苯—甲苯連續(xù)精餾塔的工藝設(shè)計(jì).

1、化工原理課程設(shè)計(jì)設(shè)計(jì)題目 :苯甲苯連續(xù)精餾塔的工藝設(shè)計(jì)學(xué)生姓名 : _學(xué)號(hào) : _專業(yè)班級(jí) : _指導(dǎo)教師 : _目錄摘要I第 1 章 緒論11.1 設(shè)計(jì)流程11.2 設(shè)計(jì)思路1第 2 章 精餾塔的工藝設(shè)計(jì)32.1 產(chǎn)品濃度的計(jì)算32.2 最小回流比的計(jì)算和適宜回流比的確定42.3 物料衡算42.4 精餾段和提餾段操作線方程52.5 逐板法確定理論板數(shù)及進(jìn)料位置（編程）52.6 全塔效率、實(shí)際板數(shù)及實(shí)際加料位置6第 3 章 精餾塔主要工藝尺寸的設(shè)計(jì)計(jì)算83.1 物性數(shù)據(jù)計(jì)算83.2 精餾塔主要工藝尺寸的計(jì)算103.3 塔板主要工藝尺寸的計(jì)算123.4 塔板流體力學(xué)校核153.5 塔板符合性能圖

2、17第 4 章 熱量衡算214.1 熱量衡算示意圖214.2 熱量衡算21第 5 章 塔附屬設(shè)備的計(jì)算255.1 筒體與封頭255.2 除沫器255.3 裙座255.4 塔總體高度的設(shè)計(jì)255.5 換熱器（進(jìn)料預(yù)熱器或產(chǎn)品冷卻器）的設(shè)計(jì)計(jì)算265.6 進(jìn)料管的設(shè)計(jì)275.7 泵的選型275.8 貯罐的計(jì)算28第 6 章 結(jié)論296.1 結(jié)論296.2 主要數(shù)據(jù)結(jié)果總匯29結(jié)束 語30參考文獻(xiàn)錯(cuò)誤！未定義書簽。附錄 1 主要符號(hào)說明31附錄 2 程序框圖錯(cuò)誤！未定義書簽。附錄 3 精餾塔工藝條件圖錯(cuò)誤！未定義書簽。附錄 4 生產(chǎn)工藝流程圖錯(cuò)誤！未定義書簽。教師 評(píng) 語錯(cuò)誤！未定義書簽。I第1章緒

3、論1.1設(shè)計(jì)流程本設(shè)計(jì)任務(wù)為分離苯甲苯混合物。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(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。 該物系屬易分物系， 最小回流比較小， 故操作回流比取最小回流比的 1.2 倍。塔釜采用間接蒸汽加熱，塔底產(chǎn)品經(jīng)冷卻后送至儲(chǔ)罐。設(shè)計(jì)流程框圖如下：精餾塔的工藝設(shè)計(jì)精餾塔主要工藝尺寸的設(shè)熱量衡算計(jì)繪制工藝流程圖和工藝條件圖塔的附屬設(shè)備及主要附件的選型任務(wù)書上規(guī)定的生產(chǎn)任務(wù)長(zhǎng)期固定，適宜采用連續(xù)精流流程。貯罐中的原料液用機(jī)泵加入精餾塔；塔釜再沸器

4、用低壓蒸汽作為熱源加熱料液； 精餾塔塔頂設(shè)有全凝器，冷凝液部分利用重力泡點(diǎn)回流； 部分連續(xù)采出到產(chǎn)品罐。 簡(jiǎn)易流程如下， 具體流程見附圖。4DF3152W1- 原料罐， 2- 進(jìn)料罐， 3- 苯、甲苯精餾塔， 4- 塔頂全凝器， 5- 再沸器1.2設(shè)計(jì)思路本次課程設(shè)計(jì)的任務(wù)是設(shè)計(jì)苯甲苯精餾塔，塔型為浮閥式板塔，進(jìn)料為兩組份進(jìn)料，且苯與甲苯的揮發(fā)度有明顯差別，可用一個(gè)塔進(jìn)行精餾分離。要分離的組分在常壓下均是液體， 因此操作在常壓下即可進(jìn)行， 進(jìn)料為泡點(diǎn)進(jìn)料，需預(yù)熱器。同時(shí)在塔頂設(shè)置冷凝器，在塔底設(shè)置再沸器，由于塔頂不許汽相出料，故采用全凝，又因所設(shè)計(jì)的塔較高，應(yīng)用泵強(qiáng)制回流。11.2.1 加料方

