化工原理课设书-苯-甲苯精馏塔的设计

化工原理课设书-苯-甲苯精馏塔的设计内容摘要：

2mP k pa   提馏段平均压力  2 10 6. 92 11 1. 82 / 2 10 9. 37mP k pa   安托尼方程计算 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，甲苯的饱和蒸汽压有 计算结果如下 塔顶温度  ℃ 进料板温度  ℃ 塔底温度 ℃Wt 精馏段的平均温度  1 80 .2 1 90 , 59 / 2 85 .4mt    ℃ 提馏段的平均温度  2 90 .5 9 10 9. 91 / 2 10 0. 05mt    ℃ 平均摩尔质量计算 塔顶平均摩尔质量就算 由 1  ，代入相平衡方程得 1   , 0 .9 9 1 7 8 .1 1 1 0 .9 9 1 9 2 .1 3 7 8 .2 4 /mLDM k g k m o l       , 0 .9 7 8 7 8 .1 1 1 0 .9 7 8 9 2 .1 3 7 8 .4 2 /mVDM k g k m o l      进料板平均摩尔质量计算 11 由上面理论板的算法，得  ，   , 0 .7 5 2 7 8 .1 1 1 0 .7 5 2 9 2 .1 3 8 1 .5 8 /mVFM k g k m o l       , 0 .5 5 6 7 8 .1 1 1 0 .5 5 6 9 2 .1 3 8 4 .3 3 /mLFM k g k m o l      塔底平均摩尔质量计算 由  ，由相平衡方程，得   , 0. 02 95 78 .1 1 1 0. 02 95 92 .1 3 91 .7 2 /mVWM k g k m ol       , 0 .0 1 2 7 8 .1 1 1 0 .0 1 2 9 2 .1 3 9 1 .9 6 /mLWM k g k m o l      精馏段平均摩尔质量 7 8 . 2 4 8 1 . 5 8 7 9 . 9 1 /2mVM k g k m o l 7 8 . 4 2 8 4 . 3 3 8 1 . 3 8 /2mLM k g k m o l 提馏段平均摩尔质量 8 1 . 5 8 9 1 . 7 2 8 6 . 6 5 /2mVM k g k m o l 8 4 . 3 3 9 1 . 9 6 8 8 . 1 5 /2mLM k g k m o l 平均密度计算 气相平均密度计 算 有理想气体状态方程计算，精馏段的平均气相密度即  V 31 0 4 . 1 2 7 9 . 9 1 2 . 7 9 /8 . 3 1 4 8 5 . 4 2 7 3 . 1 5mmV mPM k g mRT    提馏段的平均气相密度  2 31 0 9 . 3 7 8 6 . 6 5 3 . 0 5 /8 . 3 1 4 1 0 0 . 0 5 2 7 3 . 1 5mm mVV mPM k g mRT    液相平均密度计算 液相平均密度依下式计算 ，即 LBBLAALm aa  ///1  塔顶液相平均密度计算 12 由  ℃ ，查得 3/ mkgA  3/ mkgB  塔顶液相的质量分率已知 aa ,1 0 .9 8 0 .0 18 1 4 .0 8 0 9 .1mLD ；得 3, 822. 17 /mLD k g m  进料板液相平均密度计算 由  ℃ ，查得 380 4. 8 /A kg m  380 0. 8 /B kg m  进料板液相的质量分率为已知 A ,1 0 .5 5 6 (1 0 .5 5 6 )8 0 4 .8 8 0 0 .8mLF 3, 80 3. 0 /mLF kg m  塔底液相平均密度的计算 由 ℃Wt ，查得 3/ mkgA  3/ mkgB  塔底液相的质量分率已知   ,1 0 .0 1 0 .9 97 7 8 .1 7 8 5 .3mLW 3, 785. 23 /mLW k g m  精馏段液相平均密度为 38 2 2 . 1 7 8 0 3 . 0 8 1 2 . 5 8 /2mL k g m  提馏段液相平均密度为 37 8 5 . 2 3 8 0 3 . 0 7 9 4 . 1 2 /2mL k g m  13 液体平均表面张力计算 液相平均表面张力依下式计算，即  nlLm x1 22 塔顶液相平均表面张力的计算 由  ℃ ，查得 mmNA / mmNB / , 0. 99 1 21 .2 5 ( 1 0. 99 1 ) 21 .5 9 21 .2 5 /mLD m N m       进料板液相平均表面张力的计算 由  ℃ ，查得 mmNA / mmNB / , 0. 55 6 19 .8 6 ( 1 0. 55 6) 20 .4 7 20 .1 3 /mLF m N m       塔底液相平均表面张 力的计算 由 ℃Wt ，查得 mmNA / mmNB / , 0. 01 2 17 .5 1 ( 1 0. 01 2) 18 .4 1 18 .4 0 /mLW m N m       精馏段液相平均表面张力为 2 1 .2 5 2 0 .1 3 2 0 .6 9 /2mL m N m 提馏段液相平均表面张力为 2 0 .1 3 1 8 .4 0 1 9 .2 7 /2mL m N m 液体平均粘度计算 液相平均粘度依下式计算，即 iim xL   塔顶液相平均粘度的计算 14 由  ℃ ，查得 smp aA   smp aB   , 0. 