苯—甲苯二元物系板式连续精馏塔.doc

课程设计任务书一、设计题目苯甲苯二元物系板式连续精馏塔原料：苯、甲苯 年处理量：36432t原料组成（苯的质量分率）：0.41塔顶产品组成：塔底产品组成：二、操作条件（1）塔顶压强：4kpa（2）进料热状况：q=1/3（3）回流比：R=1.3Rmin (4) 单板压降不大于0.7kpa三、设备型式筛板塔四、设计工作日每年330天，每天24小时连续运行五、厂址河北省（大气压约为101.3kpa）六、设计要求1.设计方案的确定及流程说明2.塔的工艺计算3.塔和塔板主要工艺尺寸的确定（1）塔高、塔径及塔板机构尺寸的确定（2）塔板的流体力学体验（3）塔板的负荷性能图4.设计结果一览表5.对本设计的评价表1 苯和甲苯的物理性质项目分子式分子量M沸点（）临界温度tC（）临界压强PC（kPa）苯A甲苯BC6H6C6H5CH378.1192.1380.1110.6288.5318.576833.44107.7表2 苯和甲苯的饱和蒸汽压温度80.1859095100105110.6,kPa，kPa101.3340.0116.946.0155.763.3155.763.3179.274.3204.286.0240.0表3 常温下苯甲苯气液平衡数据 温度80.1859095100105110.6液相中苯的摩尔分率汽相中苯的摩尔分率1.0001.0000.7800.9000.5810.7770.4120.6300.2580.4560.1300.26200表4 纯组分的表面张力 温度8090100110120苯，mN/m甲苯，Mn/m21.221.72020.618.819.517.518.416.217.3表5 组分的液相密度 温度()8090100110120苯,kg/甲苯,kg/814809805801791791778780763768表6 液体粘度 温度()8090100110120苯（mP.s）甲苯（mP.s）0.3080.3110.2790.2860.2550.2640.2330.2540.2150.228表7常压下苯甲苯的气液平衡数据温度t液相中苯的摩尔分率x气相中苯的摩尔分率y110.560.000.00109.911.002.50108.793.007.11107.615.0011.2105.0510.020.8102.7915.029.4100.7520.037.298.8425.044.297.1330.050.795.5835.056.694.0940.061.992.6945.066.791.4050.071.390.1155.075.587.6365.082.586.5270.085.785.4475.088.584.4080.091.283.3385.093.682.2590.095.981.1195.098.080.6697.098.880.2199.099.6180.01100.0100.0图1常压下苯甲苯的气液平衡数据图设计计算1 设计方案的确定本设计采用连续精馏流程，饱和液体进料。塔顶上升蒸汽采用全凝器冷凝，冷凝液在泡点下一部分回流至塔内，其余部分经产品冷却器冷却后送至储罐。该物系属于易分离物系，最小回流比比较小，故操作回流比取最小回流比的2倍。塔釜采用饱和蒸汽间接加热，塔底产品冷却后送至储罐。2.1原料液进料量、塔顶、塔底摩尔分率进料量：F=36432t/年=4600kg/h苯的摩尔质量 MA=78.11Kg/mol甲苯的摩尔质量 MB=9213Kg/mol 2.2 原料液及塔顶、塔底产品的平均摩尔质量 2.3物料衡算总物料衡算：易挥发组分物料衡算：联立得，D=4600/78.95=58.27kmol/hW=4876.14/91.80=53.12kmol/hF=9576.14/85.82=111.48kmol/h三 塔板数的确定 1.理论板层数的求取 苯-甲苯属理论物系，可采用图解法求理论板层数。 由手册查得苯-甲苯物系的气液平衡数据，绘出x-y图x00.0580.1550.2560.3760.5080.6590.831y00.1280.3040.4530.5960.720.830.9431求最小回流比及操作回流比 采用作图法求最小回流比。