#苯—甲苯板式精餾塔的工藝設計

1、化工原理課程設計說明書苯一甲苯板式精W塔的工藝設計工藝計算書段部分丿學院：化學化工學院專業(yè)：應用化學專業(yè)設計者：楊錢生班級：2007級07班學號：2007104407372010年乙月1日（一）設計題目設計一座苯-甲苯連續(xù)精餾塔，要求年產(chǎn)純度為 99.1%的甲苯1.9X 104t,塔頂餾出液中含甲苯不得高于2%,原料液中含甲苯38% （以上均為質(zhì)量分數(shù)）二）操作條件4kPa （表壓）。自選。自選。0.5MPa （表壓） 0.7kPa。1. 塔頂壓力2. 進料熱狀態(tài)3. 回流比4. 塔底加熱蒸汽壓力5. 單板壓降三）塔板類型篩板四）工作日每年 300天，每天 24小時連續(xù)運行五）廠址天津地區(qū)六）

2、設計類容1. 精餾塔的物料衡算；2. 塔板數(shù)的確定；3. 精餾塔的工藝條件及有關物性數(shù)據(jù)的計算4. 精餾塔的塔體工藝尺寸計算；5. 塔板主要工藝尺寸的計算；6. 塔板的流體力學驗算；7. 塔板負荷性能圖；8. 精餾塔接管尺寸計算；9. 繪制生產(chǎn)工藝流程圖；10. 繪制精餾塔設計條件圖；11. 繪制塔板施工圖（選作）；12. 對設計過程的評述和有關問題的討論；（七）設計基礎數(shù)據(jù)表1-1苯（A）-甲苯（B）飽和蒸氣壓（總壓1.01 3 x105Pa ）溫度/C859095100105PA*/105Pa1.1691.3351.5571.7922.042PB*/105Pa0.4600.5400.633

3、0.7430.860表1-2苯-甲苯物系的氣液平衡數(shù)據(jù)x00.0580.1550.2560.3760.5080.6590.8301y00.1280.3040.4530.5960.7200.8300.9431表1-3苯-甲苯部分溫度下的密度溫度/c81.091.4巳 / kg m 815.9803.5PB / kg m *808.88798.6設計計算設計方案的確定本設計任務為分離苯-甲苯混合物。對于二元混合物的分離，應采用連續(xù)精餾流程。設計中采用泡點進料，將原料液通過預熱器加熱至泡 點后送入精餾塔內(nèi)。塔頂上升蒸氣采用全凝器冷凝，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

4、罐。該物系屬易分離物系，最小回流比較小，故操作回流比去最小回流比的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1.精餾塔的物料衡算a）原料液及塔頂、塔底產(chǎn)品的摩爾分率苯的摩爾質(zhì)量甲苯的摩爾質(zhì)量MA=78.11kg/kmolMB=92.13kg/kmolXf0.62/78.110.62/78.11 0.38/92.13= 0.658Xd0.98/78.110.98/78.11 0.02/92.13= 0.9830.009/78.110.009/78.110.991/92.13= 0.011b）原料液及塔頂、塔底產(chǎn)品的平均摩爾質(zhì)量Mf=0.658 x 78.11+(1-0.658)92.1

5、3=82.90kg/kmolMf=0.983X 78.11+(1-0.983)92.13=78.59kg/kmolMf=0.012X 78.11+(1-0.012)92.13=91.96kg/kmolc)物料衡算原料處理量1.9 104 1000F31.83kmol/h82.90 300 24總物料衡算31.83=D+W苯物料衡算31.83 x 0.658 =0.983D+0.011W聯(lián)立解得D=21.19kmol/hW=10.64kmol/h2.塔板數(shù)的確定a）理論板層數(shù)Nt的求取苯-甲苯屬理想物系，可采用圖解法求理論板層數(shù)。i. 由手冊查得苯-甲苯物系的氣液平衡數(shù)據(jù)表1-2，繪出x-y圖，

6、如圖1-1。圖1圖解法求理論板層數(shù)ii. 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1-1中對角線上，自e(0.658,0.658)作垂線ef即為進料線(q線)，該線與平衡線的交點坐標為Xq=0.658 yq=0.828故最小回流比為Rmin 二 XDyq Xq.98_.828 91取操作回流比為R=2Rmin =2 X 0.91=1.82iii. 求精餾塔的氣、液相負荷L=RD= 1.82X 21.19=38.57kmol/hV=(R+1)D=(1.82+1)21.19=59.76kmol/hLL+F二 38.57+31.83=70.40kmol/hVV二 59.76kmol/h

