苯-甲苯混合液篩板精餾塔的設(shè)計(jì)

1、長(zhǎng)江大學(xué) 化工原理課程設(shè)計(jì) 苯-甲苯混合液篩板精餾塔的設(shè)計(jì)姓 名 ： 班 級(jí) ： 高材11002 學(xué) 號(hào) : 序 號(hào) ： 年 月 目錄1 苯甲苯混合液篩板精餾塔設(shè)計(jì)概述12 板式精餾塔設(shè)計(jì)任務(wù)書13 設(shè)計(jì)計(jì)算23.1 設(shè)計(jì)方案的選定及基礎(chǔ)數(shù)據(jù)的搜集23.2 精餾塔的物料衡算33.3 塔板數(shù)的確定43.4 塔的精餾段操作工藝條件及相關(guān)物性數(shù)據(jù)的計(jì)算63.5精餾段的氣液負(fù)荷計(jì)算84 精餾塔的塔體工藝尺寸計(jì)算84.1塔徑的計(jì)算84.2 塔板工藝結(jié)構(gòu)尺寸的設(shè)計(jì)與計(jì)算95 篩板的流體力學(xué)驗(yàn)算106精餾段塔板負(fù)荷性能圖127設(shè)計(jì)結(jié)果一覽表151 苯甲苯混合液篩板精餾塔設(shè)計(jì)概述塔設(shè)備是化工、煉油生產(chǎn)中最重要

2、的設(shè)備之一。塔設(shè)備的設(shè)計(jì)和研究，已經(jīng)受到化工行業(yè)的極大重視。在化工生產(chǎn)中，塔設(shè)備的性能對(duì)于整個(gè)裝置的產(chǎn)品產(chǎn)量、質(zhì)量、生產(chǎn)能力和消耗定額，以及三廢處理和環(huán)境保護(hù)等各個(gè)方面，都有非常重大的影響。 精餾是分離液體混合物（含可液化的氣體混合物）最常用的一種單元操作，在化工，煉油，石油化工等工業(yè)中得到廣泛應(yīng)用。精餾過程在能量劑驅(qū)動(dòng)下（有時(shí)加質(zhì)量劑），使氣液兩相多次直接接觸和分離，利用液相混合物中各組分的揮發(fā)度的不同，使易揮發(fā)組分由液相向氣相轉(zhuǎn)移，難揮發(fā)組分由氣相向液相轉(zhuǎn)移，實(shí)現(xiàn)原料混合液中各組分的分離。根據(jù)生產(chǎn)上的不同要求，精餾操作可以是連續(xù)的或間歇的，有些特殊的物系還可采用衡沸精餾或萃取精餾等特殊方法

3、進(jìn)行分離。本設(shè)計(jì)的題目是苯-甲苯混合液篩板精餾塔的設(shè)計(jì)，即需設(shè)計(jì)一個(gè)精餾塔用來分離易揮發(fā)的苯和不易揮發(fā)的甲苯。2 板式精餾塔設(shè)計(jì)任務(wù)書一、設(shè)計(jì)題目苯-甲苯混合液篩板精餾塔的設(shè)計(jì)。二、設(shè)計(jì)任務(wù)(1)原料液中苯含量：質(zhì)量分率55(質(zhì)量)，其余為甲苯。(2)塔頂產(chǎn)品中苯含量不得低于98(質(zhì)量)。(3)塔底釜液含甲苯量不低于 98%(質(zhì)量)(4)生產(chǎn)能力：45000 t/y苯產(chǎn)品，年開工330天。三、操作條件(1)精餾塔頂壓強(qiáng)：4.0kPa(表壓) (2)進(jìn)料熱狀態(tài)：飽和液體(3)回流比：R=1.5Rmin。 (4)單板壓降壓：0.7kPa (5)冷卻水溫度：30 (6)飽和水蒸汽壓力：2.5kgf/

4、cm2(表壓)(7)設(shè)備型式：篩板塔四、設(shè)計(jì)內(nèi)容及要求(1)設(shè)計(jì)方案的確定及流程說明(2)塔的工藝計(jì)算(3)塔和塔板主要工藝尺寸的設(shè)計(jì)塔高、塔徑以及塔板結(jié)構(gòu)尺寸的確定；塔板的流體力學(xué)驗(yàn)算；塔板的負(fù)荷性能圖。(4)編制設(shè)計(jì)結(jié)果概要或設(shè)計(jì)一覽表3 設(shè)計(jì)計(jì)算3.1 設(shè)計(jì)方案的選定及基礎(chǔ)數(shù)據(jù)的搜集 本設(shè)計(jì)任務(wù)為分離苯一甲苯混合物。由于對(duì)物料沒有特殊的要求，可以在常壓下操作。對(duì)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)后送人精餾塔內(nèi)。塔頂上升蒸氣采用全凝器冷凝，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)品冷卻器冷卻后送至儲(chǔ)罐。該物系屬易分離物系，最小回流比

