江苏科技大学化工原理课程设计苯和甲苯精馏塔

1、0気昇德伙垮jiangsu un iversity of scie nee and tech no logy化工原理课程设计题目：苯一甲苯精馅塔的设计专业：应用化学姓名：邱松司红阳吴建良谢峰 潘长祯 徐磊 汪洋指导教师：陆君江苏科技大学生物与化学工程学院2013年6月任务书一设计要求二. 设计方案的确定三. 设计计算1精馅塔的物料衡2 塔板数的确定3.精馅塔的工艺条件及有关物性数据的计算4 精馅塔的塔体工艺尺寸计算5.塔板的主要工艺尺寸计算6 塔板的流体力学计算7. 塔板负荷性能图8. 精馅塔接管尺寸计算9. 绘制生产工艺流程图10. 绘制精憾塔的设计条件图任务书在一常压的连续精憾塔分离苯一一

2、甲苯的混合物。已知原料液的处理量为 3000kg/h,组成为0. 56（乙醇的质量分数，下同），要求塔顶流出液的组成为0. 98, 塔底釜液的的组成为0.005。设计条件如下:常压 自选 自选 <=0. 7pa操作压力 进料热状况 回流比单板压降1. 塔物料衡算(1) 苯的摩尔质量：m产lkglkmol甲苯的摩尔质量：mb = 92kg/krnolxr = (0. 56/78)/ (0. 56/78+0. 44/92) =0. 60xd = (0. 98/78)/ (0. 98/78+0. 02/92) =0. 98xw = (0. 005/78)/ (0. 005/78+0. 995/

3、92) =0. 0059(2) 原料液及塔顶、塔底产品的平均摩尔质量：mf=0. 60x78+(1-0. 60) x 92=83. 6 kg/kmolmo=0. 98x78+(1-0. 98) x 92=78. 28kg/kmolmf=0. 0059x78+(1-0. 0059) x 92=91. 92 kg/kmol(3) 物料衡算原料液的处理量f =3000/83. 6=35. 89kmol/h总物料衡算f = d + w苯物料衡算 83. 6x0. 60=0. 98d+0. 0059w 联立得 d 二 21.89 kmol/h w =14 kmol/h2. 塔板数的确定苯甲苯属理想物系温

4、度°c液相中苯的摩尔分数气相中苯的摩尔分数80.021.0001.00084.00.8230.92288.00.6590.83092.00.5080.72096.00.3760.596100.00.2560.453104.00.1550.304108.00.0580.128114.000x尸0.60, xd二0. 98, xm. 0059根据乙醇水气液平衡数据得有y,=0.7870, yn=0.9912, yw=0. 013(1)挥发度的确定苯的沸点为80. 1甲苯的沸点为110.6当温度为so. rc时:1706 3 气logr ° =6. 023=2.006“80.1

5、+ 220.241343 94logr° =6.0782七”=.5931380+ 219.58解得 人° =101. 39kpa pb° =39. 17kpa当温度为110. 6°c时：log p. ° -6. 023-12063= 2.337“80+ 220.241343 94logp/ -6.078=2.008b110.6 + 219.58解得匕。=138.23如pb° =101.86 如(2)回流比r的求取由于是饱和液体进料得q=l, q线为一直线，故xq=xp=0. 60 yq =axq/l+(a+l) xq = (2. 46

6、*0. 6)/(l+l. 46*0. 6) =0. 787 最小回流比为 r计二(xn- yq)/( yq- xq )=1. 032最小冋流比的2倍 即操作线方程的确定r二出心2二2. 064 l=rd=2. 064x21. 89=45. 18 kmol/hv=(1+r)d=67. 07kmol/hl' =l + qf m5. 18+35. 89=81. 07kmol/hv二v 二67. 07kmol/h即精懈段操作线方程y二0. 674x+0. 320提馆段操作线方程y二l209x-0.00123气液相平衡公式y二y2.461.46)：精懾段理论塔板数的确定yi=xd=0.98y2=

7、0.962y3=0.934y4=0.894y5=0.842y 6=0.781xi=0952x2=0.911x3=0.852x4=0.774x5=0.684x6二0. 592<0.6提馅段理论塔板数的确定x6=0. 5927=0.715y8=0609ax?二 0.505> x8=0. 388则有 q = 101.39/39.17 = 2.588 a2 =23&23/101.86= 2.3399=0.468 x9=0.263y io=o.3 17鼻x10=0.159y ii=0191xi i=0.0876y12=0.105> xi2=0.0455yi3=0.0538>

