板式塔課程設計苯-甲苯混合液篩板精餾塔設計

(表壓)設備形式：篩板(浮閥)塔進料熱狀況：泡點進料址：海南地區(qū)2 其他物性數(shù)據(jù)查有關(guān)手冊()苯和甲苯的物理性質(zhì)表項目項目分子式分子量℃沸點℃臨界溫度℃臨界壓強苯()飽和蒸汽壓：苯和甲苯的飽和蒸汽壓可由方程式求算。表苯溫溫度℃密度(苯)()液體的表面張力σ()表表面張力(苯)()液體粘度h)表粘度(苯)3 塔設備的類型 6塔設備的性能指標 6 精餾原理 7 4.各部分結(jié)構(gòu)尺寸的確定和設計計算 8 T 4 5 一、精餾塔的概述1.1塔設備的類型表面下流，氣體逆流而上(有時也采用并流向下)流動，汽液兩相密切接觸進行1.2塔設備的性能指標為獲得最大的傳質(zhì)速率，塔設備應該滿足兩條基本原則：①通量——單位塔截面的生產(chǎn)能力，表征塔設備的處理能力和允許空塔氣②分離效率——單位壓降塔的分離效果，對板式塔以效率表示，對填料塔。6 1.3板式塔與填料塔的比較①生產(chǎn)能力填料塔內(nèi)件的開孔率通常在50%以上，而填料層的孔隙率則超過90%，一般液泛碘較高，故單位塔截面上，填料塔的生產(chǎn)能力一般均高于壓(壓力小于0.3MP)操作下，填料塔的分離效率明顯優(yōu)于板式塔，在高壓操塔。塔壓降填料塔由于空隙率高，故其壓降遠遠小于板式塔。④操作彈性一般來說，填料本身對氣液變化的適用很大，故填料塔的操⑤結(jié)構(gòu)、制造及造價填料塔的結(jié)構(gòu)較板式塔簡單，故制造、維修也較為1.4精餾原理兩相接觸中，下降液中的易揮發(fā)(低沸點)組分不斷地向蒸氣中轉(zhuǎn)移，蒸氣中的難揮發(fā)(高沸點)組分不斷地向下降液中轉(zhuǎn)移，蒸氣愈接近塔頂，其易揮發(fā)組分濃度塔頂上升的蒸氣進入冷凝器，冷凝的液體的一部分作為回流液返回塔頂進入精餾7 二、設計標準管理規(guī)則》三、設計方案的分析和擬訂四．各部分結(jié)構(gòu)尺寸的確定和設計計算，底產(chǎn)品經(jīng)冷卻后送至儲罐。8 板、塔板，如穿流式篩板(柵板)、穿流式波紋板等。工業(yè)應用較多的是有降液管的4.2.精餾塔的物料衡算≤進料熱狀況：泡點進料9 4.2.1原料液及塔頂、塔底產(chǎn)品的摩爾分數(shù)()4.2.2原料液及塔頂、塔底產(chǎn)品的平均摩爾質(zhì)量×××總物料衡算F=D+W代入×××苯物料衡算×得D=30.53kmol/hW=31.10kmol/h 4.3.塔板數(shù)的確定T①由任務書給定的苯、甲苯組分的飽和蒸氣壓數(shù)據(jù)(表6)，(℃)苯(℃)(℃)苯txy根據(jù)氣液平衡數(shù)據(jù)，可繪出x—y圖，如下圖(1—1) 線(q線)，該線與平衡線的交點坐標為：××’’④求操作線方程y=(L/V)x+(D/V)*y=(×提餾段操作線方程為y’=(’×’⑤圖解法求理論板層數(shù)采用圖解法求理論板層數(shù)，如圖1—2所示。求解結(jié)果為總理論板層數(shù)NT包括再沸器 進料板位置N=F4.4.精餾段的工藝條件及有關(guān)物性數(shù)據(jù)的計算4.4.1精餾段操作壓力計算塔頂操作壓力D△KPa4.4.2提餾段操作壓力的計算塔底操作壓力提餾段平均壓力 衡數(shù)據(jù)，可繪得苯—氯苯的t—x—y圖，見下圖依據(jù)操作壓力，有泡點方程通過試差法計算出泡點溫度，其中苯、甲苯的 1××××算查平衡曲線(見圖1—2)得’ ’ ××量計算由圖，得××××××計算精=(精算提平均密度計算②液相平均密度的計算液相平均密度依下式計算，即 =ippLmi苯和甲苯的ρ關(guān)系圖圖p=812Kg/m3p=808.26Kg/m3ABp==811.7Kg/m3LDm(0.932/812.0+0.068/808.26) Lm2理想氣體狀態(tài)方程計算，即②液相平均密度的計算液相平均密度依下式計算，即=ippiρ’ t t4.4.6液體平均表面張力計算面張力依下式計算，即Lmii圖DD=21.02mN/mA=21.48mN/mB進料板液相平均表面張力的計算： ABLm2面張力依下式計算，即LmiiAB進料板液相平均表面張力的計算：ABLm2.7液體平均黏度的計算式計算lg=nxlgLmiii=1 μA=0.302mPa?s,μB=0.306mPa?s粘度的計算FAB則精餾段液相平均粘度為：式計算 Lmiii1AB進料板液相平均粘度的計算FAB則提餾段液相平均粘度為：4.5.