為１７塊，進(jìn)料板為第9塊。3.2.6全塔效率的計(jì)算（1）操作溫度由圖3-2，畫圖可得t精餾段平均溫度t提餾段平均溫度t(2)相對揮發(fā)度塔頂相對揮發(fā)度α操作溫度已知

t則查手冊，用內(nèi)插法的α平均相對揮發(fā)度αα（3）液體的平均粘度表3-5苯和甲苯的液體粘度操作溫度已知

t通過表3-5，經(jīng)內(nèi)插法得當(dāng)tD=80.5℃時(shí)當(dāng)tF=92.7℃時(shí)當(dāng)tW=109.71℃時(shí)根據(jù)液相平均粘度公式ln塔頂：當(dāng)tD=80.5℃時(shí)進(jìn)料板：當(dāng)tF=92.7℃時(shí)塔底：當(dāng)tW=109.71℃則液相平均粘度為μ(4)全塔效率全塔效率E3.2.7實(shí)際板層數(shù)精餾段的實(shí)際板層數(shù)：N提餾段的實(shí)際板層數(shù)：N總實(shí)際板層數(shù)：N=3.3精餾塔的工藝條件及有關(guān)物性數(shù)據(jù)的計(jì)算3.3.1操作壓力計(jì)算塔頂操作壓力P每層塔板壓降?進(jìn)料板壓力P塔底操作壓力P精餾段的平均壓力P提溜段的平均壓力P3.3.2平均摩爾質(zhì)量計(jì)算從圖3-3可知塔頂：y加料板：x塔底：x塔頂?shù)钠骄栙|(zhì)量計(jì)算M進(jìn)料的平均摩爾質(zhì)量計(jì)算MM進(jìn)料的平均摩爾質(zhì)量計(jì)算MM精餾段與提餾段的平均摩爾質(zhì)量計(jì)算MMMM3.3.3平均密度計(jì)算精餾段的平均溫度：t提餾段的平均溫度：t(1)氣相平均密度計(jì)算精餾段與提餾段的平均氣相密度計(jì)算如下：ρρ(２)液相平均密度計(jì)算液相平均密度計(jì)算公式1表3-6苯和甲苯的液相密度（1）塔頂液相平均密度：當(dāng)tD=80.5℃ρρ（2）進(jìn)料板液相平均密度：當(dāng)tF=92.7℃ρ進(jìn)料板液相質(zhì)量分率αρ（３）塔底液相平均密度：當(dāng)tW=109.71℃ραρ精餾段液相平均密度為ρ提餾段液相平均密度為ρ3.3.4液體平均表面張力計(jì)算液相平均表面張為依據(jù)下式計(jì)算，即σ表3-7苯和甲苯的表面張力．（１）塔頂液相平均表面張力：當(dāng)tD=80.5℃σ由xD=σ（2）進(jìn)料板液相平均表面張力；當(dāng)tF=92.7℃σ由xF=σ（3）塔底液相平均表面張力：當(dāng)tW=109.71℃σσ精餾段液相平均表面張力為σ提餾段液相平均密度為σ3.3.5液體平均粘度計(jì)算前面已經(jīng)計(jì)算得塔頂：當(dāng)tD=80.5℃時(shí)進(jìn)料板：當(dāng)tF=92.7℃時(shí)塔底：當(dāng)tW=109.71℃精餾段平均粘度μ提餾段平均粘度μ3.4精餾塔的塔體工藝尺寸計(jì)算與板間距的擬定3.4.1塔徑的計(jì)算（1）精餾段塔徑計(jì)算精餾段的氣、液相體積流率VL由u式中C由C=計(jì)算，式中C20是由《化工原理》（下）史密斯關(guān)聯(lián)圖查出，圖的橫坐標(biāo)為L取板間距HT=0.50mH由《化工原理》（下）史密斯關(guān)聯(lián)圖查出，CC=u安全系數(shù)為0.7，則空塔氣速為u=0.7D=按標(biāo)準(zhǔn)塔徑圓整后為D=0.16m（2）提餾段塔徑計(jì)算提餾段的氣、液相體積流率VL由u式中C由C=C20(σL圖的橫坐標(biāo)為L取板間距HT=0.50mH由《化工原理》（下）史密斯關(guān)聯(lián)圖查出，CC=u安全系數(shù)為0.7，則空塔氣速為u=0.7D=按標(biāo)準(zhǔn)塔徑圓整后為D=0.16m由此塔徑都取1.6m塔截面積為A實(shí)際空塔氣速為精餾段u提餾段u3.4.2塔高度計(jì)算精餾段有效高度 Z提餾段有效高度Z精餾與提餾各開一人孔，其高度為0.8m.所以精餾塔有效高度為Z=3.5塔板重要工藝尺寸計(jì)算3.5.1溢流裝置的計(jì)算塔徑D=1.6m，選用單溢流弓形降液管，采用凹型受液盤。