苯甲苯蒸馏塔课程设计

1、目录 TOC o 1-3 h z u HYPERLINK l _Toc172368480 一、 基本计算 PAGEREF _Toc172368480 h 2 HYPERLINK l _Toc172368481 （一）、物料衡算 PAGEREF _Toc172368481 h 2 HYPERLINK l _Toc172368482 （二）、塔板数的确定： PAGEREF _Toc172368482 h 2 HYPERLINK l _Toc172368483 （三）.全塔效率 PAGEREF _Toc172368483 h 4 HYPERLINK l _Toc172368484 (四). 操作压强

2、 PAGEREF _Toc172368484 h 4 HYPERLINK l _Toc172368485 (五). 平均分子量 PAGEREF _Toc172368485 h 4 HYPERLINK l _Toc172368486 (六).液体表面张力 PAGEREF _Toc172368486 h 5 HYPERLINK l _Toc172368487 (七).液体粘度 PAGEREF _Toc172368487 h 6 HYPERLINK l _Toc172368488 (八).塔的气液负荷计算 PAGEREF _Toc172368488 h 6 HYPERLINK l _Toc17236

3、8489 二、工艺尺寸的计算 PAGEREF _Toc172368489 h 6 HYPERLINK l _Toc172368490 (一)塔径： PAGEREF _Toc172368490 h 6 HYPERLINK l _Toc172368491 (二)溢流装置： PAGEREF _Toc172368491 h 7 HYPERLINK l _Toc172368492 (三)塔板布置 PAGEREF _Toc172368492 h 8 HYPERLINK l _Toc172368493 (四)筛孔数和开孔率 PAGEREF _Toc172368493 h 8 HYPERLINK l _Toc

4、172368494 (五)塔有效高度 PAGEREF _Toc172368494 h 8 HYPERLINK l _Toc172368495 三、负荷验算 PAGEREF _Toc172368495 h 8 HYPERLINK l _Toc172368496 (一)流体力学验算： PAGEREF _Toc172368496 h 8 HYPERLINK l _Toc172368497 (二)负荷性能计算 PAGEREF _Toc172368497 h 10 HYPERLINK l _Toc172368498 (三)浮阀塔工艺设计计算结果总表 PAGEREF _Toc172368498 h 11

5、HYPERLINK l _Toc172368499 四、换热器选型 PAGEREF _Toc172368499 h 12 HYPERLINK l _Toc172368500 （一）.计算并初选设备规格 PAGEREF _Toc172368500 h 12 HYPERLINK l _Toc172368501 1.流体流径的选择 PAGEREF _Toc172368501 h 12 HYPERLINK l _Toc172368502 2.冷却水进出口温度的确定 PAGEREF _Toc172368502 h 12 HYPERLINK l _Toc172368503 3.确定物性数据 PAGEREF

6、 _Toc172368503 h 13 HYPERLINK l _Toc172368504 4 . 计算热负荷及冷凝水流量: PAGEREF _Toc172368504 h 13 HYPERLINK l _Toc172368505 5. 计算两流体的平均温度差(按逆流计算) PAGEREF _Toc172368505 h 13 HYPERLINK l _Toc172368506 6.传热面积的计算: PAGEREF _Toc172368506 h 13 HYPERLINK l _Toc172368507 (二).核算总传热系数K PAGEREF _Toc172368507 h 14 HYPER

7、LINK l _Toc172368508 1 管程流通面积 PAGEREF _Toc172368508 h 14 HYPERLINK l _Toc172368509 2 壳程对流传热系数 PAGEREF _Toc172368509 h 14 HYPERLINK l _Toc172368510 3. 污垢热阻查表得: PAGEREF _Toc172368510 h 14 HYPERLINK l _Toc172368511 4. 总传热系数 PAGEREF _Toc172368511 h 14 HYPERLINK l _Toc172368512 五、参考资料 PAGEREF _Toc1723685