5、較小，故操作回流比取最小回流比的1.5倍。塔底設(shè)置再沸器采用間接蒸汽加熱，塔底產(chǎn)品經(jīng)冷卻后送至儲(chǔ)罐。其中由于蒸餾過程的原理是多次進(jìn)行部分汽化和冷凝，熱效率比較低，但塔頂冷凝器放出的熱量很多，但其能量品位較低，不能直接用于塔釜的熱源，在本次設(shè)計(jì)中設(shè)計(jì)把其熱量作為低溫?zé)嵩串a(chǎn)生低壓蒸汽作為原料預(yù)熱器的熱源之一，充分利用了能量。塔板的類型為篩板塔精餾，篩板塔塔板上開有許多均布的篩孔，孔徑一般為38mm，篩孔在塔板上作正三角形排列。下圖是板式塔的簡(jiǎn)略圖： 表1 苯、甲苯在某些溫度t下的飽和蒸汽壓 ( 譚天恩 化工原理P73)t/80.184889296100104108110.6PA0/kPa101.3

6、114.1128.4144.1161.3180200.3222.4237.7PB0/kPa3944.550.857.865.674.283.694101.3表2苯-甲苯物系在總壓101.325kPa下的t-x(y)圖( 譚天恩 化工原理P73)t/80.184889296100104108110.6x10.8160.6510.5040.3730.2560.1520.0570y10.9190.8250.7170.5940.4550.30.1250t/80.184889296100104108110.62.60 2.56 2.53 2.49 2.46 2.43 2.40 2.37 2.35 x10

7、.8160.6510.5040.3730.2560.1520.0570表3 苯-甲苯物系在某些溫度t下的值( 譚天恩 化工原理P75) 表4 純組分的表面張力溫度（）8090100110120苯，mN/m21.22018.817.516.2甲苯，mN/m21.720.619.518.417.3表5 純組分的液相密度溫度()8090100110120苯,kg/814805791778763甲苯,kg/8098017917807683.2 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 MA=78.1甲苯的摩爾質(zhì)量 MB=92.1進(jìn)料組成苯的質(zhì)量分?jǐn)?shù)=0.55塔頂餾出液苯的

8、質(zhì)量分?jǐn)?shù)=0.98=0.983塔底釜液苯的質(zhì)量分?jǐn)?shù)=0.02=0.0235（2）原料液及塔頂、塔底產(chǎn)品的平均摩爾質(zhì)量 （3）物料衡算 原料處理量全塔物料衡算： F=D+W FxF=DxD+WxW 代入F=67.77kmol/h xF=0.59 xD=0.983 xW=0.0235解得 D=40.01koml/h，W=27.76kmol/h式中 F-原料液流量 D-塔頂產(chǎn)品量 W-塔底產(chǎn)品量3.3 塔板數(shù)的確定 （1）理論板數(shù)NT的求取。苯一甲苯屬理想物系，可采用逐板計(jì)算求理論板數(shù)。 最小回流比及操作回流比的計(jì)算： 由表3隨溫度的升高，的值略有減小，但變化不大。取的平均值：=（2.6+2.35）

9、/2=2.475采用飽和液體進(jìn)料，q=1。于是xe=xF=0.590取操作回流比為 R=1.5Rmin=1.59 求操作線方程 精餾段操作線方程為提餾段操作線通過（0.0235,0.0235）、（0.590,0.740）兩點(diǎn)于是得到提餾段操作線方程：逐板法求理論板數(shù)：相平衡方程 解得用精餾段操作線和相平衡方程進(jìn)行逐板計(jì)算= 0.983 ， =0.959， ；交替應(yīng)用相平衡線和精餾段操作線方程得到以下數(shù)據(jù)：n1234567xn0.9590.9180.8630.7960.7230.6490.583yn0.9830.9650.940.9060.8660.8210.776因?yàn)閤7=0.583<x

10、F=0.590故精餾段理論板 n=6。用提餾段操作線和相平衡方程繼續(xù)逐板計(jì)算 交替應(yīng)用相平衡線和精餾段操作線方程得到以下數(shù)據(jù)：n8910111213141516xn0.5320.4550.3550.2480.1570.0920.0520.0290.016yn0.7380.6740.5760.450.3160.2010.1190.0680.039因?yàn)閤16=0.016<xW=0.0235故提餾段理論板 n=8（不包括塔釜）?？偹鍞?shù)為14（不包括塔釜），第7塊板為加料板。（2）全塔效率的計(jì)算查譚天恩 化工原理P73 圖10-1溫度組成圖得到，塔頂溫度tD=80.42，塔釜溫度tW=109.