8、; xi3=0.0226y 14=0.0261» x 14=0.0108yi5=0.0118七二> x15=0.00483<0.0059理论板（不包括再沸器）二15实际精憾段板数"精期/弘二5/0.52二10实际提镭段板数n提二n/et二8/0. 52二16实际板数二10+16二26进料位置为第6块板1）精憾段塔顶操作压力:（3）精憎塔的工艺条件及有关物性的计算每层塔板压降： 进料板操作压力：p = 0.7kpapf=105. 3+0. 7*10=112. 3kpa精憾段平均压力：p二(105. 3+112. 3)/2=108. 8kpa塔底压力：p.二 105

9、.3+0. 7*26二 123.5 kpa塔底平均压力：p,= (105. 3+123. 5)/2=114.4 kpap严吒 + p& =101.3 + 4 = 105.3kpa2）操作温度的计算:塔顶由查手册经内插法可得:塔顶温度=80.24°c进料温度tf =94.09°c塔底温度tw = 109.9 °c精馆段平均温度：tm =(80.24+94.09)/2 = 87.17°c提憾段平均温度:rj =(94.09 + 109.9)/2 = 102 °c3)平均摩尔质量的计算塔顶：yi=xd=0. 98xi=0. 952mvte=0

10、. 98*78+(1-0. 98)*92=78. 28kg/kmolma二0 952*78+(1-0. 952)*92=78. 67kg/kmolmvf.=0. 781*78+(1-0. 781)*92=81. 18kg/kmolml0 592*62+(1-0. 592) *92二83. 83kg/kmol 精馅段:m»二(78. 39+81. 18)/2=79. 785kg/kmolmkm= (70. 78+83. 83)/2=81. 305kg/kmol 塔底：mvto 二0.0118*78+0. 9882*92二91. 96 kg/kmolm“ =0. 00483*78+(1-

11、0. 00483) *92二92. 06kg/kmol 提憾段：mv.= (91. 96+81. 18)/2=86. 57kg/kmolm(92 06+83. 83)/2=87. 95kg/kmol4)平均密度的计算精馅段:1. 气相平均密度°伽计算理想气体状态方程计算，即p v=pxin/rtm=/ 8. 314*(90. 8+273. 15)=2. 869kg/m32. 液相平均密度qsz计算由式ypl十+争求相应的液相密度。当td=80. 24°c时，用内插法求得下列数据pa =814.73£g/"dpb = 81q1 okg / m3p 皿二 1

12、/(0. 98/814. 73+0. 02/810. 10)=814. 64 kg/m3 a=0. 98 *78/(0. 98*78+0. 02*92)=0. 976对于进料板：94.09°c时用内插法求得下列数据pa = 799.15/m3 p8 =795tg/a=0. 592*78/(0. 592*78+0. 408*92)二0. 552p lf二 1/(0. 592/799. 15+0. 408/795)=797. 45 kg/m3 精懈段液相平均密度为：p li = (814. 64+797. 45)/2=806. 045kg/m35.液体平均表面张力计算液相平均表面张力依下

13、式计算，即° lm=52 xi。i塔顶液相平均表而张力的计算：(108.8*79.785 )2 l65mn/ m塔顶乙=80.24 °c 由查手册可知=21.73mn加 升o ldl=0. 98x21. 73+0. 02x21. 65=21. 73mn/m 进料板液相平均表面张力的计算：进料位置 tf = 94.09 °c 吋 aa = 19.5 imn/ m ar = 20.25”? n/ mo lfm=0. 592x 19. 51+0. 408x20. 25=19. 81mn/m 精馆段液相平均表面张力为o 5=(21.73*19. 81)°电207

14、5 mn/m6)液体平均粘度计算塔顶=80.24 °c 查手册得厶=0.31072-5=0.312m paslgldm=0. 981g0. 310+0. 021g0. 312 lldm=0. 310mpa. s进料=94.09°c查手册得：d =0.29切pgs= 0.247mpaslgrlfm=o. 5921g0. 295+0. 4081g0. 247 lfm=0. 2744 mpa. s精憾段液相平均粘度为：lm= (0.310-f-o. 274)/20. 297 mpa. s1 塔径的计算精懈段的气、液相体积流率为：vs=vmvc/3600 p vm=(67. 07*

15、79. 785)/(3600*2. 869)=0. 518m3/sls二vm“/3600p g二(45. 10*81. 305)/(3600*806. 045)=0. 0013m7s 取板间距ht=0. 40m,板上液层高度hl=0. 06m,则：ht-hl=o. 40-0. 06=0. 34m横坐标数值：/0.0013x 3600 0.518x3600=0. 0420所以查下图可知：c=0. 072o.oio.f)6 0.08 0.100.200,30 0.40o.fion.xfic=c20 ( o ,./20) 0. 2=0. 072*(20. 75/20) 0 2=0. 0725u如二c