8、12 h 14一、 基本计算（一）、物料衡算（1）.料液及塔顶、塔底的质量分数Xf (质量分数)0.55 Xd（质量分数）0.97 Xw把质量分数转换为摩尔分数得：Xf (90 Xd (摩尔4 Xw (摩尔35（2）.平均分子量： Mf78+(1-0.590)9284.3kg/kmoL 78+(1-0.974)9278.42 kg/kmoL Mw= 0.023578+(1-0.235)9291.72 kg/kmoL总物料衡算：F=D+W可求得：F17.833 kmoL/h W7.206 kmoL/h（二）、塔板数的确定：(1).图解法求NT（苯甲苯属于理想物系） 常压下苯-甲苯气液平衡数据作x

9、-y图.2).求最小回流比Rmin及操作回流比R因为是泡点进料,在附图中对角线上自e(0.59,0.59)作垂线,即为进料线与平衡 线交点yq=0.79,xq=0.59,这就是最小回流比时的操作线与平衡线交点坐标Rmin=（xD-yq）/（yq-xq）=R=1.6Rmin=(3).求NT：精馏段操作线为：y=0.595x+0.394从塔顶向塔底作梯级，则NT=（14-1）=13（块）（不包括塔釜）其中精馏段理论板数为，提馏段理论板数为,第八层为加料板(4).求证：塔顶压降 P顶= 40+101.3=141.3kpa 单板压降为：3mmHg塔底压强 P底=P顶+NTP=141.3+13= kpa

10、用试差法求平均： =1/2（a顶+a底）先求出a顶和a底因为：a=PA0/ PB0可以使用安托尼公式P顶A0 +0.026 PB0 P底=4PA0+0.976 PB0 PA0=6.023-1206.35/（t+220.24） PB0=6.078-1343.94/（t+219.58）使用试差法求得：t顶=91.796 t底=12 所以： a顶55，a底=2.257467051同相对挥发度2.46相较大，而且求实际压强并非是常压，所以需要校核NT由于=2.389，所以公式重新得出x和y之间的相互关系y=a*x/(1+(a-1),从而可得如下数据： xyxy000.703 0.023 0.743 0

11、.068 0.780 0.111 0.815 0.208 0.847 0.295 0.877 0.372 0.905 0.441 0.931 0.504 0.955 0.561 0.978 0.612 0.987 0.660 0.996 作图按如前的方法，同理可以解出如下数据：Rmin=计算回流比为：R=1.6Rmin=由塔顶向塔底做梯级求得NT15-114（块）（不包括塔釜）其中精馏为块，提馏为块。第8块为加料板。（三）.全塔效率ET使用公式 ET=0.17-0.616um因为塔的平均温度由试差法得T顶 对应的PA0=143.529kPa PB0T底 对应的PA0=321.397kPa PB

12、0该温度下进料液相平均粘度为：u苯6 u甲苯7um=0.596+0.4171mPasET=0.17-0.616um=0.5555实际塔板数：N精=/0.55=13块 N提14块(四). 操作压强Pm塔顶压强： PD=141.3kpa 平均压降为：Pkpa进料板压降：PF=PD+NFP=141.3+13P=145.5kpa塔底压强降：PW=PD+(NT)P=141.3+(13+14)kpa精馏段平均压强Pm(j)=1/2(PD+PF)=kpa提馏段平均压强Pm(t)=1/2(PF+PW)=kpa操作温度tm根据操作压强，依据Pm= PA0Xa+ PB0Xb并利用安托尼列出下式：PDA0B0PF=

13、145.5kpaPA0 +0.410PB0PW=kpaPA0 +0.9765PB0PA0=6.023-1206.35/（t+220.24） PB0=6.078-1343.94/（t+219.58） 试差得：tD=91.796 tF= tW=12tm(j)=1/2(tD+tF)=tm(t)=1/2(tF+tW)=(五). 平均分子量Mm塔顶 y1=0.97441MvDm=0.97478+(1-0.974)92=4141)92=26kg/kmol进料板 yF=0.590 xF8 MvFm=0.59078+(1-0.590)92=kg/kmolMlFm=0.37878+(1-0.378)92=kg/