在图中对角线上，自点e（0.450，0.450）做垂线，ef即为 进料线（q线），该线与平衡线的交点坐标为： =0.565 =0.350 故最小回流比为：= 取操作回流比为：求精馏塔的气、液相负荷 求操作线方程精馏段操作线方图解法求理论板层数采用图解法求理论板层数，求解结果为：总理论板层数，进料板位置2.实际板层数的求取查图得：塔顶 T=81.11 塔釜 T=109.5=95.3故塔平均温度为95.3根据内插法：苯在95.3时的粘度为：甲苯在95.3时的粘度为：依式 依式 精馏段实际板层数： 提馏段实际板层数：四 精馏塔的工艺条件及有关物性数据的计算 1.操作压力计算塔顶操作压力 kPa每层塔板压降 kPa进料板压力 kPa 塔釜压力 kPa 精馏段平均压力 kPa精馏段平均压力 kPa 2.操作温度计算读图知：塔顶温度 进料板温度 塔釜温度 3.平均摩尔质量计算 塔顶摩尔质量计算：由 进料板平均摩尔质量计算 由图解理论板，得 查平衡曲线，得 （3）塔釜摩尔质量计算 （3）精馏段平均摩尔质量 （4）提馏段平均摩尔质量 4.平均密度计算气相平均密度计算 由理想气体状态方程计算，即 精馏段 提馏段 液相平均密度计算 液相平均密度依下式计算： 塔顶液相平均密度计算： 由，查手册得 ， 进料板液相平均密度计算 由，查手册得 进料板液相的质量分数计算 塔釜液相平均密度计算： 由，查手册得 精馏段液相平均密度为 提馏段液相平均密度为 5.液相平均表面张力计算 液相平均表面张力依下式计算，即 塔顶液相平均表面张力计算 由，查手册得 进料板液相平均表面张力计算 由，查手册得 塔釜段液相平均表面张力计算 由，查手册得 精馏段液相平均表面张力为： 提馏段液相平均表面张力为： 6.液相平均粘度计算 液相平均粘度依下式计算： 塔顶液相平均粘度计算 由，查手册得 解得 进料板液相平均粘度计算 由，查手册得 解得 塔顶液相平均粘度计算 由，查手册得 解得 精馏段液相平均粘度为 提馏段液相平均粘度为 五 精馏塔的塔体工艺尺寸计算 1.精馏段塔径的计算 （1） 精馏段的气、液相体积流率为： 由，其中的由图查取，图的横坐标为： 取板间距，则 查图得=0.075 取安全系数0.7，u=0.7 =0.879m/sjnnhD=按标准塔径圆整后为 塔截面积为 实际空塔气速为 2.提馏段塔径的计算提馏段的气、液相体积流率为： 由，其中的由图查取，图的横坐标为： 取板间距，则 查图得=0.083 取安全系数0.7，u=0.7 =0.89m/sD=按标准塔径圆整后为 塔截面积为 实际空塔气速为 3.精馏塔的高度的计算 精馏段有效高度为 提馏段有效高度为 在进料板上方开一人孔，其高度为0.8m，塔釜与裙坐为2.0m，塔顶封头为1.5m故精馏塔的高度为 六 塔板主要工艺尺寸的计算（一）精流段:1.溢流装置计算筛板式塔的溢流装置包括溢流堰，降液管和受液盘等几部分。其尺寸和结构对塔的性能有着重要影响。根据经验并结合其他影响因素，当因D=1.7m,可选用单溢流弓形降液管，不设进口堰，采用凹形受液盘。各项计算如下：堰长 取溢流堰高度 由，选用平直堰，堰上液层高度 近似取E=1，则取板上清液层高度 弓形降液管宽度和截面积 由 故 液体在降液管中停留时间 故降液管设计合理。降液管底隙高度 取 故降液管底隙高度设计合理。 选用凹形受液盘，深度2.塔板布置 塔板的分块 因，故塔板采用分块式。查得，板块分为3快。 边缘区快读确定 取 开孔区面积计算开孔区面积 其中 故 筛孔计算及其排列 本例所处理的物系无腐蚀性，可选用碳钢板，取筛孔直径 筛孔按正三角形排列，取孔中心距 筛孔数目 开孔率为 气体通过筛孔的气速为 （二）提流段: 1.溢流装置计算筛板式塔的溢流装置包括溢流堰，降液管和受液盘等几部分。其尺寸和结构对塔的性能有着重要影响。根据经验并结合其他影响因素，当因D=1.3m,可选用单溢流弓形降液管，不设进口堰，采用凹形受液盘。各项计算如下： 堰长 取溢流堰高度 由，选用平直堰，堰上液层高度 近似取E=1，则取板上清液层高度 弓形降液管宽度和截面积 由 故 液体在降液管中停留时间 故降液管设计合理。降液管底隙高度 取 故降液管底隙高度设计合理。 选用凹形受液盘，深度2.塔板布置塔板的分块 因，故塔板采用分块式。查得，板块分为3快。 