7、iv.求操作線方程精餾段操作線方程為LD38.5721.19 /y x xDx0.983 = 0.645x 0.349VV59.7659.76提餾段操作線方程為LW70.4010.64y xxWx0.011 = 1.178x-0.002VV59.7659.76V.圖解法求理論板層數(shù)采用圖解法求理論塔板層數(shù)，如圖1-1所示。求解結(jié)果為總理論板層數(shù)Nt=14（包括再沸器）進料板位置Nf=6b）實際塔板數(shù)的求取精餾段實際板層數(shù)N 精=5/0.52=9.610提餾段實際板層數(shù)N 提=9/0.52=17.3183. 精餾塔的工藝條件及有關物性數(shù)據(jù)的計算以徑流段為例進行計算a) 操作壓力計算塔頂操作壓力P

8、D=101.3+4=105.3kPa每層塔板壓降P =0.7kPa進料板壓力PF=105.3+0.7x10=112.3kPa精餾段平均壓力Pm=(105.3+112.3)/2=108.8kPab) 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出泡點溫度， 其中苯甲苯的飽和蒸氣壓由安東尼方程計算， 計算過程略。 計算結(jié)果如下：tD=81.0CtF=914Ctm=(81.0+91.4)/2=862C塔頂溫度t進料板溫度t精餾段平均溫度 tc) 平均摩爾質(zhì)量塔頂平均摩爾質(zhì)量計算由xD=yi=0.983查平衡曲線(見圖1-1),得x1=0.955MvDm =0.983 x 78.11+(1-0

9、.983)92.13=78.34kg/kmolMLDm =0.955 x 78.11+(1-0.955)92.13=78.74kg/kmol進料平均摩爾質(zhì)量計算由圖解理論板(見圖 1-1 )，得yF=0.808查平衡曲線(見圖 1-1)，得Xf=0.630MvFm=0.808X 78.11+(1-0.808)92.13=80.80kg/kmolMLFm =0.630 x 78.11+(1-0.630)92.13=83.30kg/kmol精餾段平均摩爾質(zhì)量Mvm= (78.34+80.80) /2=79.57kg/kmolMLm= (78.74+83.30) /2=81.02kg/kmol d）

10、平均密度計算i. 氣相平均密度計算由理想氣體狀態(tài)方程計算，即PmM vmRTm107.1 x 79.578.314 (86.2273.15)3-2.85kg/mii. 液相平均密度計算液相平均密度依下式計算，即1 / “ LM =二 ai / ： i塔頂液相平均密度的計算由tD=81.0C ,查“化學化工物性數(shù)據(jù)手冊有機卷1P305 得匚=815.9kg/m3訂=808.88kg/m3LDmI30.62/815.9 0.38/808.88815.8kg/m進料板液相平均密度的計算由tF=91.4C ,查手冊得匚 803.5kg/m3訂二 798.6kg/m3進料板液相的質(zhì)量分率0.63078.

11、110.630 78.11 0.370 92.13= 0.5910.591/803.5 0.409/798.6=801.5kg/m3精餾段液相平均密度為3L =(815.8 801.5)/2 =808.6kg/me) 液體平均表面張力計算液相平均表面張力依下式計算，即LM = Xj / ；- i塔頂液相平均表面張力的計算由tD=81.0C ,查手冊得匚A = 21.15mN / m-B =21.58mN / m二 LDm = 0.983 21.150.017 21.58 = 21.16mN/m進料板液相平均表面張力的計算由tF=91.4C ,查手冊得二A =19.89mN / m- B = 2

12、0.44mN / mcLFm =0.630 19.890.370 20.44 = 20.09mN / m精餾段液相平均表面張力為匚 Lm =(21.1620.09)/2 =20.63mN/mf) 液體平均粘度計算液相平均粘度依下式計算，即lgLm hXi lg 叫塔頂液相平均粘度的計算由tD=81.0C ,查“化學化工物性數(shù)據(jù)手冊有機卷1” P303得、LDm = 0.305mPa s進料板液相平均粘度的計算有機卷1” P303得由tF=91.4C ,查“化學化工物性數(shù)據(jù)手冊=0.278mPa s=0.284mPa slgLFm“LFm =0.309mPa s精餾段液相平均粘度為Lm =(0.

