化工原理課程設計方案苯—甲苯精餾塔的設計方案

1、、八,、 刖言 化工原理課程設計 題目：苯一甲苯精餾塔的設計 專業(yè)：應用化工技班 姓名： 指導教師： 2018年12月31日 寸錄 任務書 4 一 .理論依據 4 二.工藝計算過程 1 設計方案的確定 7 2 精餾塔的物料衡 7 3.塔板數的確定 8 4. 精餾塔的工藝條件及有關物性數據的計算 8 5. 精餾段氣液負荷計算 10 6、塔和塔的主要工藝尺寸計算 11 7. 篩板的流體力學驗算 15 8. 塔板負荷性能圖 17 9. 精餾塔的附屬設備及接管尺寸 21 三 .參考文獻 21 、八 前言 化工原理課程設計是高等學校的一門專業(yè)必修課,通過本課 程學習 ,有利于培養(yǎng)學生的獨立工作、獨立思考

2、和運用所學知識 解決實際工程技術問題的能力 ,是提高學生綜合素質 ,使大學生向 工程師轉化的一個重要的教案環(huán)節(jié)。 蒸餾單元操作自古以來就在工業(yè)生產中用于分離液體混合 物。它是利用液體混合物中各組分的揮發(fā)度不同進行組份分離 的，多用于分離各種有機混合液，蒸餾有許多操作方式，按有 沒有液體回流，可分為有回流蒸餾與無回流蒸餾，有回流的蒸 餾稱為精餾。本次設計的要求是要設計苯 -甲苯精餾塔，用以分 離苯 -甲苯的混合液。 此次設計在 * 老師的指導下進行，運用學過的基礎知 識，鍛煉自己設計生產設備的能力。此次設計加深了我們對精 餾操作的認識，鍛煉了我們閱讀化工原理文獻并且搜集資料的 能力，同時液培養(yǎng)了

3、我們獨立思考問題、分析問題、解決問題 的能力，也培養(yǎng)了我們相互協(xié)作的能力，為今后實際工作的應 用打好了基礎。 由于設計者的水平有限，所設計的方案之中難免有不妥之處， 希望老師給予批評指正。 任務書 在一連續(xù)操作的精餾塔中分離苯 - 甲苯溶液，混合液中含苯 41%，飽和液體進料。 已知原料液的處理量為 5000kg/h 要求：餾出液中苯的組成不低于0.94摩爾分數)，釜液 中苯的組成為0.06。單板壓降不大于0.7kpa，操作壓力： 4kpa塔頂常壓)，回流比：R=2,進料熱狀態(tài)參數q=1. 理論依據 V1)苯和甲苯的物理性質: 工程 分子式 分子量 沸點C 臨界溫度目,c 臨界壓強回,kp 苯

4、A 78.11 80.1 288.5 6833.4 甲苯B GH-Cf 92.13 110.6 318.57 4107.7 (2苯與甲苯的液相密度p l： t, c 80 90 100 110 120 苯，kg/m3 815 803.9 792.5 780.3 768.9 甲苯，kg/m3 810 800.2 790.3 780.3 770.0 (3液體表面張力(T : t, c 80 90 100 110 120 苯，mN/m 21.27 20.06 18.85 17.66 16.49 甲苯，mN/m 21.69 20.59 19.94 18.41 17.31 (4液體粘度 t, c 80

5、90 100 110 120 苯，mpas 0.308 0.279 0.255 0.233 0.215 甲苯，mpas 0.311 0.286 0.264 0.254 0.228 (5液體氣化熱 3 / 21 t, C 80 90 100 110 120 苯，kJ/kg 394.1 386.9 379.3 371.5 363.2 甲苯，kJ/kg 379.9 373.8 367.6 361.2 354.6 (6飽和蒸汽壓P: 苯、甲苯的飽和蒸汽壓可用方程 Antoine求算，logP=A-.，式中：t- -物系溫度C ； P-飽和蒸汽壓 A B C-Antoine 常數，其值見附表: 組分 A

6、 B C 苯 6.023 1206.35 220.24 甲苯 6.078 1343.94 219.58 原 料 液 及塔頂、 塔 底 產 品 的 摩 爾分率 苯的 摩 爾質 量 M A 二 78.11 畑/加 M 甲苯的摩爾質量 二923伽刃 已知: :流量 F=5t/h Xf=0.47 Xw=0.08 Xd=0.98 2)原料液及塔頂、塔底產品的平均摩爾質量 MF=0.47 X 78.11+(1-0.47X 92.13=85.54 kg/kmol MD=0.98 X 78.11+(1-0.98X 92.13=78.39 kg/kmol MW=0.08 X 78.11+(1-0.08X 92.