边缘区快读确定 取 开孔区面积计算开孔区面积 其中 故 筛孔计算及其排列 本例所处理的物系无腐蚀性，可选用碳钢板，取筛孔直径 筛孔按正三角形排列，取孔中心距 筛孔数目 开孔率为 气体通过筛孔的气速为 七 筛板的流体力学验算（一）精馏段1.塔板压降 干板阻力 干板阻力 由 故 气体通过液层的阻力计算 气体通过液层的阻力由式 查图，得。故 液体表面张力的阻力计算液体表面张力所产生的阻力 气体通过每层塔板的液柱高度可按下式计算： 气体通过每层塔板的压降为： 2.液面落差对于筛板塔，液面落差很小，且本例的塔径和液流量均不大，故可忽略液面落差的影响。 3液沫夹带液模夹带量由式 故 在本设计中液沫夹带量在允许范围内。4.漏液 对筛板塔，漏液点气速可由式（5-25）计算： 实际孔速 稳定系数为 故在本设计中无明显漏液。5.液泛 为防止塔内发生液泛，降液管内液层高 苯-甲苯物系属一般物系，取，则板上不设进口堰 故在本设计中不会发生液泛现象。（二）提馏段1.塔板压降 干板阻力 干板阻力 由 故 气体通过液层的阻力计算气体通过液层的阻力由式 查图，得。故 液体表面张力的阻力计算液体表面张力所产生的阻力 气体通过每层塔板的液柱高度可按下式计算： 气体通过每层塔板的压降为： 2液面落差对于筛板塔，液面落差很小，且本例的塔径和液流量均不大，故可忽略液面落差的影响。 3液沫夹带液模夹带量由式 故 在本设计中液沫夹带量在允许范围内。4.漏液 对筛板塔，漏液点气速 实际孔速 稳定系数为 故在本设计中无明显漏液。5.液泛 为防止塔内发生液泛，降液管内液层高 苯-甲苯物系属一般物系，取，则板上不设进口堰 故在本设计中不会发生液泛现象。八 塔板负荷性能图（一）精流段1漏液线漏液线，又称气相负荷下限线。气相负荷低于此线将发生严重的漏液现象，气、液不能充分接触，使塔板效率下降。 整理得 在操作范围内，任取几个值，依上式计算出值，计算结果列于下表。0.00070.1620.00160.1660.00280.1690.00400.172 由此表数据即可作出漏液线1。 2.液沫夹带线当气相负荷超过此线时，液沫夹带量过大，使塔板效率大为降低。对于精馏，一般控制eV0.1kg液/kg气。以ev=0.1kg液/kg为限,求Vs-Ls关系如下: 由 整理得 在操作范围内，任取几个值，依上式计算出值，计算结果列于下表。0.00073.480.00163.310.00283.130.00402.98 由此表数据即可作出液沫夹带线2。3液相负荷下限线液相负荷低于此线，就不能保证塔板上液流的均匀分布，将导致塔板效率下降。 对于平直堰，取堰上液层高度作为最小液体负荷标准。 取E=1，则 据此可作出与气体流量无关的垂直液相负荷下限线3。4.液相负荷上限线该线又称降液管超负荷线。液体流量超过此线，表明液体流量过大，液体在降液管内停留时间过短，进入降液管的气泡来不及与液相分离而被带入下层塔板，造成气相返混，降低塔板效率。以作为液体在浆液管中停留时间的下限 据此可作出与气体流量无关的垂直液相负荷上限线4。5.液泛线若操作的气液负荷超过此线时，塔内将发生液泛现象，使塔不能正常操作。液泛可分为降液管液泛和液沫夹带液泛两种情况，在浮阀塔板的流体力学验算中通常对降液管液泛进行验算。为使液体能由上层塔板顺利地流入下层塔板，降液管内须维持一定的液层高度Hd令联立得 式中 将有关数据带入，得： 在操作范围内，任取几个值，依上式计算出值，计算结果列于下表：0.00071.6410.00161.5310.00281.3990.00401.268 由此表数据即可作出液泛线5 根据以上各线方程，可作出筛板塔的负荷性能图在负荷性能图上，作出操作点A，连接OA，即作出操作线。由图可看出，该筛板上限为液泛控制，下限为漏液控制。由图查得 故操作弹性为 （二）提馏段1漏液线漏液线，又称气相负荷下限线。气相负荷低于此线将发生严重的漏液现象，气、液不能充分接触，使塔板效率下降。 整理得 在操作范围内，任取几个值，依上式计算出值，计算结果列于下表。0.00070.3510.00160.3600.00280.3700.00400.378 由此表数据即可作出漏液线1。 2.液沫夹带线当气相负荷超过此线时，液沫夹带量过大，使塔板效率大为降低。对于精馏，一般控制eV0.1kg液/kg气。以ev=0.1kg液/kg为限,求Vs-Ls关系如下: 由 整理得 在操作范围内，任取几个值，依上式计算出值，计算结果列于下表。0.0