苯甲苯分離精餾塔課程設(shè)計

1、湖北理工學(xué)院 大型作業(yè) 化工原理課程設(shè)計題 目： F1型浮閥精餾塔的設(shè)計 教 學(xué) 院： 化學(xué)與化工學(xué)院 專 業(yè)：化學(xué)工程與工藝（精細化工方向）學(xué) 號： 01 02 14 44 學(xué)生姓名： 吳家堯 鄭鵬宇 徐凌梟 謝雍弟 指導(dǎo)教師： 胡燕輝 夏賢友 黃衛(wèi)東 詹亦貝 2015年 5 月 25 日化工原理課程設(shè)計任務(wù)書學(xué)生姓名： 專業(yè)班級： 化學(xué)工程與工藝(精細化工)2012（1） 指導(dǎo)教師： 胡燕輝、夏賢友、黃衛(wèi)東、詹亦貝 工作部門： 化工教研室 一、課程設(shè)計題目：F1型浮閥精餾塔的設(shè)計二、課程設(shè)計內(nèi)容（含技術(shù)指標）1. 工藝條件與數(shù)據(jù)在一常壓操作的連續(xù)精餾塔內(nèi)分離苯甲苯混合物。要求年處理量為8萬

2、噸，組成為苯0.40（質(zhì)量分率，下同），餾出液組成為0.99，塔釜液組成為0.02。2. 操作條件操作壓力：4kPa（表壓）；進料狀況：自選；回流比：自選；單板壓降：<0.7kPa；全塔效率：ET523. 設(shè)計內(nèi)容精餾塔的物料衡算；塔板數(shù)的確定；精餾塔的工藝條件及有關(guān)物性數(shù)據(jù)的計算；精餾塔的塔體工藝尺寸計算；塔板主要工藝尺寸的計算；塔板的流體力學(xué)驗算；塔板負荷性能圖；精餾塔接管尺寸計算；繪制生產(chǎn)工藝流程圖；繪制塔體及內(nèi)件尺寸圖及對設(shè)計過程的評述和有關(guān)問題的討論。工作時間：每年300天，每天24小時連續(xù)運行。三、進度安排15月18日：分配任務(wù)；25月19日-5月24日：查詢資料、初步設(shè)計；

3、35月25日-5月29日：設(shè)計計算，完成報告。四、基本要求1. 設(shè)計計算書1份：設(shè)計說明書是將本設(shè)計進行綜合介紹和說明。設(shè)計說明書應(yīng)根據(jù)設(shè)計指導(dǎo)思想闡明設(shè)計特點，列出設(shè)計主要技術(shù)數(shù)據(jù)，對有關(guān)工藝流程和設(shè)備選型作出技術(shù)上和經(jīng)濟上的論證和評價。應(yīng)按設(shè)計程序列出計算公式和計算結(jié)果，對所選用的物性數(shù)據(jù)和使用的經(jīng)驗公式、圖表應(yīng)注明來歷。設(shè)計說明書應(yīng)附有帶控制點的工藝流程圖。設(shè)計說明書具體包括以下內(nèi)容：封面；目錄；緒論；工藝流程、設(shè)備及操作條件；塔工藝和設(shè)備設(shè)計計算；塔機械結(jié)構(gòu)和塔體附件及附屬設(shè)備選型和計算；設(shè)計結(jié)果概覽；附錄；參考文獻等。2. 圖紙1套：工藝流程圖(2號圖紙) 指導(dǎo)老師簽名：年 月 日目

4、錄1 基礎(chǔ)數(shù)據(jù)的搜集42 詳細數(shù)據(jù)計算72.1 精餾塔的物料計算72.2 塔板數(shù)的確定72.3 精餾塔的工藝條件及有關(guān)物性數(shù)據(jù)的計算102.4 精餾塔的塔體工藝尺寸計算142.5 塔板主要工藝尺寸的計算152.6 塔板的流體力學(xué)驗算172.7 塔板負荷性能圖192.8 精餾塔接管尺寸計算223 參考文獻241 基礎(chǔ)數(shù)據(jù)的搜集表1-1 苯和甲苯的物理性質(zhì)項目分子式分子量M沸點（）臨界溫度tC（）臨界壓強PC（kPa）苯A甲苯BC6H6C6H5CH378.1192.1480.1110.6288.5318.576833.44107.7表1-2 苯和甲苯的飽和蒸汽壓溫度80.1848892961001

