苯-甲苯分離精餾塔課程設計(共37頁)

1、精選優(yōu)質(zhì)文檔-傾情為你奉上目錄一工藝流程圖與基礎數(shù)據(jù)的搜集3二 精餾塔的物料衡算 5 1.原料液及塔頂、塔底產(chǎn)品的摩爾分數(shù).5 2.原料液及塔頂、塔底產(chǎn)品的平均摩爾質(zhì)量.5 3.物料衡算原料處理量.5三 塔板數(shù)的確定 6 1.理論板層數(shù)的求取.6 2.實際板層數(shù)的求取.7四 精餾塔的工藝條件及有關物性數(shù)據(jù)的計算 71.操作壓力計算.7 2.操作溫度計算.8 3.平均摩爾質(zhì)量計算.8 4.平均密度計算.8 5.液相平均表面張力計算.9 6.液相平均粘度計算.10五 精餾塔的塔體工藝尺寸計算 101. 精餾段塔徑的計算.10 2. 提餾段塔徑的計算.11 3. 精餾塔有效高度計算.12六 塔板主要

2、工藝尺寸的計算 12精餾段1.溢流裝置計算.12 2.塔板布置.13提餾段1.溢流裝置計算.14 2.塔板布置.14七 篩板的流體力學驗算 16精餾段1.塔板壓降.16 2.液面落差.17 3.液沫夾帶.17 4.漏液.17 5.液泛.17提餾段1.塔板壓降.17 2.液面落差.18 3.液沫夾帶.18 4.漏液.19 5.液泛.19八 塔板負荷性能圖 19精餾段1.漏液線.19 2.液沫夾帶線.20 3.液相負荷下限線.20 4.液相負荷上限線. 21 5.液泛線.21提餾段1.漏液線.22 2.液沫夾帶線.23 3.液相負荷下限線.23 4.液相負荷上限線.24 5.液泛線.24九 熱量衡

3、算換熱器及管道選取26 1.塔頂冷凝器.26 2塔釜再沸器.283進料預熱器.304塔頂產(chǎn)品冷凝器.315塔底產(chǎn)品冷凝器.336離心泵的選擇.35十 設計一覽表35十一 參考文獻36附圖.37一工藝流程圖與基礎數(shù)據(jù)的搜集下圖是板式塔的簡略圖表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A甲苯BC6H6C6H5CH378.1192.1380.1110.6288.5318.576833.44107.7表2 苯和甲苯的飽和蒸汽壓溫度80.1859095100105110.6,kPa，kPa101.3340.0116.946.0155.763.3155.76

4、3.3179.274.3204.286.0240.0表3 常溫下苯甲苯氣液平衡數(shù)據(jù) 溫度80.1859095100105110.6液相中苯的摩爾分率汽相中苯的摩爾分率1.0001.0000.7800.9000.5810.7770.4120.6300.2580.4560.1300.26200表4 純組分的表面張力 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 溫度()8090100110120苯,kg/甲苯,kg/814809805801791791778780763768表6 液體粘度&

5、#181; 溫度()8090100110120苯（mP.s）甲苯（mP.s）0.3080.3110.2790.2860.2550.2640.2330.2540.2150.228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y110.560.000.00109.911.002.50108.793.007.11107.615.0011.2105.0510.020.8102.7915.029.4100.7520.037.298.8425.044.297.1330.050.795.5835.056.694.0940.061.992.6945.066.791.4050.071

6、.390.1155.075.587.6365.082.586.5270.085.785.4475.088.584.4080.091.283.3385.093.682.2590.095.981.1195.098.080.6697.098.880.2199.099.6180.01100.0100.0圖1常壓下苯甲苯的氣液平衡數(shù)據(jù)圖二 精餾塔的物料衡算1.原料液及塔頂、塔底產(chǎn)品的摩爾分數(shù) 苯的摩爾質(zhì)量 =78.11Kg/kmol 甲苯的摩爾質(zhì)量 =92.14Kg/kmol =0.440=0.974=0.0242.原料液及塔頂、塔底產(chǎn)品的平均摩爾質(zhì)量=0.44078.11+(1-0.440)92.14