精餾段的各項(xiàng)計(jì)算如下：堰長l取l溢流堰高度h由h選用平直堰，堰上液層高度hOW用弗蘭西斯公式計(jì)算hL查《化工原理》（下）液流收縮系數(shù)計(jì)算圖得：E=1.024h板上清液高度故h(3)弓形降液管寬度Wd和截面積由查《化工原理》（下）弓形降液管寬度與面積表得A故A依據(jù)θ=3600θ故降液管設(shè)計(jì)合理。（4）降液管底隙高度hh取u則hh故降液管底隙高度設(shè)計(jì)合理。選用凹型受液盤，深度h提餾段的各項(xiàng)計(jì)算如下：（1）堰長l取l（2）溢流堰高度h由h選用平直堰，堰上液層高度hOW用弗蘭西斯公式計(jì)算hL查《化工原理》（下）液流收縮系數(shù)計(jì)算圖得：E=1.042h板上清液高度故h(3)弓形降液管寬度Wd和截面積由查《化工原理》（下）弓形降液管寬度與面積表得A故A依據(jù)θ=θ故降液管設(shè)計(jì)合理。（4）降液管底隙高度hh取u則hh故降液管底隙高度設(shè)計(jì)合理。選用凹型受液盤，深度h3.5.2塔板布置 （1）塔板的分塊因D≥800mm,故塔板采用分塊式。查表3-8，塔板分為4塊。表3-8塔板分塊數(shù)（2）邊沿區(qū)寬度計(jì)算取W（3）開孔區(qū)面積計(jì)算開孔區(qū)面積Aa按公式A其中xr故A（4）篩孔的設(shè)計(jì)及其排列苯和甲苯無明顯腐蝕，可選用δ=3mm的碳鋼，篩孔按正三角形排列，孔中心距t為t篩孔數(shù)目n為n開孔率φ為φ氣體通過閥孔的氣速為精餾段：u0提餾段：u03.6篩板的流體力學(xué)驗(yàn)算3.6.1精餾段篩板的流體力學(xué)驗(yàn)算（1）塔板壓降平板阻力hc干板阻力hc由式由d0δ=故hc氣體通過液層阻力h1氣體通過液層阻力h1由式huF查《化工原理課程設(shè)計(jì)》充氣系數(shù)關(guān)聯(lián)圖β故h1液體表面張力的阻力hσ液體表面張力的阻力hσ由式hhσ氣體通過每層塔板的液柱高度hP由式hhP氣體通過每層塔板的壓降為?(2)霧沫夾帶霧沫夾帶量由式eVhe設(shè)計(jì)的霧沫夾帶量在允許范圍內(nèi)。（3）漏液對篩板塔，漏液點(diǎn)氣速umin可由式u計(jì)算得u實(shí)際孔速u穩(wěn)定系數(shù)為K=故本設(shè)計(jì)中無明顯漏液。（4）泛液為了防止塔內(nèi)發(fā)生泛液，降液管內(nèi)液層高度Hd應(yīng)服從公式H取φ=φH而Hd=hP+hL則HdH故在設(shè)計(jì)中不會發(fā)生泛液現(xiàn)象。3.6.2提餾段篩板的流體力學(xué)驗(yàn)算（1）塔板壓降平板阻力hc干板阻力hc由式由d0δ=故hc氣體通過液層阻力h1氣體通過液層阻力h1'由式uF查《化工原理課程設(shè)計(jì)》（下）充氣系數(shù)關(guān)聯(lián)圖β故h1液體表面張力的阻力hσ液體表面張力的阻力hσ'由式hσ氣體通過每層塔板的液柱高度hP由式hhP氣體通過每層塔板的壓降為?(2)霧沫夾帶霧沫夾帶量由式eVhe設(shè)計(jì)的霧沫夾帶量在允許范圍內(nèi)。（3）漏液對篩板塔，漏液點(diǎn)氣速umin可由式u計(jì)算得u實(shí)際孔速u穩(wěn)定系數(shù)為K'=故本設(shè)計(jì)中無明顯漏液。（4）泛液為了防止塔內(nèi)發(fā)生泛液，降液管內(nèi)液層高度Hd'應(yīng)服從公式取φ=φH而Hd=hP+hL則HdH故在設(shè)計(jì)中不會發(fā)生泛液現(xiàn)象。3.7塔板負(fù)荷性能圖3.7.1精餾段塔板負(fù)荷性計(jì)算（1）漏液線由uuhh聯(lián)合整理得V在操作范圍內(nèi)，任取幾個(gè)Ls值，按公式計(jì)算出V由上表3-9的數(shù)據(jù)可作出漏液線1.