5、式本設(shè)計(jì)的加料方式為泡點(diǎn)進(jìn)料。1.2.2 加熱方式本設(shè)計(jì)的加熱方式為塔底間接加熱。1.2.3 回流比的選擇選擇操作回流比為最小回流比的1.2 倍。1.2.4 塔頂冷凝器的冷凝方式與冷卻介質(zhì)的選擇冷凝方式為全凝 , 冷卻介質(zhì)為冷水。1.2.5 設(shè)計(jì)流程圖2第 2 章精餾塔的工藝設(shè)計(jì)2.1產(chǎn)品濃度的計(jì)算M苯=78.11， M 甲苯 =92.14摩爾分?jǐn)?shù)F0.4 / 78.110.440X =0.55 / 78.110.45 / 92.14D0.99 / 78.110.992X =0.99 / 78.110.01 / 92.14W0.01/ 78.110.012X =0.01/ 78.110.99

6、/ 92.14摩爾質(zhì)量M FXFM苯（）M 甲苯0.44 78.11 (1 0.44) 92.14 85.97kg / kmol1X FM DXDM苯（1X D）M甲苯0.99278.11 （10.992） 92.1478.22kg / kmolM WXWM 苯（1XW）M甲苯0.01278.11 （10.012） 92.1491.16kg / kmol2.2 平均相對(duì)揮發(fā)度的計(jì)算溫度計(jì)算表 2.1 苯甲苯的氣液平衡與溫度的關(guān)系表1溫度苯 /%(mol 分率 )溫度苯/%(mol 分率 )溫度苯 /%(mol 分率 )/0C/0C/0C液相氣相液相氣相液相氣相110.60095.239.761

7、.884.480.391.4106.18.821.292.148.971.082.390.395.7102.220.037.089.459.278.981.295.097.998.630.050.086.870.085.380.2100.0100.0用內(nèi)插法求得 t F 、 t D 、 tW95.292.1tF95.288.70 Ct F :48.959t F39.739.780.281.2t D80.2tD 80.36 Ct D :95.099.2100.0100.0110.61006.1tW110.6tW109.99 CtW :21.21.200故由上塔頂溫度 t D81.16C氣相組成y

8、D :81 .280.280.3680.2yD99.66%97 .9100.0100 yD100.0進(jìn)料溫度 t F88.70C氣相組成 yF :95 .292.195.288 .70yF81.09%61.870.061.8100 yF塔底溫度 t W109.99C3氣相組成 yW : 110.6106.1110.6109.99yW 2.87%021.20100 yW由上溫度和氣相組成來計(jì)算相對(duì)揮發(fā)度X F0.59, yF0.8109X D0.992, yD0.9966X W0.012, yW0.0287FDW0.8109 / 0.445.4577(1 0.8109 ) /(1 0.44)0.

9、9966 / 0.992(12.36390.9966 ) /(1 0.992)0.0287 / 0.012(10.0287) /(12.43280.012)則精餾段平均相對(duì)揮發(fā)度FD3.910812提餾段平均相對(duì)揮發(fā)度2DW2.398422.2最小回流比的計(jì)算和適宜回流比的確定2.2.1最小回流比的計(jì)算B由 Antonie 方程 ， ln pATCp 溫度 T 時(shí)的飽和蒸汽壓T溫度， KA,B,C Antonie 常數(shù)表 2.2 t F 下 Antonie常數(shù) 1ABC苯6.30351211.033220.79甲苯6.079541344.8219.482則 ： ln p6.03055 -121