14、kmol塔底 xW235 yW40 MvWm=0.054078+(1-0.0540)92=kg/kmolMlWm=0.023578+(1-0.0235)92=kg/kmol则精馏段平均分子量Mlm(j)=1/2(MlDm+MlFm)=kg/kmol Mvm(j)=1/2(MvDm+MvFm)=kg/kmol提馏段平均分子量 Mlm(t)=1/2(MlFm+MlWm)=kg/kmol Mvm(t)=1/2(MvFm+MvWm)=kg/kmol平均密度根据公式1/（LM）=aA/(LA)+aB/(LB)其中a为质量分率，其中LA, LB可查下图：精馏段：1/（LMD）=/ +/798.5 从而得：

15、LMD800.925 kg/m31/（LMF）=0.55/ +0.45/ 从而得：LMF kg/m3故精馏段液相密度：LM(j)=1/2(800.925+789.044)= kg/m3气体密度VM(j)=Pm(j)*Mvm(j)/(RT)=143.4*81.052/(8.314*()=kg/m3提馏段：1/（LMW）=/ +/7 从而得：LMD kg/m31/（LMF）=/ +/788.0 从而得：LMF789.044 kg/m3故提馏段液相密度：LM(t)=1/2(766.140+789.044)= kg/m3气相密度:VM(t)=Pm(t)*Mvm(t)/(RT)*87.492/(8.31

16、4*(273.1+113.235)= kg/m3(六).液体表面张力m为每一种组分的表面张力之和m(D)=0.974+0.026=19.765mN/mm(F)=0.5901+0.410=18.877 mN/mm(W)=0.0235165= mN/m所以m(j)=19.321mN/m m(t)= mN/m(七).液体粘度(查化工原理上册341页)D81mpasF=0.59035+0.410657 mpasW53029 mpasLM9 mpasLM8 mpas(八).塔的气液负荷计算精馏段：V=(R+1)D=Kmol/hVs=(VMv(j)/(3600vm(j)=29.107*81.052/(36

17、00*3.777)=m3/sL=RD=Kmol/hLs=(LMl(j)/(3600lm(j)/(3600*794.985)= m3/s提馏段：V=Kmol/h Vs=(VMv(t)/(3600vm(t)=29.107*87.492/(3600*4.053)=0.175m3/sL=Kmol/hLs=(LMl(t)/(3600lm(t)=36.313*89.190/(3600*777.592)=116 m3/s二、工艺尺寸的计算(一)塔径：1.精馏段：初选板间距HT=0.35m取板上液高hl= HT-Hl=0m空塔气速U 而U=安全系数UmaxUmax=C*(L-V)/v C20又因为(L-V)/

18、v 所以C=0.0616,Umax=0.0616*14.473=m/sU=0.7Umax=0.624m/sD=(4*Vs/(3.14*0.624)(1/2)=0.596m 取D=mAT=1/43.1415D2=0.283U空=4*Vs /(3.1415*D2)=m因为U和U空相差不大,所以假设成立.2.提馏段 同理假设HT=0.40m取板上液高hl=由史密斯关联图查到 C20=0.0685Umax=m/sU=0.7Umax= m/sD=m 取D=mAT=1/43.1415D2=0.283U空= m因为U和U空相差不大,所以假设成立. (二)溢流装置：(采用单溢流，不设进口堰)*0.6=m精馏段