11、95，全塔平均溫度tm=95.18。查譚天恩化工原理附錄黏度共線圖，得到苯、甲苯在平均溫度下的粘度 平均粘度全塔效率（3）求實(shí)際板數(shù)精餾段實(shí)際板數(shù)，取=12提餾段實(shí)際板數(shù)，取=16?？偹鍞?shù)數(shù)=+=283.4 塔的精餾段操作工藝條件及相關(guān)物性數(shù)據(jù)的計(jì)算（1）平均壓力Pm塔頂操作壓力P4+101.3=105.3 kPa每層塔板壓降按 P0.7 kPa進(jìn)料板壓力105.3+0.7×12113.7 kPa精餾段平均壓力 Pm（105.3+113.7）2109.5 kPa（2）平均溫度查譚天恩 化工原理P73 圖10-1溫度組成圖得到，塔頂溫度tD=80.42 進(jìn)料板溫度89.96 ，于是精

12、餾段平均溫度=（ 80.42+89.96）/2 = 85.19（3）平均摩爾質(zhì)量計(jì)算 塔頂： 由y1=xD=0.983,代入相平衡方程得x1=0.959進(jìn)料板：yF=0.740， xF=0.590 精餾段：=78.34+81.74）/2=80.04 =(78.67+83.84)/2=81.26（4）平均密度氣相平均密度計(jì)算 ：液相平均密度計(jì)算： 將表5密度與溫度的數(shù)據(jù)關(guān)聯(lián)成直線得到-t關(guān)系：苯 （kg/m3） （式中t為溫度，）甲苯 (kg/m3)塔頂： （式中aA、aB分別表示苯和甲苯的質(zhì)量分?jǐn)?shù)）進(jìn)料板： 精餾段： (5) 液體平均表面張力計(jì)算將表4純液體的表面張力與溫度的數(shù)據(jù)關(guān)聯(lián)成直線得到

13、：苯 （mN/m） （式中t為溫度，）甲苯 （mN/m）塔頂：tD=80.42 , 進(jìn)料板：tF=89.96， 精餾段：(6) 液體平均粘度計(jì)算查譚天恩化工原理附錄黏度共線圖，tD=80.42下塔頂：進(jìn)料板，tF=89.96下精餾段液相平均粘度為 3.5精餾段的氣液負(fù)荷計(jì)算氣相摩爾流率氣相體積流率氣相體積流率Vh=0.783×3600=2818.12m3/h液相回流摩爾流率液相體積流率液相體積流率Lh=0.001774×3600=6.385冷凝器的熱負(fù)荷：(式中r為苯-甲苯混合液汽化潛熱，苯rA=394kJ/kg, 甲苯 rB=362kJ/kg)4 精餾塔的塔體工藝尺寸計(jì)算

14、 4.1塔徑的計(jì)算塔板間距HT的選定很重要，它與塔高、塔徑、物系性質(zhì)、分離效率、塔的操作彈性，以及塔的安裝、檢修等都有關(guān)。可參照下表所示經(jīng)驗(yàn)關(guān)系選取。表7 板間距與塔徑關(guān)系塔徑DT，m0.30.50.50.80.81.61.62.42.44.0板間距HT，mm200300250350300450350600400600（1）初選板間距，取板上液層高度，則；（2）按Smith法求允許的空塔氣速umax（2）查Smith通用關(guān)聯(lián)圖5-40（課本P158）得C20=0.1；依式負(fù)荷因子泛點(diǎn)氣速 （3）操作氣速，取u=0.7umax =1.167m/s （4）精餾段塔徑圓整取D為1.0m,此時(shí)操作氣速