16、xplx pv=0.0725 pl v806.045- 2.8692.869=1.213安全系数为0.7,则空塔气速为：u=0. 7u“二0. 7*1. 213=0. 849m/s按标准塔径圆整理后为:d二1om 塔截而积为：at=兀 /4d2= n /4*1 02=0. 7854m' 实际空塔气速为：u二二0. 660m/s2 精帼塔有效高度的计算精馆段有效高度的计算z 粘二(n 矿1) ht二(10-1) *04=36m提憎段有效高度的计算z捉二(n-1)ht= (16-1) *0.4=6m在进料板上方开一人孔，其高度为0.8m,故精馅塔的有效高度为：z=z 蒂+z 提=3.6+6

17、+0.8= 10.4m5、塔板主要工艺尺寸的计算1溢流装置计算因塔径d=l0m,可选用单溢流弓形降压管，釆用凹形受液盘，各项计算如下。(1) 堰长lw取 lw=0.66d=0.66x 1.0=0.66 (m)(2) 溢流堰高度叽由 hw二hih°w选用平直堰，堰上液层高度h(丁熬e©严 取 e=l,贝lj：212<84 a /0.0017x360ox3 ( i c 匚 /九沪巫xl x ()=0.0105 (m)取板上清液层高度hl=60mm故hw=0.06-0.0105=0.0495 (m)(3) 弓形降液管宽度wd和截面积af由半二066查图得：寻二 0. 072

18、2譽二0. 124atdwd二0 124冋.124x1. 0=0. 124 (m)验算液体在降液管中停留时间，即七一© _ 3600afht -一lh严鴛羔寫01745s>5s故降液管设计合理。（4）降液管底隙高度h。取降液管底隙的流速u o=0.08m/sjlij：lh0.0013x3600360013,'二 3600x0.66x0.08-0-025hw 一 ho=0. 0495-0. 025=0.0245>0. 006m故降液管底隙高度设计合理。 选用凹形受液盘，深度h"50mm。2塔板布置（1）塔板的分块表（4）塔径/mm800 120014001

19、600180020002200 2400塔板分块数3456因d>800mm,故塔板采用分块式。查表（4）得，塔板分为3块。（2）边缘区宽度确定取wfw's二0. 065m, wc=0. 035m（3）开孔区面积计算开孔去面积按式a = 2（x、g2_x2+釜sin-】半）r= 5_wc = 2：2_o.o35=o. 465maa = 2(0.311 x、/04 6 52 - 0.3112 + 竺x 04652sin-i 凹')二0 532 (n?)1800.4 65z(4) 筛孔计算及其排列本设计所处的物系无腐蚀性，可选用5=3mm的碳钢板，取筛孔直径d。二5伽。筛孔按正

20、三角形排列，取孔中心距为：t二3do=3x5=15 (mm)筛孔数为：_ 1.155a? _ 1.155xcl532木n t2 _ 0.0152 _i开孔率为：(1) 二0907(半)2= 0907x(衆严二 10. 1%气体通过阀孔的气速为：5二vs/a。二0. 518/(0. 101*0. 532)=9. 64 (m/s)六、塔板的流体力学计算1. 塔板压降(1)干板阻力h计算干板阻力he二0051(汀(歸)由 do/6 =5/3=1. 67,查图得，00.772hc = 0.051 x x ()2=0. 0283 (m)c806.045v0.7727（2）气体通过液层的阻力山计算h邛 h

21、0.5180.785-0.0567=0. 711 (m/s)fo=o.853vt869=l. 445 kg 1 7 (sm12)查图得，0=0.62,故h二 bho. 62x0.06二0.0372 (m)液柱(3) 液体表面张力的阻力h°计算討鈕鵲心1 5）液柱气体通过每层塔板的液柱高度h卩可按下式计算，即hp二hc+hi+ h。二0.0283+0. 0372+0. 0021=0.0676 （m）液柱气体通过每层塔板的压降为pp=hpp lg=0. 0676x806. 045x9. 81=534. 53pa<0. 7kpa （允许）2. 液面落差对于筛板塔，液面落差很小，且本例

22、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 液沫夹带量e、二呼（悬严hf=2. 5hl=2. 5x0. 06=0. 15m故ev=7. 788x 10 3kg 液/kg 气 vo. 1 （允许）4 漏液对筛板塔，漏液点气速5,証可由下式计算uo, min=44coj(00056 + 013虹- ha) & j py4.4 x 0.7727(0.0056+ 0.13 x 0.06 一 0.0021) x 806.045 十 2.869=6. 052 (m/s)实际孔速 u0=9. 64 (m/s) >u0, rain稳定系数为k= uo/ uo, min =1. 5