99 1 0. 30 5 ( 1 0. 99 1 ) 0. 30 9 0. 30 5mLD m pa s        进料板液相平均粘度的计算 由  ℃ ，查得 smp aA   smp aB   , 0. 55 6 0. 27 6 ( 1 0. 55 6) 0. 28 3 0. 27 9mLF m pa s        塔底液相平均粘度计算 由 ℃Wt ，查得 smp aA   smp aB   , 0. 01 2 0. 23 3 ( 1 0. 01 2) 0. 25 4 0. 25 4mLF m pa s        精馏段液相平均粘度为 0 .3 0 5 0 .2 7 9 0 .2 9 52mL m p a s   提馏段液相平均粘度为 0 .2 5 4 0 .2 7 9 0 .2 6 72mL m p a s   气液负荷计算 精馏段：    1 2 .4 2 1 1 7 4 .6 1 5 9 7 .1 7 /V R D k m o l h      35 9 7 . 1 7 7 9 . 9 1 4 . 7 5 /3 6 0 0 3 6 0 0 2 . 7 9mmVsVVMV m s    2 17 1 42 6 /L RD k mol h    34 2 2 . 5 6 8 1 . 3 8 0 . 0 1 1 8 /3 6 0 0 3 6 0 0 8 1 2 . 5 8mmLsLLML m s    提馏段： 15      1 1 2. 42 1 17 4. 61 59 7. 17 /V R D q F k m ol h        35 9 7 . 1 7 8 6 . 6 5 4 . 7 1 /3 6 0 0 3 6 0 0 3 . 0 5mmVsVVMV m s    2. 42 17 4. 61 1 31 4. 24 73 6. 80 /L RD qF k m ol h       37 3 6 . 8 0 8 8 . 1 5 0 . 0 2 2 7 /3 6 0 0 3 6 0 0 7 9 4 . 1 2mmLsLLML m s    5 精馏塔塔体工艺尺寸的计算 塔径的计算 塔板间距 HT的选定很重要，它与塔高、塔径、物系性质、分离效率、塔的操作弹性，以及塔的安装、检修等都有关。 可参照下表所示经验关系选取。 表 8 板间距与塔径关系 塔径 DT， m ～ ～ ～ ～ ～ 板间距 HT，mm 200～ 300 250～ 350 300～ 450 350～ 600 400～ 600 对精馏段： 初选板间距 mHT  ，取板上液层高度 mhL  故 mhH LT  . 0 1 1 8 8 1 2 . 5 8 0 . 0 4 2 44 . 7 5 2 . 7 9s LsVLFP V                        查史密斯关联图得 C ；依式  2020 CC 校正物系表面张力为 ，  CC m a x 8 1 2 . 5 8 2 . 7 90 . 0 7 2 5 1 . 2 3 5 /2 . 7 9LVVu C m s    可取安全系数为 ，则（安全系数 ） 16 故 m a x0 .7 0 .7 1 .2 3 5 0 .8 6 5 /u u m s    4 4 4 . 7 5 2 . 6 40 . 8 6 5sVDm      按标准塔径圆整为 3000mm，则空塔气速 对提馏段： 初选板间距 mHT  ，取板上液层高度 mhL  故 0 .4 0 0 .0 6 0 .3 4TLH h m    22 7 79 2 77 1 5mmLssVLFP V                查图得 C 依式  CC 校正物系表面张力为 m a x 7 9 4 . 1 2 3 . 0 50 . 0 6 9 1 . 1 1 /3 . 0 5LVVC m s     m a xu /u m s    4 4 4 . 7 1 2 . 7 80 . 7 7 7sVDm      按标准塔径圆整为 3000mm，则空塔气速 将精馏段和提溜段相比较可以知道二者的塔径不一致，根据塔径的选择规定，对于相差不大的二塔径取二者中较大的，因此在设计塔的时候塔径取 3m . 塔的有效高度 精馏段： 11( 1 ) ( 16 1 ) 0 6TZ N H m       提馏段： 22( 1 ) ( 14 1 ) N H m       一般 68 块板之间开一个人孔，本设计共 30 块板，故需开 4 个人孔，人孔高 精馏塔的有效高度： 12 4 4 6 4 ( ) 12Z Z Z m            17 6 塔板主要工艺尺寸的计算 溢流装置计算 精馏段 因塔径 D=3m，可选用单溢流弓形降液管，采用平行受液盘。 对精馏段各项计算如下 ： 1) 溢流堰长 wl ：单溢流  Dlw ~ ，取堰长 0 3     2) 出口堰高 wh ：单溢流 OWLw hhh  DLw 2 .5 2 .50 .0 1 1 8 3 6 0 0 9 .7 71 .8hwLl  查图得 1E 2 / 32 . 8 4 0 . 0 1 1 8 3 6 0 01 0 . 0 2 3 41 0 0 0 1 . 8owh     故 4 6wh    3)降液管的宽度 DW 与降液管的面积 fA ： 由 DLw,查图得 DWD /  故 4 3 2dW    220 . 0 7 7 2 3 0 . 5 4 54fAm    计算液体在降液管中停留时间以检验降液。