5、081106,kPa101.31141128414411613180022242377，kPa39.04455085786567429401013表1-3 常溫下苯甲苯氣液平衡數(shù)據(jù)溫度80.1849296100104110.6液相中苯的摩爾分率汽相中苯的摩爾分率1.0001.0000.8160.9190.5040.7170.3730.5940.2560.4550.1520.30000表1-4 純組分的表面張力溫度8090100110120苯，mN/m甲苯，Mn/m21.221.72020.618.819.517.518.416.217.3表1-5 組分的液相密度溫度()809010011012

6、0苯,kg/甲苯,kg/814809805801791791778780763768表1-6 液體粘度µ 溫度()8090100110120苯（mP.s）甲苯（mP.s）0.3080.3110.2790.2860.2550.2640.2330.2540.2150.228表1-7常壓下苯甲苯的氣液平衡數(shù)據(jù)溫度t液相中苯的摩爾分率x氣相中苯的摩爾分率y110.560.000.00109.911.002.50108.793.007.11107.615.0011.2105.0510.020.8102.7915.029.4100.7520.037.298.8425.044.297.1330.0

7、50.795.5835.056.694.0940.061.992.6945.066.791.4050.071.390.1155.075.587.6365.082.586.5270.085.785.4475.088.584.4080.091.283.3385.093.682.2590.095.981.1195.098.080.6697.098.880.2199.099.6180.01100.0100.0圖1-1 常壓下苯甲苯的氣液平衡數(shù)據(jù)圖2 詳細數(shù)據(jù)計算2.1 精餾塔的物料計算1.原料液及塔頂、塔底產(chǎn)品的摩爾分數(shù) 苯的摩爾質(zhì)量 MA=78.11 kg·kmol-1 甲苯的摩爾質(zhì)量 M

8、B =92.14 kg·kmol-1=0.440=0.984=0.0232.原料液及塔頂、塔底產(chǎn)品的平均摩爾質(zhì)量=0.44078.11+(1-0.440)92.14=85.97 kg·kmol-1=0.98478.11+(1-0.984)92.14=78.33 kg·kmol-1=0.02378.11+(1-0.023)92.14=91.82 kg·kmol-13.物料衡算產(chǎn)品產(chǎn)量kmol·h-1總物料衡算 F=D+W苯物料衡算 F0.440=0.984D+0.023W聯(lián)立解得 F=293.76Kmol·h-1，W=166.67Kmo

9、l·h-12.2 塔板數(shù)的確定 1.理論板層數(shù)的求取 由手冊查得苯-甲苯物系的氣液平衡數(shù)據(jù)，繪出x-y圖表 2-1 物系的氣液平衡數(shù)據(jù)x00.0580.1550.2560.3760.5080.6590.831y00.1280.3040.4530.5960.720.830.9431圖 2-1 物系的氣液平衡x-y圖 相對揮發(fā)度 =2.46由公式， 計算出苯和甲苯的t-x-y數(shù)據(jù)如下表 2-2 苯和甲苯的t-x-y數(shù)據(jù)t/80.184889296100104108110.6x10.8160.6510.5040.3730.2560.1520.0570y10.9190.8250.7170.5

10、940.4550.3000.1250繪制出t-x-y圖圖 2-2 t-x-y關(guān)系圖用作圖法求取 并選取R本設(shè)計的進料狀態(tài)選取的是泡點進料，即q=1，q線方程為 ,作圖得=0.660 相平衡方程 故最小回流比為：= 回流比為：R=2Rmin=2×1.47=2.94求精餾塔的氣、液相負荷 Kmol·h-1 Kmol·h-1 Kmol·h-1 Kmol·h-1求操作線方程精餾段操作線方程提餾段操作線方程 用逐板法求理論板層數(shù)，詳細數(shù)據(jù)見下一頁。表 2-3每層塔板的X-Y數(shù)據(jù)塔板數(shù)XY10.976 0.990 20.950 0.979 30.908 0