23、88>1. 5 故在本设计中无明显漏液。5 泛液为防止塔内发生泛液，降液管内液层高度出应服从hdw o （ht+山） 乙醇-水属一般物系，取©二0.5,则（i）（出+山）二0. 5x （0. 40+0. 047）=0. 224而山二 hp+hi+hd板上不设进口堰，hd二0. 153(叭)1取叭二0.08 (m/s)hd =0. 153 x (0. 08) =0. 001 (m)液柱h尸 0. 0676+0. 06+0. 001=0. 1286 (m)液柱hw（i）（ht+hw）故在本设计中不会发生泛液现象。七、塔板负荷性能图1.漏液线由 uo, min=4.4coj（0005

24、6 + 0.13虹-hj p j p vvs,minhl=hv+howh°w=e1000得 vs，min=44c°a。j(0.0056 + 013 血 + 抚 x e x (jj) - h j x p l - p v=4.4 x 0.772 x 0.101 x 0.532 x)0.0056+ 0.13i0.047 +誥 x1x(疇环-0.0021x 806.0452.869 整理得 vs, min=0.182sj1.64s5 + 32.14lst在操作范围内，任取几个ls值，依上市计算出v.值，计算结果列于表(6)o表(6), vs计算结果ls/m3. s_10. 0006

25、0. 00150. 00300. 0045vs/ m3. s_10. 24980. 26240. 27760. 2898由上表数据即可作出漏液线lo2.液沫夹带线以ev =0. 1kg液/kg气为限,求vs - ls关系如下:_ vs _ vs a at-af 0.7287hf = 2511l = 2.5(hw how) hw=0. 047ovv=0.88ls2/3=2*4 % x (3600ls)2/31000 ' 0.66)故 hf二0. 118+2. 2ls2/3ht-hr=o. 282-2. 2ls2/35.720.75x10001.373vs0.282 -22lj整理得 vs

26、二 1 2969-10. 1178ls2/3在操作范围内，任取几个j值，依上式计算出vs值，计算结果列于表（7）。表（7） vs计算结果ls/m3. s'10. 00060. 00150. 00300. 0045vs/3-1m s1. 22491. 16431.08641.0211由上表数据即可作出液沫夹带线2。3 液相负荷下限对于平直堰，去上液层高度h。尸0. 006m作为最小液体负荷标准。由誥xex （詈严= 0.006n】取e=l,则s.min0.006x1000)3/22.84x氏= 00005 亦7s据此可作出与气体流量无关的垂直液相负荷下限线3o4. 液相负荷上限线以0=4

27、s作为液体在降液管中停留时间的下限，由0 = afhr = 4 ls故 lgn = 0.0567 x 0.40 + 4=0.00567m3/s据此可作出与气体流量无关的垂直液相负荷上限线4o5. 液泛线令 h尸 4)(hr+hw)hd=hp+hi+hd , hp=hc+hi+h0, hi= 3 hl, hl=hw+how 联立得 ht+ ( 4)- b -1) 1%二(b +1) how+hc+hd+h。忽略h,将与l“ hd与ls, he与vs的关系式代入上式,并整理得a vs2=b -c ls2-d ls2/30.051(a。co 尸式中b二 ©ht+(0 t)hwc-0. 15

28、3/(lwh0)2d，= 2.84x 10-3e(l+ p)(££)2/3将有关的数据代入，得错误!未找到引用源o b -0. 5x0. 4+(0. 5-0. 62-1) x0. 047=0. 148c -0. 153/(0. 66x0. 025) =561. 98错误!未找到引用源。故 0. 1055 vs2=0. 148-561. 98l/-1. 4256l严 或 vs2=l. 403-5326. 82ls-13. 513l严在操作范围内，任取几个ls值，依上式计算出v,直，计算结果列于表(8)o表(8) vd十算结果ls/m' s 10. 00060. 001

29、50. 00300. 0045vs/ m3. s_11. 30501.21391.07400. 9268由上表数据即可作出泛液线5。根据以上各线方程，可作出筛板塔的负荷性能图，如图9所示。系列1系列2系列3在负荷性能图上，作出操作点a,连接0a,即作出操作线。由图可看岀，该筛板塔的操作上限为液泛控制，下限为夜沫夹带控制。由图9查得vs,max=l. 0821m3/s, vs,min二0. 2410m：7s故操作弹性为错误!未找到引用源。八、精馅塔接管尺寸计算1进料管进料管的结构类型有很多，有直管进料管、弯管进料管、t型进料管。本设计采用直管进料管。4x0.00131tx1.6d =管径计算如下4y一二取 uf=l6m/s，vs=o.oo13m3/s 7tue-32.2mm2.回流管采用直流冋流管，取ur二l6m/s,l=45. 18 kmol/h, w=14 kmol/hj4319x0.02x70+14 x0