7、=85.97Kg/kmol =0.97478.11+(1-0.974)92.14=78.47Kg/kmol =0.02478.11+(1-0.024)92.14=91.80Kg/kmol3.物料衡算產(chǎn)品產(chǎn)量 D =19.39Kmol/h總物料衡算 F=D+W 苯物料衡算 F0.440=0.974D+0.024W 聯(lián)立解得 F=44.29Kmol/h，W=24.90Kmol/h三 塔板數(shù)的確定 1.理論板層數(shù)的求取 苯-甲苯屬理論物系，可采用圖解法求理論板層數(shù)。 由手冊查得苯-甲苯物系的氣液平衡數(shù)據(jù)，繪出x-y圖x00.0580.1550.2560.3760.5080.6590.831y00.1

8、280.3040.4530.5960.720.830.9431求最小回流比及操作回流比 采用作圖法求最小回流比。在圖中對角線上，自點e（0.440，0.440）做垂線，ef即為 進料線（q線），該線與平衡線的交點坐標為： =0.660 =0.440 故最小回流比為：= 取操作回流比為：求精餾塔的氣、液相負荷 Kmol/h Kmol/h Kmol/h Kmol/h求操作線方程精餾段操作線方程 提餾段操作線方程 圖解法求理論板層數(shù) 采用圖解法求理論板層數(shù)，求解結果為： 總理論板層數(shù)，進料板位置2. 實際板層數(shù)的求取查圖得：塔頂 T=81.7 塔釜 T=109.5=95.6時相對揮發(fā)度a=塔頂與塔底

9、平均溫度下的粘度mPa·s全板效率 精餾段實際板層數(shù)： 提餾段實際板層數(shù)：11板進料四 精餾塔的工藝條件及有關物性數(shù)據(jù)的計算 1.操作壓力計算塔頂操作壓力 kPa每層塔板壓降 kPa進料板壓力 kPa 塔釜壓力 kPa 精餾段平均壓力 kPa精餾段平均壓力 kPa 2.操作溫度計算讀圖知：塔頂溫度 進料板溫度 塔釜溫度 3.平均摩爾質(zhì)量計算 塔頂摩爾質(zhì)量計算：由 進料板平均摩爾質(zhì)量計算 由圖解理論板，得 查平衡曲線，得 （3）塔釜摩爾質(zhì)量計算 （3）精餾段平均摩爾質(zhì)量 （4）提餾段平均摩爾質(zhì)量 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 精餾段 提餾段 液相平均密度

10、計算 液相平均密度依下式計算： 塔頂液相平均密度計算： 由，查手冊得 進料板液相平均密度計算 由，查手冊得 進料板液相的質(zhì)量分數(shù)計算 塔釜液相平均密度計算： 由，查手冊得 精餾段液相平均密度為 提餾段液相平均密度為 5.液相平均表面張力計算 液相平均表面張力依下式計算，即 塔頂液相平均表面張力計算 由，查手冊得 進料板液相平均表面張力計算 由，查手冊得 塔釜段液相平均表面張力計算 由，查手冊得 精餾段液相平均表面張力為： 提餾段液相平均表面張力為： 6.液相平均粘度計算 液相平均粘度依下式計算： 塔頂液相平均粘度計算 由，查手冊得 解得 進料板液相平均粘度計算 由，查手冊得 解得 塔頂液相平均

11、粘度計算 由，查手冊得 解得 精餾段液相平均粘度為 提餾段液相平均粘度為 五 精餾塔的塔體工藝尺寸計算 1.精餾段塔徑的計算 （1） 精餾段的氣、液相體積流率為： 由，其中的由圖查取，圖的橫坐標為： 取板間距，則 查圖得=0.075 取安全系數(shù)0.7，u=0.7 =0.889m/sD=按標準塔徑圓整后為 塔截面積為 實際空塔氣速為 2.提餾段塔徑的計算提餾段的氣、液相體積流率為： 由，其中的由圖查取，圖的橫坐標為： 取板間距，則 查圖得=0.083 取安全系數(shù)0.7，u=0.7 =0.900m/sD=按標準塔徑圓整后為 塔截面積為 實際空塔氣速為 3.精餾塔的高度的計算 精餾段有效高度為 提餾

12、段有效高度為 在進料板上方開一人孔，其高度為0.8m，塔釜與裙坐為2.0m，塔頂封頭為1.5m故精餾塔的高度為 六 塔板主要工藝尺寸的計算（一）精流段:1.溢流裝置計算篩板式塔的溢流裝置包括溢流堰，降液管和受液盤等幾部分。其尺寸和結構對塔的性能有著重要影響。根據(jù)經(jīng)驗并結合其他影響因素，當因D=1.0m,可選用單溢流弓形降液管，不設進口堰，采用凹形受液盤。各項計算如下：堰長 取溢流堰高度 由，選用平直堰，堰上液層高度 近似取E=1，則取板上清液層高度 弓形降液管寬度和截面積 由 故 液體在降液管中停留時間 故降液管設計合理。降液管底隙高度 取 故降液管底隙高度設計合理。 選用凹形受液盤，深度2.