19、：出口堰高：hw=hL-how由横轴和纵轴的值，查化工原理课程设计并取E=1how=2.84/1000E(Lh/lw)(2/3).Lh=0534m3/s=2m3/hHow=0814m取hw=45hL=hw-how降液管底隙高度（取液体通过降液管底隙流速为/s）ho=Lh/(3600lwu0)=04mLw/D=0.66(查图化工原理下册164页)降液管宽度Wd=0.15*0.60=0.090m 降液管面积Af=0.0=456 液体在降液管中停留时间t=AfHT/Ls=s5s(符合要求)提馏段：出口堰高：hw=hL-how由横轴和纵轴的值，查化工原理课程设计并取E=1how=2.84/1000E(

20、Lh/lw)(2/3).Lh=0.00116*3600=m3/h How 取Hw=408mhL=0.0408-0.0137=0.0271降液管底隙高度：ho=Hw-0.006=mWd和Af与精馏段相同液体在降液管中停留时间t=AfHT/Ls=0s5s(符合要求)(三)塔板布置（等边三角形排列）精馏段：取动能因数F0=9 Wd=0.090mWs=60m Wc=35m 并取筛孔孔径 孔速 Uo=Fo/(pv)1/2)=m/s每层板上浮阀数 N=32(个)鼓泡区面积Aa：其中R=D/2-Wc=0.265mx=D/2-(Wd+Ws)=0.150m所以Aa=0.150 浮阀用等边三角形差排，孔中心距t1

21、=75mm排间距 t2=75*sin=mm提馏段：取动能因数F0= Wd=0.090mWs=60m Wc=35m 并取筛孔孔径 孔速：Uo=4.631m/s每一层板上浮阀数 N=31.6=32(个)其中R=D/2-Wc=0.265mx=D/2-(wd+ws)=0.15m所以Aa=0.150 浮阀排列与精馏段同(四)筛孔数和开孔率由塔板布置数据作图精馏段：由图查得浮阀数为31个重新验算孔速及动能因数Uo=4.698m/sFo=Uo(pv)的开方)=9.132阀孔动能因数变化不大，仍在9-12之间，塔板开孔率=U/Uo在(10-14)范围内，符合要求。提馏段：查得浮阀数31个（因与精馏段塔板布置数

22、据同，可共用一图）验算孔速及孔动能因数:Uo=4.726m/s F=9.514仍介于（9-12）之间符合要求塔板开孔率=U/Uo介于(10-14%)符合要求。(五)塔有效高度精馏段：Z(j)=(13-1)HT=12*0.35=提馏段：Z(j)=14HT=14*0.40=m三、负荷验算(一)流体力学验算：1压强降P 精馏段： 干板阻力hc 临界速度Uoc=(73.1/3.777)1.825=m/s Uo=m/s UocUo 所以：hc=19.9* Uo ()/pl=0. 0327m 气体通过液层阻力hl 因为液相为甲苯o=0.5 hl=0.5(how+hw)=0.5*(0.00814+0.045

23、)=657m 液体表面张力造成的阻力h=0 所以hp= hc+h+hl =327657=592m 单板压降P=hp*l*g=Pa,在265和530之间即满足要求。 提馏段： 干板阻力hc 临界速度Uoc=m/s Uo=31m/s UocUo所以：hc=19.9* Uo ()/pl=0. 0335m气体通过液层阻力hl=0.5(how+hw)=273m液体表面张力造成的阻力h=0hp=hc+h+hl=5273=608m单板压降P=hp*l*g=4Pa, 在265和530之间即满足要求。2.淹塔：为防止淹塔的发生要求清液高 Hd=hp+hL+hd 精馏段：hp=92m,hL=3686mhd =0.