15、u=0.997m/s。4.2 塔板工藝結(jié)構(gòu)尺寸的設(shè)計(jì)與計(jì)算（1）溢流裝置采用單溢流型的平頂弓形溢流閥、弓形降液管、平型受液盤。溢流堰長(zhǎng)Lw：?jiǎn)我缌魅W=（0.60.8）D，取LW=0.7D=0.7m出口堰高：，由 ，查圖5-30（課本P151頁）得E=1.03于是，故 ，取hW=0.05m降液管的寬度與降液管的面積：由查譚天恩化工原理下冊(cè)P137圖11-16，得，故 ，=0.785×12=0.785m2 計(jì)算液體在降液管中停留時(shí)間以檢驗(yàn)降液管面積，即（大于5s，符合要求）降液管底隙高度h0：取液體通過降液管底隙的流速=0.1m/s,符合要求（） (2) 塔板布置 塔板的分塊 查課本

16、P140表5-6，D在1000mm時(shí)，塔板分為3塊。邊緣區(qū)寬度Wc與安定區(qū)寬度Ws取邊緣區(qū)寬度Wc=0.06m安定區(qū)寬度計(jì)算開孔區(qū)面積 式中于是（3）篩孔數(shù)n與開孔率取篩孔的孔徑為5mm，正三角形排列，一般碳的板厚為3mm,取3.0，故孔中心距t=3×5=15mm篩孔數(shù)每層塔板的開孔率每層板上的開孔面積氣體通過篩孔的氣速為（4）精餾段的塔高：Z1=（NP1-1）HT=（12-1）×0.5=5.5m5 篩板的流體力學(xué)驗(yàn)算 (1) 氣體通過篩板壓降的計(jì)算 干板壓降：依，查課本圖5-34得，C0=0.8由式氣體通過板上液層壓降：=動(dòng)能因子由Fa查課本圖5-35，得到=0.56氣體

17、通過篩板的壓降hf=hc+he=0.0804+0.0336=0.114m2霧沫夾帶的驗(yàn)算故不會(huì)發(fā)生過量霧沫夾帶。 (3) 漏液的驗(yàn)算由式=得到=6.206篩板的穩(wěn)定性系數(shù)(不會(huì)產(chǎn)生過量漏液)。 （4) 液泛的驗(yàn)算為防止降液管液泛的發(fā)生，應(yīng)使降液管中清液層高度依式， 而取，則故不會(huì)發(fā)生液泛。6精餾段塔板負(fù)荷性能圖 (1) 霧沫夾帶線 霧沫夾帶量式中將Hf 和HT=0.5代入霧沫夾帶量公式中：令eV=0.1得， (a)在操作范圍內(nèi)，任取幾個(gè)Ls值，依式(a)計(jì)算出Vs值，計(jì)算結(jié)果列于表6。表6 式（a）中的Vs-Ls關(guān)系數(shù)據(jù)Ls /(m3/s) 0.0005710.0010.0030.0050.0

18、040.007Vs /(m3/s)1.62241211.59181.4861.40291.4431.328由上表數(shù)據(jù)即可作出霧沫夾帶線。(2) 液泛線由E=1.03,LW=0.7得：=0.56×（0.05+0.872）=0.028+0.488代入（HT+hw）=，取=0.5，而hw=0.05，Ht=0.5整理得： （b）在操作范圍內(nèi)，任取幾個(gè)Ls值，依式（b）計(jì)算出Vs值，計(jì)算結(jié)果列于表7。表7 式（b）中的Vs-Ls關(guān)系數(shù)據(jù)Ls /(m3/s) 0.0005710.0010.0030.0050.0040.007Vs /(m3/s)1.19596981.18131.121.05191

19、.0870.967由上表數(shù)據(jù)即可作出液泛線。 （3）液相負(fù)荷上限線 （c）據(jù)此可作出液相負(fù)荷上限線（4）漏液線漏液點(diǎn)氣速：根據(jù)，整理得（d）在操作范圍內(nèi)，任取幾個(gè)Ls值，依式（d）計(jì)算出Vs值，計(jì)算結(jié)果列于8。 表8式（d）中的Vs-Ls關(guān)系數(shù)據(jù)Ls /(m3/s) 0.0005710.0010.0030.0050.0040.007Vs /(m3/s)0.08085720.083510.0930.09990.0960.106由上表數(shù)據(jù)即可作出漏液線。 (5) 液相負(fù)荷下限線 對(duì)于平直堰，取堰上液層高度how0.006m作為最小液體負(fù)荷標(biāo)準(zhǔn)。E=1.03根據(jù)式（e）作出液相負(fù)荷下限線。（6）操作線與操作彈性操作液氣比 Vs/Ls=0.783/0.001744=411.5過點(diǎn)（0,0）和（0.001774,0.783