板式塔课程设计苯-甲苯混合液筛板精馏塔设计

(表压)设备形式：筛板(浮阀)塔进料热状况：泡点进料址：海南地区2 其他物性数据查有关手册()苯和甲苯的物理性质表项目项目分子式分子量℃沸点℃临界温度℃临界压强苯()饱和蒸汽压：苯和甲苯的饱和蒸汽压可由方程式求算。表苯温温度℃密度(苯)()液体的表面张力σ()表表面张力(苯)()液体粘度h)表粘度(苯)3 塔设备的类型 6塔设备的性能指标 6 精馏原理 7 4.各部分结构尺寸的确定和设计计算 8 T 4 5 一、精馏塔的概述1.1塔设备的类型表面下流，气体逆流而上(有时也采用并流向下)流动，汽液两相密切接触进行1.2塔设备的性能指标为获得最大的传质速率，塔设备应该满足两条基本原则：①通量——单位塔截面的生产能力，表征塔设备的处理能力和允许空塔气②分离效率——单位压降塔的分离效果，对板式塔以效率表示，对填料塔。6 1.3板式塔与填料塔的比较①生产能力填料塔内件的开孔率通常在50%以上，而填料层的孔隙率则超过90%，一般液泛碘较高，故单位塔截面上，填料塔的生产能力一般均高于压(压力小于0.3MP)操作下，填料塔的分离效率明显优于板式塔，在高压操塔。塔压降填料塔由于空隙率高，故其压降远远小于板式塔。④操作弹性一般来说，填料本身对气液变化的适用很大，故填料塔的操⑤结构、制造及造价填料塔的结构较板式塔简单，故制造、维修也较为1.4精馏原理两相接触中，下降液中的易挥发(低沸点)组分不断地向蒸气中转移，蒸气中的难挥发(高沸点)组分不断地向下降液中转移，蒸气愈接近塔顶，其易挥发组分浓度塔顶上升的蒸气进入冷凝器，冷凝的液体的一部分作为回流液返回塔顶进入精馏7 二、设计标准管理规则》三、设计方案的分析和拟订四．各部分结构尺寸的确定和设计计算，底产品经冷却后送至储罐。8 板、塔板，如穿流式筛板(栅板)、穿流式波纹板等。工业应用较多的是有降液管的4.2.精馏塔的物料衡算≤进料热状况：泡点进料9 4.2.1原料液及塔顶、塔底产品的摩尔分数()4.2.2原料液及塔顶、塔底产品的平均摩尔质量×××总物料衡算F=D+W代入×××苯物料衡算×得D=30.53kmol/hW=31.10kmol/h 4.3.塔板数的确定T①由任务书给定的苯、甲苯组分的饱和蒸气压数据(表6)，(℃)苯(℃)(℃)苯txy根据气液平衡数据，可绘出x—y图，如下图(1—1) 线(q线)，该线与平衡线的交点坐标为：××’’④求操作线方程y=(L/V)x+(D/V)*y=(×提馏段操作线方程为y’=(’×’⑤图解法求理论板层数采用图解法求理论板层数，如图1—2所示。求解结果为总理论板层数NT包括再沸器 进料板位置N=F4.4.精馏段的工艺条件及有关物性数据的计算4.4.1精馏段操作压力计算塔顶操作压力D△KPa4.4.2提馏段操作压力的计算塔底操作压力提馏段平均压力 衡数据，可绘得苯—氯苯的t—x—y图，见下图依据操作压力，有泡点方程通过试差法计算出泡点温度，其中苯、甲苯的 1××××算查平衡曲线(见图1—2)得’ ’ ××量计算由图，得××××××计算精=(精算提平均密度计算②液相平均密度的计算液相平均密度依下式计算，即 =ippLmi苯和甲苯的ρ关系图图p=812Kg/m3p=808.26Kg/m3ABp==811.7Kg/m3LDm(0.932/812.0+0.068/808.26) Lm2理想气体状态方程计算，即②液相平均密度的计算液相平均密度依下式计算，即=ippiρ’ t t4.4.6液体平均表面张力计算面张力依下式计算，即Lmii图DD=21.02mN/mA=21.48mN/mB进料板液相平均表面张力的计算： ABLm2面张力依下式计算，即LmiiAB进料板液相平均表面张力的计算：ABLm2.7液体平均黏度的计算式计算lg=nxlgLmiii=1 μA=0.302mPa•s,μB=0.306mPa•s粘度的计算FAB则精馏段液相平均粘度为：式计算 Lmiii1AB进料板液相平均粘度的计算FAB则提馏段液相平均粘度为：4.5.