13、塔板布置 塔板的分塊 因，故塔板采用分塊式。查得，板塊分為3快。 邊緣區(qū)快讀確定 取 開孔區(qū)面積計算開孔區(qū)面積 其中 故 篩孔計算及其排列 本例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 篩孔數(shù)目 開孔率為 氣體通過篩孔的氣速為 （二）提流段: 1.溢流裝置計算篩板式塔的溢流裝置包括溢流堰，降液管和受液盤等幾部分。其尺寸和結構對塔的性能有著重要影響。根據(jù)經(jīng)驗并結合其他影響因素，當因D=1.0m,可選用單溢流弓形降液管，不設進口堰，采用凹形受液盤。各項計算如下： 堰長 取溢流堰高度 由，選用平直堰，堰上液層高度 近似取E=1，則取板上清液層高度 弓形降液管寬度

14、和截面積 由 故 液體在降液管中停留時間 故降液管設計合理。降液管底隙高度 取 故降液管底隙高度設計合理。 選用凹形受液盤，深度2.塔板布置塔板的分塊 因，故塔板采用分塊式。查得，板塊分為3快。 邊緣區(qū)快讀確定 取 開孔區(qū)面積計算開孔區(qū)面積 其中 故 篩孔計算及其排列 本例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 篩孔數(shù)目 開孔率為 氣體通過篩孔的氣速為 七 篩板的流體力學驗算（一）精餾段1.塔板壓降 干板阻力 干板阻力 由 故 氣體通過液層的阻力計算 氣體通過液層的阻力由式 查圖，得。故 液體表面張力的阻力計算液體表面張力所產(chǎn)生的阻力 氣體通過每層塔板的

15、液柱高度可按下式計算： 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液沫夾帶液模夾帶量由式 故 在本設計中液沫夾帶量在允許范圍內(nèi)。4.漏液 對篩板塔，漏液點氣速可由式（5-25）計算： 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(nèi)發(fā)生液泛，降液管內(nèi)液層高 苯-甲苯物系屬一般物系，取，則板上不設進口堰 故在本設計中不會發(fā)生液泛現(xiàn)象。（二）提餾段1.塔板壓降 干板阻力 干板阻力 由 故 氣體通過液層的阻力計算氣體通過液層的阻力由式 查圖，得。故 液體表面張力的阻力計算液體表面張力所產(chǎn)生的阻力 氣體通

16、過每層塔板的液柱高度可按下式計算： 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液沫夾帶液模夾帶量由式 故 在本設計中液沫夾帶量在允許范圍內(nèi)。4.漏液 對篩板塔，漏液點氣速 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(nèi)發(fā)生液泛，降液管內(nèi)液層高 苯-甲苯物系屬一般物系，取，則板上不設進口堰 故在本設計中不會發(fā)生液泛現(xiàn)象。八 塔板負荷性能圖（一）精流段1漏液線漏液線，又稱氣相負荷下限線。氣相負荷低于此線將發(fā)生嚴重的漏液現(xiàn)象，氣、液不能充分接觸，使塔板效率下降。 整理得 在操作范圍內(nèi)，任取幾個值，依上式

17、計算出值，計算結果列于下表。0.00070.3580.00160.3690.00280.3800.00400.390 由此表數(shù)據(jù)即可作出漏液線1。 2.液沫夾帶線當氣相負荷超過此線時，液沫夾帶量過大，使塔板效率大為降低。對于精餾，一般控制eV0.1kg液/kg氣。以ev=0.1kg液/kg為限,求Vs-Ls關系如下: 由 整理得 在操作范圍內(nèi)，任取幾個值，依上式計算出值，計算結果列于下表。0.00071.2100.00161.1520.00281.0900.00401.036 由此表數(shù)據(jù)即可作出液沫夾帶線2。3液相負荷下限線液相負荷低于此線，就不能保證塔板上液流的均勻分布，將導致塔板效率下降。

