化工原理课程设计——苯-甲苯板式精馏塔的工艺设计

化工原理课程设计——苯-甲苯板式精馏塔的工艺设计内容摘要：

得 mmB /  所以，     mmxx BWAWW /   又 mmF /  ，则提馏段平均表面张力为： mmFW /   三．理论塔板的计算 1. 理论塔板数的 T 的求取 苯 甲苯属理想物系，可采用图解法求出理论塔板数。 1) 由表 1 可知苯 甲苯物系 的气液平衡数据，绘出 yx 图 2) 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  , 作垂线 ef 即为即为进料线，该线与平衡线的交点坐标为 qx ， qy 故最小回流比： i n  qq qD xy yxR 取操作回流比： m i n  RR 3) 求精馏塔的气液相负荷 hk m o lDRL /0 1      hk m o lDRV /  本设计为泡点进料， 1q ，故 hk m o lFqLL /39。    hk m o lVFqV /2 1 39。  4) 求操作线方程 精馏段操作线方程为：  xxxVDxVLy D 提馏段操作线方程为： 39。 39。 39。 39。 39。 39。  xxxVWxVLy W 5) 图解法求理论塔板数 采用图 解法求理论塔板数，求解结果如下： 总理论塔板数： 12TN (包括再沸器 ) 进料板位置： 6FN 2. 实际塔板数的求取 塔板的效率反映了实际塔板上传质过程进行的程度，并受操作条件、物质的物理性质、流体的力学性质以及其本身结构的共同影响。 塔板效率可用奥康奈尔公式   2 4  TE 计算。 已知精馏段的平均相对挥发度和平均粘度分别为  ， smp   ，则   3 3 8 3 5  TE 精馏段实际所需塔板块数为： 51  TTp ENN 而提馏段的平均相对挥发度和平均粘度分别为  ， smp   ，则    TE 提馏段实际所需塔板数为： 722  pTp ENN 所以，全塔实际所需塔板数为： 23131021  ppp NNN 全塔效率： 0000  pTT NNE 进料板位置： 11FN 四．精馏塔塔径工艺尺寸的初步计算： 1. 精馏段塔径工艺尺寸的计算 精馏段气液相体积流量的计算 已知精馏段液相的平均摩尔质量、平均密度、液相负荷分别为 k m olkgM L /  ， 31 / mkgL  ， hkm olL /。 气相的平均摩尔质量、平均密度、液相负荷分别为 k m o lkgM V /  ， 31 / mkgV  ， hkm olV /。 可求得质量流量： hkgLML L /3 1 3 6 4  hkgVMV V /9 7 6 6 1 9 12 1  体积流量： smLL LS / 33111   smVV VS /2 23 60 9 76 6 19 1 3111   塔径的求取 塔径可按公式 uVD S 4 求得，其中 u （安全系数） maxu ，VVLCu   max ， 20 20  LCC ， 20C 可由史密斯关联图查得，而安全系数的取值在 ~ 之间。 图的横坐标的确定： 0 4 3 6 4 0 52 2 3 105 6 6 5 213211111  VLssVL  取板间距为 mHT  ，板上液层高度 mhL  ，则 mhH LT  查史密 斯图，得 C 0 7 1  LCC  smu /2 3 1 7 1 a x  令安全系数为 则 u smu /8 6 3 1 a x  muVD S 11   按标准塔径圆整，则精馏段塔径为： mD 。 精馏段塔的截面积： 2221 23 mDA T   实际空塔气速 smAVu TS /  2. 提馏段塔径工艺尺寸的计算 提馏段气液相体积流量的计算 已知提馏段液相的平均摩尔质量、平均密度、液相负荷分别为 k m olkgM L /  ， 32 / mkgL  ， hkm olL /39。 。 气相的平均摩尔质量、平均密度、液相负荷分别为 k m olkgM V /  ， 32 / mkgV  ， hk m olV /39。 。 可求得质量流量： hkgLML L /0 6 0 9 2 5 39。 22  hkgVMV V /2 5 3 9 3 6 39。 22  体积流量： smLL LS /1014 3 0 06 0 5 2 33222   smVV VS /232 253 4 3222   塔径的求取 史密斯图横坐标的确定： 0 8 2 3 2 101 4 3 213212222  VLssVL  同样取板间距为 mHT  ，上液层高度 mhL  ，则 mhH LT  查史密斯图，得 C 0 6 9  LCC  smu /1 6 3 6 9 a x  令安全系数为 则 u smu /8 1 6 3 a x  muVD S 22   按标准塔径圆整，则提馏段塔径为： mD 。 提馏段塔的截面积： 22222 38 mDA T   实际空塔气速 smAVu TS /  精馏段塔径为 mD  ，提馏 E 段 mD  ，两者相近，取上下塔径一致，则精馏塔的塔径为 mD 。 五．溢流装置 因塔径小于 1 米，可选用单溢流弓形降液管，凹形受液盘。 1. 精馏段溢流装置 堰长 wl 取 mDl w  溢流堰高 度 Wh 出口堰高：本设计采用平直堰，堰上液高度 owh 按下式计算： 3/2  WSow lLEh （近似取 1E ） mlLEhWSow 3600105 6 6 3/233/211    又 owWL hhh  ，取 mhL  ，所以 mhhh OWLW  弓形降液管宽度 dW 和截面积 fA 由 DlW ,查弓形降液管参数图，得 TfAA ， DWd 故 mAA Tf  mDW d  验算液体在降液管中的停留时间，可用公式 Ls HA Tf  3600 ，所以，精馏段液提在 降液管中的停留时间为： sL HA S Tf 6 0 0105 6 6 5 6 0 03 6 0 0 311    停留时间 s51 ，则降液管设计合理。 降液管底隙高度 0h 00 ulLhWS 取降液管底隙的流速 smu /  ，则精馏段降液管底隙高度为： mul Lh W S 30101   ，取 mh  mhh W  ，则符合要求。 2. 提馏段 溢流装置 堰长 wl 同样取 mDl w  溢流堰高度 Wh mlLEhWSow 3/233/222    又 owWL hhh  ，取 mhL  ，所以 mhhh OWLW  弓形降液管宽度 dW 和截面积 fA 取提馏段堰长与精馏段相同，则 mlW  ， mAf  ， mWd 。 验算液体在降液管中的停留时间，也用公式 Ls HA Tf  3600 ，所以，提馏段液体在降液管中的停留时间为： sL HA S Tf 322    停留时间 s52 ，则降液管设计合理。 降液管底隙高度 0h 00 ulLhWS 取降液管底隙的流速 smuu /  ，则精馏段降液管底隙高度为： mul Lh W S 302202  ，取 mh  mhh W  ，则符合要求。 六．塔板分布及浮阀数 取阀孔动能因子 120F ，孔径 md  ，破沫区宽度 mWs  ，边缘区宽度mWc 。 1. 精馏段浮阀数与排列 孔速 01u 为： smFuV/1001   则浮阀数目： 2 2 3 2012011     ud VN S 个 计算鼓泡区面积： mWDRC      mWWDx Sd  2222222 r c s 180a r c s in1802mRxRxRxAa    即，鼓泡区面积为 m 浮阀排列方 式采用等边三角形错排，且设孔心距 mdt 0。