13、3050.309)/2 =0.307mPa s4. 精餾塔的塔體工藝尺寸計算a）塔徑的計算精餾段的氣、液相體積流率為VsVM vm3600 心59.06 79.573600 2.85=0.458m3 /sLsLMLm3600 ?Lm38.57 81.023600 808.63=0.0011m /su max式中C“20，其中的C20由“史密斯關聯(lián)圖”查取，圖的橫坐標為Lh 厲J = 0.0011 匯 3600 808.6 12Vh (PVm 丿 0.4583600 、2.85 丿取板間距Ht=0.40m板上液層高度hL=0.04m則HT-hL=0.40-0.04=0.36m查“史密斯關聯(lián)圖”得

14、C2o=O.O73C2020=0.073(20.63= 0.0735Umax=c= 0.0735808.6 - 2.852.85=1.235m/s取安全系數(shù)為0. 6,則空塔氣速為u=0.6Umax=0.6X 1.235=0.887m/s|4vT4 7.458 c sD = J =J = 0.821 mY nu 兀 x 0.864按標準塔徑圓整后為D=1.0m塔截面積為: 222A D21.02 = 0.785m244實際空塔氣速為0.458u0.583m/s0.785b）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） x 0.40=3.6m提餾段有效高度為Z提=（

15、N 提-1）Ht=（18-1） x 0.40=6.8m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=11.2m5. 塔板主要工藝尺寸的計算a）溢流裝置計算因塔徑D=1m，可選用單溢流弓形降液管，采用凹形受液盤。各項計算如下：i. 堰長lw取Iw=0.66D=0.66 x 1.0=0.66mii. 溢流堰高度hwhw=hL-how選用平直堰，堰上液層高度近似取E= 1,則how=0.0094m斗小.仆36f31000 5s故降液管設計合理。ho3600lWU 0iv. 降液管底隙高度ho取 u=0.08m/s則h00.00113600 0.528 0

16、.08-0.021mhw-ho=0.051 -0.031=0.0097m0.006m故降液管底隙高度設計合理。選用凹形受液盤，深度hw=50mm。b）塔板布置i. 塔板的分塊因D 800mm故塔板采用分塊式。查“塔板分塊數(shù)表”得， 塔板分為3塊。ii. 邊緣區(qū)寬度的確定取 W4二W=0.065m , %=0.035m。iii. 開孔區(qū)面積計算(, 2 開孑L區(qū)面積 Aa =2 xr2 -x2nj180 r ?x = D - Wd Ws A10 - 0.124 0.065 i=0.311m其中2 2D1.0Wc0.035 二 0.465m2 2：2兀漢 0.4652 i 0.3112Aa=2 0

17、.311 Jo.4652 -0.3112 +sin =0.532m2、1800.465 yiv. 篩孔計算及其排列本題所處理的物系無腐蝕性，可選用=3mm碳鋼板，取篩孔直徑d=5mm。篩孔按正三角形排列，取孔中心距 t為t=3do=3X5=15mm篩孔數(shù)目n為1.155Aa=2731個1.155 0.53220.0152 2開孔率為-0.9嚕907器滬仞U0=8.52m/ sVs _0.458A0 - 0.101 0.5326. 塔板的流體力學驗算a）塔板壓降i. 干板阻力he計算干板阻力he由式he 7051 F -計算，2。八Pl丿由d0 , = 53 =1.67，查“干篩孔的流量系數(shù)圖”

18、得，5=0.7722 故 he =0.051 旦52 i 空50.0219m液柱2 772 丿 q0 一|= 0.0027kg液/kg氣U0, min穩(wěn)定系數(shù)為K = -U8521.60 1.5u0,min6.82故在本設計中無明顯漏液。e) 液泛為防止塔內(nèi)發(fā)生液泛，降液管內(nèi)液層高應有H (Ht hw)苯-甲苯物系屬一般物系，取=0.5，貝S(Ht hW) =0.5(0.400.031) =0.215m而 Hd =hp hL hd板上不設進口堰，hd可由式hd =0.153(uo )2計算，即hd =0.153(0.08)2 = 0.001m 液柱Hd=0.047+0.40+0.001=0.0