10、1.0332.12苯（88.70 220.79）p 苯131.83kPaln p 甲苯6.079541344.81.72（88.70219.482）p 甲苯52.481kPa故p 苯131.832.51p 甲苯52.481最小回流比即為 Rmin1 X D(1XD)1.081X F1X F2.2.2適宜回流比的確定設(shè)計(jì)中令回流比 R1.2 Rmin1.21.081.302.3 物料衡算F :進(jìn)料量（ Kmol/s ）X F =0.440原料組成（摩爾分?jǐn)?shù)，下同）4D ：塔頂產(chǎn)品流量（ Kmol/s ）X D =0.992塔頂組成W ：塔底殘夜流量（ Kmol/s ）X W =0.012 塔底組

11、成進(jìn)料量 ：F50000 103 0.4 / 78.11 (10.4) / 92.1425.59 10 3 kmol / s63133600物料衡FD W25.5910FX FDX D WXW25.591033算式為：DW0.440.992D0.012WD6.168 10 3 Km ol / s,W4.29 10 3 Km ol / s因 R=1.30LRD1.306.16810 38.018 10 3 Kmol / sLLqF 8.018 10 325.5910 318.4810 3 Kmol / sVV(R1)D(1.301)6.16810 314.1910 3 Kmol / s表 2.3

12、物料衡算結(jié)果表 1物料流量（ kmol/s ）組成進(jìn)料 F10.4610 3苯 0.44甲苯 0.56塔頂產(chǎn)品 D6.16810 3苯 0.992甲苯 0.008塔底殘夜 W4.2910 3苯 0.012甲苯 0.988表 2.4物料衡算結(jié)果表 2物料物流（ kmol/s ）精餾段上升蒸汽量 V14.1910 3提餾段上升蒸汽量 V14.1910 3精餾段下降液體量 L8.01810 3提餾段下降液體量 L18.4810 32.4 精餾段和提餾段操作線方程精餾段操作線方程：L xD X D8.0181030.9926.168 10 3y3x3y 0.56 x 0.431（1）VV14.1910

13、14 .19 10提餾段操作線方程：L xW XW18.481034.2910y3xVV14.191014.1910330.012y1.3x0.004 （ 2）2.5逐板法確定理論板數(shù)及進(jìn)料位置（編程）因2.46 ，得出相平衡方程 yx2.51x 或 x2.51y（3）1 (1) x1 1.51 x1.51y又因?yàn)樗斢腥鳎?所以 y1 X D0.992代入相平衡方程得x10.900 代入（1）5式得 y20.980 再代入（ 3）式得 x2 0.951反復(fù)計(jì)算得y30.964, x30.914y40.943, x40.808y50.917, x50.815y60.887, x60.758

14、y70.855, x70.701y80.824, x80.651y90.855, x90.701y100.855, x100.701X F 0.59將 x8代入（ 2）式得 y110.742代入（ 3）得 110.534反復(fù)計(jì)算得xy120.690, x120.470y130.607, x130.381y140.491, x140.278y150.357, x150.181y160.231, x160.107y170.135, x170.059y180.073, x180.030y190.035, x190.014y200.015, x200.006XW0.012總理論板數(shù)為20 塊（包括再沸

15、器），第 10 塊板加料，精餾段需9 塊板，提餾段需11 塊。2.6 全塔效率、實(shí)際板數(shù)及實(shí)際加料位置板效率用奧康奈爾公式ET 0.49(L ) 0.245 計(jì)算塔頂與塔釜平均溫度為tm(tD tW )80.36 109.99C295.1752t=95.575C時(shí)，由化學(xué)化工物性數(shù)據(jù)手冊(cè)查得A 0.255mPa s, B 0.282mPa s則lgLDX D lg 0.255(1X D ) lg 0.2820.992lg 0.255(10.992) lg 0.2820.593LD0.255mPa slgLWX W lg 0.255(1XW ) lg 0.2820.012lg 0.252(10.