7、13=91.01 kg/kmol 總物料衡算D + W=58.45 苯的物料衡算 58.45 X 0.47=0.98D + 0.08W 聯立解得 D = 25.33 kmol /h W=33.12 kmol/h 三塔 板 數 的 相平衡方程:X=y/a-(a-1y=y/2.45-1.45y 精餾段操作線方程 y=(R/R+1x+/vR+1) =0.74x+0.25 塔釜汽液回流比R 求得=2 回=2 1.43=2.86 提留段操作線方程: LrJ回 理論塔板數計算： 先交替使用相平衡方程與精餾段操作線方程計算如下: y二口 =0.98由相平衡方程=0.95 精餾段操作線方程: 卜=0.95 -

8、I =0.89 I =0.90 II. =0.79 I =0.84 口 =0.68 =0.75 口 =0.55 | =0.66 耳=0.44I 所以第六快板為進料板。 以下交替用提留段操作線方程與相平衡方程計算如下: -I =0.44 |=0.56 -I =0.34 =0.43 口 =0.23 =0.28 口 =0.14 I =0.15 I =0.06 口 =0.06. I 所以總理論板數為10,精餾段理論板數為5。 全塔效率叵： =80.44C _1C 塔內平均溫度為93.26 C 液相平均粘度 52 %、 實際塔板精餾段10層提留段8層 四. 精餾塔的工藝條件及有關物性數據的計算 以 精

9、餾 段 為 例 進 行 計 算。 1)操作壓力計算 塔頂操作壓力 PA 101.3 + 4= 105.3 kPa 每層塔板壓降 AP= 0.7 kPa 進料板壓力 PF = 105.3 + 0.7 X 10= 112.3kPa 精餾段平均壓力 P m = 105.3 + 112.3 )/2= 108.8 kPa 2)操作溫度計算 依據操作壓力，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 壓計算結果如下： 塔頂溫度 _1 = 80.44 C 進料板溫度 _1 = 92.97 C 精餾段平均溫度=92.97+80.44 ) /2 = 86.71 C X 92.13=78.81 kg

10、/kmol 進料板耳=0.68二=0.44 =0.68 X 78.11+(1-0.68 X 92.13=82.80 kg/kmol =0.44 X 78.11+(1-0.44 X 92.13=85.96 kg/kmol 則精餾段平均分子量.F =(78.39+82.67/2=80.53 kg/kmol II =(78.81+85.96/2=82.39 kg/kmol .J ” =813.01Kg /m 進料板，由加料板液相組成1：:1 =0.44 冋= 3 上 ” =800 Kg/m 故精餾段液相平均密度 =| (813+800=806.5Kg/ m3 2.氣相密度耳 2.93 Kg/ m (

11、5液體表面張力I 頂部 =0.98 X 21.22+0.02 X 21.64=21.23 mN/m 進料 =0.44 X 19.8+0.56 X 20.45=20.16 mN/m 則精餾段平均表面張力為：=(21.23+20.16/2=20.67 mN/m /2=0.293 mPa s 五、精餾段氣液負荷計算 V=(R+1D=(2.86+1X 25.33=97.77 kmol/h 0.75 m3/s L=R D=2.86 25.33=72.44 kmol/h Ls= 0.0020 m3/s 3 E =7.2 m /h 六、塔和塔板主要工藝尺寸計算 一）塔徑D 參考下表，初選板間距=0.40m,

12、取板上液層高度 =0.06m,故板間距 與塔徑的關系 塔徑，月,m 030.5 0.5-0.8 0.8-1.6 1.6-2.4 2.4-4.0 板間距兇,m 200-300 250-350 300-450 350-600 400-600 3 -=0.40-0.06=0.34m 查圖5-8得C2o=O.O72,依下式校正到物系表面張力為20.4N/m時的C,即: C= ( | o.2=O.O72(2O.4/2O o.2=O.O723 m/s 取安全系數為0.72 , 則u=0.72 冋=0.72 xi.197=0.838 m/s 故 D= =1.07 m 按標準，塔徑圓整為1.2m,則空塔氣速為