18、 對于平直堰，取堰上液層高度作為最小液體負荷標準。 取E=1，則 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.液相負荷上限線該線又稱降液管超負荷線。液體流量超過此線，表明液體流量過大，液體在降液管內(nèi)停留時間過短，進入降液管的氣泡來不及與液相分離而被帶入下層塔板，造成氣相返混，降低塔板效率。以作為液體在漿液管中停留時間的下限 據(jù)此可作出與氣體流量無關的垂直液相負荷上限線4。5.液泛線若操作的氣液負荷超過此線時，塔內(nèi)將發(fā)生液泛現(xiàn)象，使塔不能正常操作。液泛可分為降液管液泛和液沫夾帶液泛兩種情況，在浮閥塔板的流體力學驗算中通常對降液管液泛進行驗算。為使液體能由上層塔板順利地流入下層塔板，降液管

19、內(nèi)須維持一定的液層高度Hd令聯(lián)立得 式中 將有關數(shù)據(jù)帶入，得： 在操作范圍內(nèi)，任取幾個值，依上式計算出值，計算結果列于下表：0.00071.6410.00161.5310.00281.3990.00401.268 由此表數(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在負荷性能圖上，作出操作點A，連接OA，即作出操作線。由圖可看出，該篩板上限為液泛控制，下限為漏液控制。由圖查得 故操作彈性為 （二）提餾段1漏液線漏液線，又稱氣相負荷下限線。氣相負荷低于此線將發(fā)生嚴重的漏液現(xiàn)象，氣、液不能充分接觸，使塔板效率下降。 整理得 在操作范圍內(nèi)，任取幾個值，依上式計算出值，計算結果列于下

20、表。0.00070.3510.00160.3600.00280.3700.00400.378 由此表數(shù)據(jù)即可作出漏液線1。 2.液沫夾帶線當氣相負荷超過此線時，液沫夾帶量過大，使塔板效率大為降低。對于精餾，一般控制eV0.1kg液/kg氣。以ev=0.1kg液/kg為限,求Vs-Ls關系如下: 由 整理得 在操作范圍內(nèi)，任取幾個值，依上式計算出值，計算結果列于下表。0.00071.2720.00161.2150.00281.1540.00401.101 由此表數(shù)據(jù)即可作出液沫夾帶線2。3液相負荷下限線液相負荷低于此線，就不能保證塔板上液流的均勻分布，將導致塔板效率下降。 對于平直堰，取堰上液層

21、高度作為最小液體負荷標準。 取E=1，則 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.液相負荷上限線該線又稱降液管超負荷線。液體流量超過此線，表明液體流量過大，液體在降液管內(nèi)停留時間過短，進入降液管的氣泡來不及與液相分離而被帶入下層塔板，造成氣相返混，降低塔板效率。以作為液體在漿液管中停留時間的下限 據(jù)此可作出與氣體流量無關的垂直液相負荷上限線4。5.液泛線若操作的氣液負荷超過此線時，塔內(nèi)將發(fā)生液泛現(xiàn)象，使塔不能正常操作。液泛可分為降液管液泛和液沫夾帶液泛兩種情況，在浮閥塔板的流體力學驗算中通常對降液管液泛進行驗算。為使液體能由上層塔板順利地流入下層塔板，降液管內(nèi)須維持一定的液層高度H

22、d令聯(lián)立得 式中 將有關數(shù)據(jù)帶入，得： 在操作范圍內(nèi)，任取幾個值，依上式計算出值，計算結果列于下表：0.00071.6910.00161.5970.00281.4850.00401.385 由此表數(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在負荷性能圖上，作出操作點A，連接OA，即作出操作線。由圖可看出，該篩板上限為液泛控制，下限為漏液控制。由圖查得 故操作彈性為 九 熱量衡算換熱器及管道選取1 塔頂冷凝器（1）換熱器面積 .9kj/h假設K=800）（2）冷凝器型式及材質(zhì)根據(jù)S=19.37 查手冊可知：公稱直徑：400mm公稱面積：19.7管長：2000mm管子總數(shù)：17