19、88m 液柱Hd 乞(Ht hW)故在本設計中不會發(fā)生液泛現(xiàn)象。7. 塔板負荷性能圖a)漏液線由 u,min = 4.4CP(0.0056 + 0.13h_ )l / vVs,minU0,min .AhL =hW hWhOW2.841000得Vo,minM4C0A000056 +0.13 仏 +竺 eH)V1000 Uw 丿= 4.572 005320.0056 +0.Z031+竺II1000/x2/3 1廣3600Ls 、0.66 丿-0.0021 808.6/2.85整理得V0,min =2.9200.00829 +0.127Ls2/3在操作范圍內(nèi)，任取幾個Ls值，依上式計算出Vs值，計算

20、結(jié)果列 于下表。Ls，m3/s0.00060.00150.00300.0045Vs，m3/s0.2800.2910.3050.317由上表數(shù)據(jù)即可作出漏液線1b）液沫夾帶線以ev=0.1kg液/kg氣為限，求Vs-Ls關系如下:3.2Ua,Ht -hfhfhwVsVsAt - Af二 2.5hL 二二 0.031hOW2.841000= 1.335Vs0.785 - 0.03632.5 hw how匸2/ 33600 Ls )0.66=0.88 Ll/3故 hf =0.078+2.2L?3HT -hf S/35.7 10上“；20.63 10” L0.322-2.2L?31.335Vs3.2=

21、 0.12/3整理得 Vs =1.52 10.39Ls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 于下表。Ls，m3/s0.00060.00150.00300.0045Vs，m3/s1.4461.3841.3041.236由上表數(shù)據(jù)即可作出液沫夾帶線 2C）液相負荷下限線對于平直堰，取堰上液層高度 how=0.006m作為最小液體負荷標 、2/3準，則 hw 二型 E 5=0.0061000 Uw 丿取E=1，則Ls,min -3/20.006x1000、0.663 =0.00056m3 / s 2.84 丿 3600據(jù)此可作出與氣體流量無關的垂直液相負荷下限線3d）液相負荷

22、上限線以-=4s作為液體在降液管中停留時間的下限，則AfHTLSS,maxAfHT40.0363 0.44=0.00363m3/s據(jù)此可作出與氣體流量無關的垂直液相負荷上線線4e)液泛線令 Hd = (Ht hw)由 H d 二 hp h hd ;hp 二九 h心也八九；九二 hW hOW忽略h；：_，將how與Ls,hd與Ls,山與Vs的關系式帶入上式，并整理得aV；2二 b-cLs-dL2/3S式中0.051(A0C0)2b= Ht (： _ - _1)hwc = 0.153/(lWh。)2d = 2.84 10”E(1 J勺600I Iw丿將有關數(shù)據(jù)代入，得,0.0512.85c a -

23、 (0.101 漢 0.532 漢 0.772)21 - 0.104808.6 丿b = 0.5 0.4(0.5 -0.57 -1) 0.031 =0.167。/爲廳論.27/、2/3二(3600 、d = 2.84 101 (10.57)1.382(0.66 丿故 0.104V =0.167 -809.27L| -1.382L?3或 V=1.60 -7746 L； -13.23 lV3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 歹y于下表。Ls, m3/s0.00060.00150.00300.0045Vs, m3/s1.2261.1871.1201.040由上表數(shù)據(jù)即可作出

24、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，如下在負荷性能圖上，作出操作點 A，連接0A，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。并可查得33Vs,max=1.163m /sVs,min故操作彈性為 纟蹩=口63 = 4.124VS,min 0.282所設計篩板的主要結(jié)果匯總于下表。序號項目數(shù)值1平均溫度t m/C86.22平均壓力Pm,kPa108.83氣相流量VS,(m3/s)2.854液相流量Ls,(m3/s)808.65實際塔板數(shù)286有效段咼度Z,m11.27塔徑D, m1.08板間距HT, m0.49溢流形式單溢流10降液管形式弓形11堰長l w, m0.6612堰咼h% m0.03113板上液層高度hL, m0.0414堰上液層高度how m0.009415降液管底隙高度ho, m0.02116安定區(qū)寬度W, m0.06517邊緣區(qū)寬度W, m0.03518開孔區(qū)面積a m0.53219篩孔直徑do,