24、153*(Ls/(Lw*ho)2=0.153*(0.000534/(0.396*0.0104)2=Hd=hp+hL+hd =0.0592+=取=0.4 (HT+hw)=0.4*(0.35+0.045)=58因为Hd(HT+hw),所以符合要求。提馏段：hp=608m,hL=271mhd=0.153*(Ls/(Lw*ho)2=0.153*(0.00116/(0.396*0.0348)2=108mHd= hp+hL+hd =0.0608+0.0271+0.00108 =m取=0.4 (HT+hw)=因为Hd(HT+hw),所以符合要求。3. 雾沫夹带（利用泛点率的两个公式） 板上液层高度 ZL=D

25、-2Wd=0.6-2*0.09=0.42m 板上液流面积 Ab=AT-2Af=0.283-2*456=0.1918 取苯-甲苯物性系数K=1.0 CF查图得 CF(j)= 2为防止雾沫夹带的发生，控制泛点率 70%精馏段：泛点率1= 泛点率2=4提馏段：泛点率1=62.05 泛点率2=51.24证明所选符合要求！(二)负荷性能计算1雾沫夹带线：（取液泛上限率80%）精馏段：91*Vs Ls *0.42)/(0.110*0.198*1)0 得: Vs Ls=0.1688 即:Vs=0.252-Ls由此可知雾沫夹带线为直线，在操作范围内任取两个Ls值，求出相应值：LsVs提馏段：(0.0274*V

26、s Ls *0.42)/(0.112*0.198*1)0即:Vs Ls取值如下：Ls01Vs0.60642液泛线：精馏段有:*(3.777*( Vs/0.1481)2/(794.985*2*9.81)+*(Ls /(0.396*0.0104)2+(1+)(0.045+0.00284(3600*Ls/0.396)(2/3)最后整理得:=-Ls Vs1.2450提馏段有:0.1763=5.34*(4.053*( Vs/0.1481)2/(777.592*2*9.81)+0.153*(Ls /(0.396*0.0348)2+(1+0.5)*(0.0408+0.00284*(3600*Ls/0.396

27、)(2/3) 整理得:=-用下面的几组数据作图即得提留段的液泛曲线图Ls Vs3液相负荷上限液体的最大流量应保证在降液管中的停留时间不低于=35以5S为下限则:(Ls)max=AfHT/5=3192在Vs-Ls图上液相负荷上限为与气体流量无关的竖直线4漏夜线对F1重阀取Fo=5则：(Vs)min(精)= =3.1415/4*(0.039)2*31*5/(3.777)0.5=m3/s(Vs)min(提)= =3.1415/4*(0.039)2*31*5/(4.053)0.5=m3/s即有: 取E=1液相负荷下限线：L(精)=L(提)=338m3/s6做负荷性能图求操作弹性，将以上5条线绘于Ls-

28、Vs 图上，即为负荷性能图，中间包围区域为塔板操作区，其中在图上OP为操作线。由OP线与操作线交点找出（Vs）max与（Vs）min精馏段：操作弹性=提馏段：操作弹性=4.359(三)浮阀塔工艺设计计算结果总表项目符号单位计算数据精馏段提馏段各段平均压强Pmkpa各段平均温度平均流量气相Vsm3/s液相Lsm3/s实际塔板数N个1314板 间 距m塔 高Zm塔 径Dm空塔气速um/s塔板溢流形式单溢流，不设进口堰溢流装置溢流管型式m堰 长Lwm堰 高hwm溢流堰宽度Wdm底隙高度m0.0104阀孔阀孔数目n个3131孔 径m孔 心 距tm阀孔气速m/s开孔率1单板压强降Ppa气相最大负荷m3/s气相最小负荷m3/s操作弹性四、换热器选型（一）.计算并初选设备规格流体流径的选择哪一种流体流经换热器的管程, 哪一种流体流经换热器的壳程,下面几点可作为选择时参考的依据:1).不洁净和易结垢的流体走管内，因为管内清洗比较方便2).腐蚀性的流体走管内,以免管体和管子同时受腐.3)压强高的流体易走管内4).饱和蒸汽易走管间,以便及时排除冷凝液,且蒸汽较清洁,对清洗无要求.5).有毒流体易走管内,使泄漏机会更少.6)被冷却的流体易走管间,可利用外壳向