11、.960 40.840 0.929 50.745 0.878 60.629 0.807 70.511 0.721 80.411 0.632 90.338 0.558 100.259 0.463 110.181 0.353 120.116 0.244 130.068 0.153 140.037 0.087 150.018 0.044 總理論板層數(shù)N=15（包括再沸器），進料板位第9塊板，精餾段為8塊，提餾段為7塊。2. 實際板層數(shù)的求取全板效率ET=0.52 精餾段實際板層數(shù)：，取16 提餾段實際板層數(shù)：，取142.3 精餾塔的工藝條件及有關(guān)物性數(shù)據(jù)的計算 1.操作壓力計算塔頂操作壓力 kPa每

12、層塔板壓降 kPa進料板壓力 kPa 塔釜壓力 kPa kPa精餾段平均壓力 kPa提餾段平均壓力 2.操作溫度計算讀圖知：塔頂溫度TD=80.40進料板溫度TF=97.33塔釜溫度TF=111.52精餾段平均溫度提餾段平均溫度 3.平均摩爾質(zhì)量計算 塔頂摩爾質(zhì)量計算：由 查平衡線得 kg·kmol-1 kg·kmol-1 進料板平均摩爾質(zhì)量計算 由圖解理論板，得 查平衡曲線，得 kg·kmol-1 kg·kmol-1 （3）塔釜摩爾質(zhì)量計算 kg·kmol-1kg·kmol-1 （3）精餾段平均摩爾質(zhì)量 kg·kmol-1

13、 kg·kmol-1（4）提餾段平均摩爾質(zhì)量kg·kmol-1 kg·kmol-1 4.平均密度計算氣相平均密度計算 由理想氣體狀態(tài)方程計算，即 精餾段 kg·m-3 提餾段 kg·m-3液相平均密度計算 液相平均密度依下式計算： 塔頂液相平均密度計算： 由，查手冊得 A1=805.1kg·m3，B1=801.08kg·m-3kg·m-3 進料板液相平均密度計算 由，查手冊得 A2=795.6kg·m3，B2=792.69kg·m-3 進料板液相的質(zhì)量分數(shù)計算kg·m-3kg·

14、;m-3 塔釜液相平均密度計算： 由，查手冊得A3=778.8kg·m3，B3=779.2kg·m-3kg·m-3kg·m-3 精餾段液相平均密度為 kg·m-3提餾段液相平均密度為 5.液相平均表面張力計算 液相平均表面張力依下式計算，即 1 塔頂液相平均表面張力計算 由，查手冊得A=21.22mN·m-1，B=21.65mN·m-1 mN·m-12 進料板液相平均表面張力計算 由，查手冊得 A=19.17mN·m-1，B=19.78mN·m-1 mN·m-1塔釜段液相平均表面張力計

15、算 由，查手冊得 A=17.5 mN·m-1，B= 18.5mN·m-1 mN·m-1 精餾段液相平均表面張力為：mNm-1 提餾段液相平均表面張力為：mNm-1 6.液相平均粘度計算 液相平均粘度依下式計算： 塔頂液相平均粘度計算 由，查手冊得 解得 進料板液相平均粘度計算 由，查手冊得 解得 塔頂液相平均粘度計算 由，查手冊得 解得 精餾段液相平均粘度為 提餾段液相平均粘度為 2.4 精餾塔的塔體工藝尺寸計算 1.精餾段塔徑的計算 （1） 精餾段的氣、液相體積流率為： m3·s-1 m3·s-1由，其中的由圖查取，圖的橫坐標為： 取板間距H