(2)液沫夾帶線以eV=0.1/kg液由euhhh求得h整理的V在操作范圍內(nèi)，任取幾個(gè)Ls值，按公式計(jì)算出V由上表3-10的數(shù)據(jù)可作出液沫夾帶線2（3）液相負(fù)荷下限線對于平直堰，取堰上層清液hOW=0取E=1.024，則h整理得L由此可以作出與氣體流量無關(guān)的垂直液相負(fù)荷下限線3（4）液相負(fù)荷下限線以θ=由θ整理得L由此可以做出與氣體流量無關(guān)的垂直液相負(fù)荷下限線4（5）泛液線令H由H聯(lián)令兩式得φ忽略hσ，α式中abcd代入數(shù)據(jù)整理得V在操作范圍內(nèi)，任取幾個(gè)Ls值，按公式計(jì)算出V由上表3-11的數(shù)據(jù)可做出泛液線5根據(jù)以上各線方程，可作出精餾段篩板塔的負(fù)荷性能圖，如圖3-12所示2.7.2提餾段塔板負(fù)荷性能計(jì)算（1）漏液線由uuhh聯(lián)合整理得V在操作范圍內(nèi)，任取幾個(gè)Ls值，按公式計(jì)算出V由上表3-13的數(shù)據(jù)可作出漏液線1.(2)液沫夾帶線以eV=0.1/kg由euhhh求得h整理的V在操作范圍內(nèi)，任取幾個(gè)Ls值，按公式計(jì)算出V.由上表3-14的數(shù)據(jù)可做出液沫夾帶線2（3）液相負(fù)荷下限線對于平直堰，取堰上層清液hOW=0取E=1.024，則h整理得L由此可以作出與氣體流量無關(guān)的垂直液相負(fù)荷下限線3液相負(fù)荷下限線以θ=由θ整理得L由此可以做出與氣體流量無關(guān)的垂直液相負(fù)荷下限線4泛液線令Hd由H聯(lián)令兩式得φ忽略hσ，α式中abcd代入數(shù)據(jù)整理得V在操作范圍內(nèi)，任取幾個(gè)Ls值，按公式計(jì)算出Vs由上表3-15的數(shù)據(jù)可做出泛液線5根據(jù)以上各線方程，可做出精餾段篩板塔的負(fù)荷性能圖，如圖3-16所示3.8塔的輔助設(shè)備及附件的計(jì)算與選型3.8.1全凝器塔頂回流全凝器通常采用管殼式換熱器，應(yīng)為精餾塔解決量大，且板數(shù)較多，為避免給安裝和檢修帶來不便，選擇強(qiáng)制循環(huán)式，塔頂蒸汽溫度tD=80.5℃，需冷卻到td=40℃,取冷卻水進(jìn)口溫度t故?查資料，K取為800W/由r苯=30.84得r=故Q=Vr=246863.4÷3600×31.02×1000=2127139.7J/s所以換熱面積A=3.8.2再沸器選用130℃飽和水蒸氣，取總傳熱系數(shù)800W/出料液溫度：109.71℃→110.5℃走管程水蒸汽濕度：120℃←130℃故?塔底組成近似作為純甲苯rQ=所以換熱面積A=3.8.3接管管徑計(jì)算與選型（1）進(jìn)料管尺寸計(jì)算料液質(zhì)量流速G體積流速V取管內(nèi)流速為u所以進(jìn)料管管徑為D進(jìn)料口管徑選取?70×5.0的標(biāo)準(zhǔn)管法蘭選取公稱壓力4.0MPa,公稱直徑為70mm的平頸平焊鋼制管法蘭（1）塔頂回流管管徑計(jì)算回流液質(zhì)量流速G體積流速V取管內(nèi)流速為u所以回流管管徑為D塔頂回流管選用?45×5.0的標(biāo)準(zhǔn)管法蘭選取公稱壓力4.0MPa,公稱直徑為45mm的平頸平焊鋼制管法蘭塔頂蒸汽出口管徑計(jì)算蒸汽出口管的允許氣速Uv不應(yīng)產(chǎn)生過大壓降，表3-17蒸汽出口管中允許氣速參照表因P0=105.3故qD=塔頂蒸汽出口選用?400×5.0的標(biāo)準(zhǔn)管法蘭選取公稱壓力4.0MPa,公稱直徑為400mm的平頸平焊鋼制管法蘭（2）塔底出料管徑的計(jì)算取u出料液質(zhì)量流速G體積流速V塔底出料管管徑D塔底出料管選?50×5.0的標(biāo)準(zhǔn)管法蘭選取公稱壓力4.0MPa,公稱直徑為50mm的平頸平焊鋼制管法蘭3.8.4塔頂空間塔頂空間H3.8.5人孔本塔開兩個(gè)人孔，精餾與提餾各開一人孔，其高度為H設(shè)計(jì)結(jié)果一覽表項(xiàng)目符號單位數(shù)值/形式精餾段提餾段平均溫度tm℃86.22101.7平均壓強(qiáng)PmkPa110.55116.5