13、0.73m/s. 二）溢流裝置 采用單溢流、弓形降液管、平形受液盤及平形溢流堰，不設進口堰。各 項計算如下。 1. 溢流堰長 取堰長=0.66D,即=0.66 x 1.0=0.66m 2. 出口堰高 由 /D=0.66/1.0=0.66, 19.3 m 知E為1.05，依下式: 0.014m 故=0.06-0.014=0.046m 3降液管的寬度 與面積 由 /D=0.66，得：/D=0.124,/At=0.0722 故 =0.124D=0.124 X 1.0=0.124m =0.0722 X 甘 DM.0722 X 0.785 X 1.0 2=0.0567mf 由下式計算液體在降液管中停留時

14、間以檢驗降液管面積，即T = 11.345s 符合要求 4.降液管底隙高度 取液體通過降液管底隙的流速為0.08m/s,依式計算降液管底隙高度 0.028m 三)塔板布署 1)取邊緣區(qū)寬度W=0.035m安定區(qū)寬度W=0.065m (2依式計算開孔區(qū)面積 其中： 口| - N 丨 -(0.124+0.065=0.311m R= -創(chuàng) c二-0.035=0.465m 四)篩孔數n與開孔率 取篩孔的孔徑&為5mm正三角形排列，一般碳鋼的板厚 3為3mm取 t/d 0=3.0,故孔中心 t=3.0 X 5.0=15.0mnr。 依式計算塔板上的篩孔數n即 n=J孑 L 依式計算塔板上開孔區(qū)的開孔率，

15、即 10.1% （在5-15%范圍內 每層塔板上的開孔面積 A為：A= =0.101 X 0.532=0.0537m2 氣體通過篩孔的氣速U0二 m/s （五塔有效高度 精餾段） Z=（10- 1X 0.4=3.6m 六）塔高計算 七、篩板的流體力學驗算 一）氣體通過篩板壓降相當的液柱高度 依式二 1. 干板壓降相當的液柱高度I 依丨 1.67，查圖8-13 , C0=O.84,于是有 =0.051 2. 氣流穿過板上液層壓降相當的液柱高度 1.03m/s,F a = 由圖8-14查取板上液層充氣系數丄I 依式 3. 克服液體表面張力壓降相當的液柱高度 依式口 =|m 故=0.0515+0.0

16、348+0.00209=0.088m 單板壓降： 3 = I 丄 g=0.088 X 806.5 x 9.81 = 699.3pa0.7kpa 設計允 許） 1.5 故在設計負荷下不會發(fā)生過量漏夜 近似取 1.0,=0.046m,=0.66m (b 取霧沫夾帶極限值為0.1kg液/kg氣，已知 =20.41 x 10-3N/m,二=0.4m, 并將（a、b）式代入式（h，得下式： 整理得 X 在操作范圍內，任取幾個值，依式算出相應的值列于附表1中 附表1 日 ,m/s 0.6 x 10-4 1.5 x 10-3 3.0 x 10-3 4.5 X10-3 3 ,m/s 1.28 1.16 1.0

17、8 1.02 依表中數據在耳-口圖中霧沫夾帶線1)，如圖3所示。 二)液泛線2) 有I(X 近似取二=1.0,=0.046m,=0.66m 由式R I * I = I = I = (c 由式二 及式 =0.00209m (已算出 ，得 =0.0912Vs2+0.0276+0.5259 +0.00209 =0.0297+0.0912Vs2+0.5259(d 又因為 將 HT=0.4m,=0.046m,=0.5 及(c、(d、(e 式代入式(x 式 得： 0. 5X (0.4+0.04 6=0.297+0.0912Vs2+0.8825 +0.53 +0.0276+243 整理得下式：VS2=1.6

18、-15.44-4912.3Ls2 （2 在操作范圍內取若干Ls值，依2）式計算VS值，列于附表2,依表中數 據作出泛液線2），如圖3中線2）所示 附表2 Ls, mVs 0.6 X10-4 1.5 x 10-3 3.0 x 10-3 4.5 X10-3 Vs, mVs 1.58 1.39 1.24 1.09 三）液相負荷上限線3） 取液體在降壓管中停留時間為4秒，有下式 mVs(3 液相負荷上限線3）在Vs-Ls坐標圖上為與氣體流量無關的垂直線，如 圖3線3）所示。 四）漏夜線 氣相負荷下限線）4） 由 =L =0.048+0.8825 ,|尸|代入漏夜點氣速式: 把 =0.0537mf代入上式并整理，得 a 此即氣相負荷下限關系式，在操作范圍內取若干 Ls值，依4）式計算V 值，列于附表3,依表中數據作出氣相負荷下限線4），如圖3中線4） 所示。 附表3 Ls, mi/s 0.6 x 10-4 1.5 x 10-3 3.0 x 10-3 4.5 X10-3 rt/s 0.