精馏塔的塔体工艺尺寸的计算(1)精馏段的计算相体积流量为V=Vm=s3600pL=Lm=p LV LVp-pmaxV与塔径关系表塔塔径，~~~~~板间距，~~~~~TTLTL20(20)(20)max2.916，则空塔气速为maxsT44TT(1)提馏段的计算相体积流量为p'-p'p'-p'VTTLTL20(20)(20)max3.27按标准塔径圆整后为D'=1.2m塔截面积为T44TT4.5.2精馏塔有效高度的计算T在进料板上方开一人孔，其高度为 4.6.塔板主要工艺尺寸的计算1.堰长lww2.溢流堰的高度hWWLOWWWLw3.弓形降液管宽度W和截面积Adf查图课本5-7，得AAT 故fTdAHfTL液管中停留时间，即hAH3600根0.096根0.45h故降液管设计合理。4.降液管底隙高度hoL00则h=Lh=0.00185根3600=0.03luwo故降液管底隙高度设计合理选用凹形受液盘，深度hw=60mm1.堰长l'ww2.溢流堰的高度hWWLOWW故 故mOW1000l'W10000.729取上层清液层高度h'70mmLw3.弓形降液管宽度W'和截面积A'df查图课本5-7，得TWDfTfTd依3600AHfTL3~5验算液体在降液管中停留时间，即hh故降液管设计合理。4.降液管底隙高度hoL0wowoW0故降液管底隙高度设计合理选用凹形受液盘，深度h’w=60mm 4.6.2塔板布置sscD1.32C22ds2ad=6.5mm。筛孔按正三角形排列，取孔中心t距为：00d0.0065td0.0065气体通过阀孔的气速为0 sscD'1.22C22ds2ad=6.5mm。筛孔按正三角形排列，取孔中心t距为：00Ad0.0065td0.0065气体通过阀孔的气速为0 ①干板阻力h计算c阻力h由下式计算c由d0=6.5=2.17，查干筛孔的流量系数图，得，c=0.735故630②气体通过液层的阻力h的计算1hLLV=saA-AV=saA-ATf01Lwow PPL液沫夹带由下式计算故故在本设计中液沫夹带e在允许范围内。V对筛板塔，漏液点气速u，可由下式计算0,min0,min0L装LV0,min实际孔速u=9.25m/s>u00,min稳定系数为nn 为防止塔内发生液泛，降液管内液层高度H应服从下式的关系ddTWTWdpLd板上不设进口堰，h可由下式计算，即dd0dpLddTW4.7.2提馏段①干板阻力h'计算c干板阻力h'由下式计算c由d0=6.5=2.17，查干筛孔的流量系数图，得，c=0.735故630②气体通过液层的阻力h'的计算11L 01LwowPPL液沫夹带由下式计算故0.64 故在本设计中液沫夹带e'在允许范围内。V对筛板塔，漏液点气速u'，可由下式计算0,min0,min0LGLV0,min实际孔速00,min实际孔速00,minu'9.31K'=0==1.62>1.5u'5.760,min为防止塔内发生液泛，降液管内液层高度H'应服从下式的关系ddTWTWdpLddd0dpLddTW4.8.塔板负荷性能图0,min0LoLVV=4.2750.01177+0.0994L2/3s,mins在操作范围内，任取几个Ls值，依上式计算出Vs值，计算结果列于下表所示VSSVVuss=0.81VaA-A1.33-0.096sTffLWOWW ow1000(0.85)s故fs故Tfs在操作范围内，任取几个Ls值，依上式计算出Vs值，计算结果列于下表所示SVms)SWWS,min(2.84)3600据此可作出与气体流量无关的垂直液相负荷下限线3AHLsS,maxL4S HQHh)dTWhdpLdpc1装1LLWOWTWOWcd装hh与L,h与L，h与V的关系式代入上式，并整理得sssTW(lh(lh)2带入有关数据得w0故示 SS依表中数据作出液泛线，msS,man故操作弹性为’’V=0.4786m3/s0,min0L求LVA0,minA0LWOWaA'-AaA'-A'Tfs,mins在操作范围内，任取几个L’s值，依上式计算出V’s值，计算结果列于下表所示VSSu'fLW