16、012) lg 0.2790.55LW0.282mPa sL(LDLW ) 0.2550.2820.269mPa s22故 ET0.49(2.460.269) 0 .2450.539即全塔效率 ET0.5396則精餾段實(shí)際板數(shù)N精9 / 0.539塊17提餾段實(shí)際板數(shù)N提(111) / 0.539塊21故實(shí)際板數(shù)為N實(shí)N精N 提1721塊，實(shí)際加料位置為第18 塊塔板。387第 3章 精餾塔主要工藝尺寸的設(shè)計(jì)計(jì)算3.1 物性數(shù)據(jù)計(jì)算3.1.1 操作壓強(qiáng)的計(jì)算塔頂操作壓力 PD1.0atm4kPa105.325KPa取每層塔板壓降為P0.5KPa進(jìn)料板壓力 P105.3250.521KPaF11

17、3.825塔底壓力 PW113.8250.5 21 124.325KPa精餾段平均壓力 P1(105.325113.825) / 2109.575KPa提餾段平均壓力 P2(113.825124.325) / 2119.075KPa3.1.2 操作溫度的計(jì)算因 t D80.36C, tF88.70C, tW109.99C則精餾段平均溫度 t1(80.3688.70) / 284.53 C提餾段平均溫度 t 2(88.70109.99) / 299.35 C3.1.3 平均摩爾質(zhì)量的計(jì)算塔頂平均摩爾質(zhì)量計(jì)算y1X D 0.992 由相平衡方程得 X 1 0.980 ，則M VD0.99278.1

18、1(10.992)92.1478.22kg / kmolM LD0.98078.11(10.980)92.1478.39kg / kmol進(jìn)料板平均摩爾質(zhì)量計(jì)算M VF0.77278.11(10.772)92.1481.31kg / kmolM LF0.57478.11(10.574)92.1484.09kg / kmol塔底平均摩爾質(zhì)量計(jì)算M VW0.01278.11(10.012)92.1491.97kg / kmolM LW0.0287 78.11 (10.0287)92.1491.74kg / kmol精餾段平均摩爾質(zhì)量計(jì)算M V(78.2281.31) / 279.77kg / km

19、olM L(78.3984.09) / 281.24kg / kmol提餾段平均摩爾質(zhì)量計(jì)算M V(81.3191.97) / 286.64kg / kmolM L(84.0991.97) / 288.03kg / kmol3.1.4 液體平均粘度的計(jì)算液體平均粘度依 lgixi lgi計(jì)算tD80.36 C 時(shí)，查得LA0.308mPa s,LB0.311mPa slg LD 0.992 lg 0.308(10.992) lg 0.3110.51LD0.309mPa s進(jìn)料板液體平均粘度的計(jì)算tF88.70 C 時(shí)，查得8LA0.282mPa s,LB0.297mPa slgLF0.574

20、lg 0.282(10.570) lg 0.2970.54LF0.288mPa s塔底液體粘度計(jì)算tW109.99 C 時(shí)，查得LA0.235mPa s,LB0.246mPa slg LW 0.012lg 0.235 (10.012) lg 0.246 0.6095LW0.246mPa s精餾段液相平均粘度為：L 1( 0.3090.288) / 2mPa s0.299提餾段液相平均粘度為：L 2(0.2880.246) / 20.267mPa s3.1.5平均密度的計(jì)算（1）氣相平均密度的計(jì)算由理想氣體狀態(tài)方程計(jì)算，即精餾段提餾段VP1MV109.57579.772.94kg / m3RT1

21、8.314(84.53273.15)VP2M V119.07586.643.33kg / m3RT28.314(99.35273.15)（2）液相平均密度的計(jì)算液相平均密度依1iiLM又1a AaB(a為質(zhì)量分?jǐn)?shù) )LMLALBtD80.36 C 時(shí)，查得LA814.53kg / m3 ,LB 809.72kg / m31 0.992 1 0.992 LD 814.53 809.72LD814.49kg / m3進(jìn)料板，由加料板液相組成，xA0.574則 aA0.57478 .110.53378.11(10.574)0.57492.14tF88.70 C 時(shí)，查得LA805.63kg / m3