23、4管程數(shù)：1殼程數(shù)：1管子尺寸：碳鋼2.5×2.5排列方法：等邊三角形（3）冷卻水消耗量t=35 t=45 （4）管道選取塔頂采出管管徑取塔頂采出管體積流速為30ms，由公式根據(jù)管子規(guī)格，取得管徑為塔頂采出冷凝液料液管管徑取塔頂采出冷凝后料液體積流速為2.0m根據(jù)管子規(guī)格，取得管徑為回流管管徑計算取回流體積流速為2.0ms，由公式根據(jù)管子規(guī)格，取得管徑為塔頂冷凝器冷卻水管徑取回流體積流速為2.0ms，由公式根據(jù)管子規(guī)格，取得管徑為2 塔釜再沸器（1）換熱器面積 kj/h假設K=800）（2）再沸器型式及材質(zhì)根據(jù)S=29.23 查手冊可知：公稱直徑：400mm公稱面積：30.1管長：3

24、000mm管子總數(shù)：174管程數(shù)：1殼程數(shù)：1管子尺寸：碳鋼2.5×2.5排列方法：等邊三角形（3）塔釜再沸器加熱蒸汽量140 （4）管道選取塔釜產(chǎn)品采出管管徑取產(chǎn)品采出體積流速為2.0ms，由公式根據(jù)管子規(guī)格，取得管徑為再沸器蒸汽管管徑計算取原料進料體積流速為30ms，由公式時，蒸汽的潛熱為2148kj/kg 密度為1.962kg/根據(jù)管子規(guī)格，取得管徑為再沸器水流出管管徑的計算取水的體積流速為2.0ms，由公式根據(jù)管子規(guī)格，取得管徑為3進料預熱器（1）換熱器面積 T=20.0時T=92.0時假設K=850w/()（2）預熱器型式及材質(zhì)根據(jù)S=8.0 查手冊可知：公稱直徑：273m

25、m公稱面積：9.7管長：3000mm管子總數(shù)：56管程數(shù)：2殼程數(shù)：1管子尺寸：碳鋼2.5×2.5排列方法：等邊三角形（3）預熱器加熱蒸汽量（4）管道選取預熱器蒸汽管徑的計算取原料預熱氣體積流速為10ms，由公式根據(jù)管子規(guī)格，取得管徑為預熱器水流出管管徑的計算取水的體積流速為1.0ms，由公式根據(jù)管子規(guī)格，取得管徑為原料管管徑的計算取原料進料體積流速為1.0ms，由公式根據(jù)管子規(guī)格，取得管徑為4塔頂產(chǎn)品冷凝器（1） 換熱器面積 81.7時 40時 kg/h假設）（2）塔頂產(chǎn)品冷凝器型式及材質(zhì)根據(jù)S=5.94 查手冊可知：公稱直徑：273mm公稱面積：7.4管長：2000mm管子總數(shù)：

26、66管程數(shù)：1殼程數(shù)：1管子尺寸：碳鋼2.5×2.5排列方法：等邊三角形（3）冷卻水用量t=35 t=45 （4）管道選取塔頂產(chǎn)品冷凝器冷卻水管道取水的體積流速為1.0ms，由公式根據(jù)管子規(guī)格，取得管徑為塔頂產(chǎn)品采出管徑取水的體積流速為1.0ms，由公式根據(jù)管子規(guī)格，取得管徑為5.塔底產(chǎn)品冷凝器 109.5時 40時 假設）（2）塔頂產(chǎn)品冷凝器型式及材質(zhì)根據(jù)S=8.87 查手冊可知：公稱直徑：273mm公稱面積：9.7管長：3000mm管子總數(shù)：56管程數(shù)：2殼程數(shù)：1管子尺寸：碳鋼2.5×2.5排列方法：等邊三角形（3）冷卻水用量t=35 t=45 （4）管道選取塔釜產(chǎn)品冷凝器冷卻水管道取水的體積流速為1.0ms，由公式根據(jù)管子規(guī)格，取得管徑為塔釜產(chǎn)品采出管徑取水的體積流速為1.0ms，由公式根據(jù)管子規(guī)格，取得管徑為(6)離心泵的選擇進料泵的選型及技術參數(shù)進料流量為5.2，可取50Y60B離心泵其性能參數(shù)：流量9.9 揚程38m 轉(zhuǎn)速