16、T=0.60m，板上液層高度hL=0.1m，則 m查圖得=0.110 m·s-1取安全系數(shù)0.7，u=0.7 =1.27 m·s-1D=m按標準塔徑圓整后為 m塔截面積為 m2實際空塔氣速為 m·s-1 降液管總截面積 Ad=0.12A=0.12×2.54=0.3m2 塔凈截面積 An=0.88A=0.88×2.54=2.24m2塔板工作面積 Aa=0.76A=0.76×2.54=1.93m2孔總面積 Ao=0.10A=0.10×2.54=0.254m2 2.精餾塔的高度的計算 精餾段有效高度為 m 提餾段有效高度為 m 在

17、進料板上方開一人孔，其高度為0.8m，故精餾塔的高度為m2.5 塔板主要工藝尺寸的計算精流段:1.溢流裝置計算根據(jù)本設(shè)計中塔徑以及負荷大小選用弓形降液管，平流堰，單溢流形式，對于弓形降液管,各項計算如下：(1)堰長 取m溢流堰高度 由，選用平直堰，堰上液層高度m 近似取E=1取板上清液層高度 m3 弓形降液管寬度和截面積 由,查圖，得故m2m液體在降液管中停留時間 故降液管設(shè)計合理。降液管底隙高度，液體通過降液管底隙的流速一般為0.07-0.25m·s-1，取流速m·s-1 故降液管底隙高度設(shè)計合理。 2.塔板布置 塔板的分塊 因，故塔板采用分塊式。查得，板塊分為4塊。 開

18、孔區(qū)面積 m 其中 m故m2 閥孔計算及其排列 由于本設(shè)計用的是F1型浮閥塔，且目標分離物為苯和甲苯混合物，所以取F0=10來粗算閥孔數(shù)目，對于F1型浮閥塔m m·s-1 取469m2浮閥在塔板上采用等腰三角形叉排，t=0.075m m實際閥孔n=210則實際的m·s-1 核算 在913之間，故上述排列方式可行。開孔率 2.6 塔板的流體力學(xué)驗算精餾段1.塔板壓降 干板壓降m清液注 氣體通過液層的阻力由式 查圖，得。故 m1清液注 液體表面張力的阻力計算m清液注 氣體通過每層塔板的液柱高度可按下式計算：m清液注 氣體通過每層塔板的壓降為： 2.液沫夾帶 故 在本設(shè)計中液沫夾

19、帶量在允許范圍內(nèi)。4.漏液 對篩板塔，漏液點氣速可由式（5-25）計算： m·s-1 實際孔速 穩(wěn)定系數(shù)為 故在本設(shè)計中無明顯漏液。5.液泛 為防止塔內(nèi)發(fā)生液泛，降液管內(nèi)液層高 苯-甲苯物系屬一般物系，取，則板上不設(shè)進口堰 故在本設(shè)計中不會發(fā)生液泛現(xiàn)象。2.7 塔板負荷性能圖 （1）漏液線 根據(jù)式（11-10），漏液點的干板壓降為 已規(guī)定m，又前2.（5）已算出=0.0025,堰液頭與有關(guān)，由式（11-9）得故有 根據(jù)干板壓降的式（11-7），得令=，得漏液點與的關(guān)系為化簡得 （2）流體流率下限線 規(guī)定=0.06m時，流體流率達到下限，在前4.（1）中已求得=達到下限時的值帶入0.0

20、6=解得=0.053m3·s-1 (3)流體流率上限線 以液體在降液管內(nèi)的停留時間為3s規(guī)定液體流率上限，因停留時間=代入得解得液體上限流率m/s（4）液泛線 當降液管內(nèi)的泡沫液面高等于板距與堰高之和，使達到液泛，即亦即 (a)式子中以確定的各量有：板間距 m ，堰高 m ，液面落差 ，泡沫相對密度 ，以及堰液頭中確定為 (b)由式子(11-15)得降液管壓頭損失 (c)又因塔板壓降 （d）式（d）中的干板壓降已于4.（1）中確定為 =0.349 （e）式（d）中的泡沫層壓降可由式（11-8）求得為 =0.03+0.716 （f）將已確定的量和式（b）(f)代入式（a），得化簡后得 （5）霧沫夾帶上限線 令可容許的霧沫夾帶最