22、,LB803.37kg / m310.53310.533LF805.63803.37tW109.99 C 時(shí)，查得LF804.57kg / m39LA780.71kg / m3 ,LB780.31kg / m31 0.012 1 0.012 LW 780.71 780.31LW781.25kg / m3故精餾段平均液相密度為精 （814.49804.57）/ 2809.53kg / m3提餾段平均液相密度為提 （804.57781.25）/ 2792.91kg / m33.1.6液相平均表面張力的計(jì)算有公式 LMi i 計(jì)算塔頂液相平均表面張力計(jì)算tD80.36 C 時(shí)，查得A21.22mN

23、/ m, B 21.63mN / mLD 0.992 21.22 (1 0.992) 21.63 21.22mN / m 進(jìn)料板液相平均表面張力計(jì)算tF88.70 C 時(shí)，查得A20.13mN / m,B20.21mN / mLF 0.574 20.13 (1 0.574) 20.21 20.16mN / m 塔底液相平均表面張力tW109.99 C 時(shí)，查得A17.67mN / m,B18.42mN / mLW 0.01217.67 (1 0.012) 18.42 18.41mN / m精餾段平均表面張力為L(zhǎng)(21.22120.16) / 2mNm20.69/提餾段平均表面張力為L(zhǎng)( 20.

24、1618.41) / 219.29mN / m3.2 精餾塔主要工藝尺寸的計(jì)算3.2.1 塔徑的計(jì)算氣液相體積流量為VSVM VV(MVDMVF )14.1910 3 (78.2281.31) / 232.940.385m / s精餾段：VVLM LLS0.801810 3 m3 / sLVV M V14.1910 3860640.369m3 / sS3.33提餾段：VL M L18.4810 388.03LS2.05 10 3 m3 / s792.91L10則，精餾段由 u maxCLV,C 可由：VC C20 ( L ) 0.2 求得，由史密斯關(guān)聯(lián)圖查得， 圖的橫坐標(biāo)為： LS ( L )

25、1 / 220VSV0.801810 3809.531/ 20.034,取板間距 H T0.45,板上液層高度 hL 0.06m()0.3852.94則 H T - hL 0.45 0.06 0.39m ,圖 3-1.史密斯關(guān)聯(lián)圖 1查史密斯關(guān)聯(lián)圖得C200.085,C C20( L )0.20.084( 20.69 )0 .20.0852020umaxCLVC809.532.941.41m / s2.94V取安全系數(shù)為 0.7 ，則空塔氣速為u0.7umax 0.71.410.987m / s塔徑 D4VS40.3850.705mu 3.14 0.987按標(biāo)準(zhǔn)塔徑圓整后為 D=1.0m塔截面

26、積為 ATD 23.14 (1.0) 20.785m240.3854實(shí)際空塔氣速為 u10.49m / s0.785同理提餾段：由史密斯關(guān)聯(lián)圖查得，圖的橫坐標(biāo)為：LS( L)1/ 20.11VSV取板間距 H T0.45m, 板上液層高度 hL0.06m , 則11H ThL0.39m ，查史密斯關(guān)聯(lián)圖得 C 20 0.080CC20 (L )0.20.080 (19.12) 0.20.0792020umaxCLV0.079792.91 3.331.22m / sV3.33取安全系數(shù)為0.7 ，則u 0.7umax0.71.220.854m / s4VS40.369塔徑 D0.742mu 3.