精餾塔的塔體工藝尺寸的計算(1)精餾段的計算相體積流量為V=Vm=s3600pL=Lm=p LV LVp-pmaxV與塔徑關(guān)系表塔塔徑，~~~~~板間距，~~~~~TTLTL20(20)(20)max2.916，則空塔氣速為maxsT44TT(1)提餾段的計算相體積流量為p'-p'p'-p'VTTLTL20(20)(20)max3.27按標準塔徑圓整后為D'=1.2m塔截面積為T44TT4.5.2精餾塔有效高度的計算T在進料板上方開一人孔，其高度為 4.6.塔板主要工藝尺寸的計算1.堰長lww2.溢流堰的高度hWWLOWWWLw3.弓形降液管寬度W和截面積Adf查圖課本5-7，得AAT 故fTdAHfTL液管中停留時間，即hAH3600根0.096根0.45h故降液管設計合理。4.降液管底隙高度hoL00則h=Lh=0.00185根3600=0.03luwo故降液管底隙高度設計合理選用凹形受液盤，深度hw=60mm1.堰長l'ww2.溢流堰的高度hWWLOWW故 故mOW1000l'W10000.729取上層清液層高度h'70mmLw3.弓形降液管寬度W'和截面積A'df查圖課本5-7，得TWDfTfTd依3600AHfTL3~5驗算液體在降液管中停留時間，即hh故降液管設計合理。4.降液管底隙高度hoL0wowoW0故降液管底隙高度設計合理選用凹形受液盤，深度h’w=60mm 4.6.2塔板布置sscD1.32C22ds2ad=6.5mm。篩孔按正三角形排列，取孔中心t距為：00d0.0065td0.0065氣體通過閥孔的氣速為0 sscD'1.22C22ds2ad=6.5mm。篩孔按正三角形排列，取孔中心t距為：00Ad0.0065td0.0065氣體通過閥孔的氣速為0 ①干板阻力h計算c阻力h由下式計算c由d0=6.5=2.17，查干篩孔的流量系數(shù)圖，得，c=0.735故630②氣體通過液層的阻力h的計算1hLLV=saA-AV=saA-ATf01Lwow PPL液沫夾帶由下式計算故故在本設計中液沫夾帶e在允許范圍內(nèi)。V對篩板塔，漏液點氣速u，可由下式計算0,min0,min0L裝LV0,min實際孔速u=9.25m/s>u00,min穩(wěn)定系數(shù)為nn 為防止塔內(nèi)發(fā)生液泛，降液管內(nèi)液層高度H應服從下式的關(guān)系ddTWTWdpLd板上不設進口堰，h可由下式計算，即dd0dpLddTW4.7.2提餾段①干板阻力h'計算c干板阻力h'由下式計算c由d0=6.5=2.17，查干篩孔的流量系數(shù)圖，得，c=0.735故630②氣體通過液層的阻力h'的計算11L 01LwowPPL液沫夾帶由下式計算故0.64 故在本設計中液沫夾帶e'在允許范圍內(nèi)。V對篩板塔，漏液點氣速u'，可由下式計算0,min0,min0LGLV0,min實際孔速00,min實際孔速00,minu'9.31K'=0==1.62>1.5u'5.760,min為防止塔內(nèi)發(fā)生液泛，降液管內(nèi)液層高度H'應服從下式的關(guān)系ddTWTWdpLddd0dpLddTW4.8.塔板負荷性能圖0,min0LoLVV=4.2750.01177+0.0994L2/3s,mins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)果列于下表所示VSSVVuss=0.81VaA-A1.33-0.096sTffLWOWW ow1000(0.85)s故fs故Tfs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)果列于下表所示SVms)SWWS,min(2.84)3600據(jù)此可作出與氣體流量無關(guān)的垂直液相負荷下限線3AHLsS,maxL4S HQHh)dTWhdpLdpc1裝1LLWOWTWOWcd裝hh與L,h與L，h與V的關(guān)系式代入上式，并整理得sssTW(lh(lh)2帶入有關(guān)數(shù)據(jù)得w0故示 SS依表中數(shù)據(jù)作出液泛線，msS,man故操作彈性為’’V=0.4786m3/s0,min0L求LVA0,minA0LWOWaA'-AaA'-A'Tfs,mins在操作范圍內(nèi)，任取幾個L’s值，依上式計算出V’s值，計算結(jié)果列于下表所示VSSu'fLW