27、14 0.854按標(biāo)準(zhǔn)塔徑圓整后 D 1.0m塔截面積為 ATD 23.14(1.0)20.785m 244實(shí)際空塔氣速為： u2VS0.3690.47m / sAT0.7853.2.2 精餾塔有效高度的計(jì)算精餾段有效高度為 Z精（ N精1）HT（）m171 0.457.2提餾段有效高度為 Z 提（ N 提1） HT（ 211） 0.459.0m故精餾塔的有效高度為 : ZZ精Z 提7.29.016.2m3.3塔板主要工藝尺寸的計(jì)算3.3.1溢流裝置計(jì)算選用單溢流弓形降液管，采用凹形受液盤，各項(xiàng)計(jì)算如下：(1) 堰長(zhǎng) l W取 l W0.8D0.810.8m, ( DD ,故 lWlW0.8m

28、)(2) 溢流堰高度 hW精餾段：由 hWhLhOW , 選用平直堰，堰上液層高度 hOW2.84Lh2 / 3E ()1000lW近似取 E=1，則 hOW2.841 (1.2810 33600 ) 2/ 39.12610 3 m10000.8取板上層清液高度 hL0.06m , 則：hWhL hOW0.060.009130.051m提餾段： hOW2.841( 3.278 10 33600 )2 /30.017m10000.8取 hL0.06 m, hW hLhOW0.060.0170.043m(3) 弓形降液管高度 Wd 和截面積 Af精餾段：由 l W / D0.8 /1 0.8，12

29、5圖 3-2. 弓形降液管的寬度和面積查弓形降液管的參數(shù)圖得：Af0.15, Wd0.2ATDA f0.15AT0.15 0.7850.118m2Wd0.2D 0.2 1 0.2m驗(yàn)算液體在降液管中停留時(shí)間，即：Af H T0.1180.4541.49s 5s故降液管設(shè)計(jì)合理Lh1.2810 3提餾段：因 DD1.0mAfAf0.118m 2,WW, 故dd則0.1180.4516 .20s5s ，故降液管設(shè)計(jì)合理。3.27810 3（4）降液管底隙高度 h0取降液管底隙的流速 u0u00.18m / s ，則h0Lh1.2810 38.910 3 m精餾段：lW u00.80.18hWh0

30、0.0510.00890.0421 0.009126h0Lh3.2781030.0140.80.18提餾段：lW u0hWh00.0430.022760.0280.017故降液管底隙高度設(shè)計(jì)合理，選用凹形受液盤，深度hW0.2m40 mm133.3.2塔板布置本設(shè)計(jì)塔徑 DD0.3m取閥孔動(dòng)能因子 FF12, 則精餾段孔速u0F012m/s2.827.15V取 d0d 039mm, 采用 F型浮閥 每層塔板上浮閥數(shù)目為：NVS0.0466個(gè)2 u03.14(0.039) 24d 07.154取邊緣區(qū)寬度 WC0.05m , 破沫區(qū)寬度 WS0.06m計(jì)算塔板上的鼓泡區(qū)面積，即：Aa 2( xr

31、 2x 2r 2arcsin x )180r其中 rRDWC0.30.1m220.05xD(WdWS )0.3(0.060.06)0.0322則Aa2(0.10.120.0323.140.12arcsin0.030.027m21800.1同理提餾段孔速 u0F0126.74m / s3.17V每層塔板上的浮閥數(shù)目為：NVS0.04396個(gè)3.14(0.039)24d0 u06.744取邊緣區(qū)寬度為 WC0.05m ，破沫區(qū)寬度 WS 0.06 m因 DD ,則 rr , xx 故塔板上的鼓泡區(qū)面積 AaAa0.027m 2取孔心距 t=75mm，采用正三角形叉排繪制排列圖的浮閥數(shù)N N 9功能因數(shù),則：u01VS3.140.0464.28m / s(0.039) 2精餾段 :4d0 N94F0u01V4.282.827.19塔板開孔率為：u10.648100%15.14%u014.28u02VS0.04394.085m/ s3.14(0.039) 2提餾段 :4d0N94F0u02V4.0853.177.2714塔板開孔率為：u 20.618100%15.13%u024.0853.4塔板流體力學(xué)校核3.4.1干板阻力氣體通過塔板的壓強(qiáng)降相當(dāng)?shù)囊褐叨?，依?jù)hPhChLh 計(jì)算塔