化工原理课程设计方案苯和甲苯

PAGEPAGE1化工原理课程设计说明书设计题目:苯－甲苯分离过程筛板式精馏塔设计者：班级化工20０９级(1）班姓名郑健学号２０0９071976日期2０12年6月26日指导教师：（签名）设计成绩:日期单位：石河子大学化学化工学院化工系目录ＴOC＼o”１－3＂\h＼ｚ\ｕHYＰEＲLIＮK\l"_Ｔoc３2８6５2132”1ﻩ设计方案的选择及流程说明ﻩPAＧEREF＿Tｏｃ32８６５2１3２\h4HYPERＬＩＮK＼l"＿Toc32865２1３3”1．1ﻩ概述ﻩＰＡＧＥRＥF_Ｔｏｃ32８６5213３\ｈ4HYＰERLINＫ\ｌ"_Toｃ328６５2134＂1.1．１ﻩ精馏原理ﻩPＡGEREＦ_Tｏc32８6５2134\h４HYPＥRLIＮK＼ｌ＂＿Toc３286５2135＂1．1。2ﻩ精馏塔选定 PAＧＥREF_Tｏc３２８652135\ｈ4HYＰERLINK\ｌ”_Tｏc３２86５2１3６＂1.2 设计方案的确定 PAGＥREF_Toｃ328６52１36\h４HYＰＥＲLINK\l”_Toc328６5２137"2 精馏塔的物料衡算 PAGEＲEF＿Tｏc328652137\h5HYPERLINK\ｌ＂_Tｏｃ3２8６5２1３8"2．１ 原料液及塔顶和塔底产品的平均摩尔质量ﻩPAＧＥREＦ_Toc3２８652１38\h5HYＰERＬINＫ＼l”_Tｏc3286５2１39”2。２ﻩ原料液及塔顶和塔底的摩尔分率 ＰＡGＥREＦ_Ｔｏｃ328６52１39\h5ＨYPERＬINＫ\l＂_Toc３2865２140＂2．3ﻩ物料衡算ﻩPＡGERＥF_Ｔoｃ3２８６5２１40＼ｈ5HＹＰＥＲＬIＮＫ\l”_Toｃ３2８6５２141"3 塔数的确定ﻩPAGERＥF_Toｃ32８６52141\ｈ6HＹＰERLINK\l”_Ｔoc３28６5２142"３．1 理论板层数的求取 PAGＥＲEＦ＿Toc328652142\h６HＹＰERLＩNK\l”_Toc3２8６５214３”３。1。1ﻩ相对挥发度的求取 ＰＡGERＥF_Ｔoc３２8６52143\h6HＹPＥＲＬＩNK\l”_Ｔoc3２86５２1４4＂３.１。2ﻩ求最小回流比及操作回流比ﻩPAＧEREF_Toc328652１４4\ｈ6HYPＥRLINK＼ｌ"_Toｃ３28652１４５”３.1.３ﻩ求精馏塔的气、液相负荷ﻩＰAGEREF＿Ｔoc32８65２14５\ｈ7ＨＹＰＥRLIＮK\l”＿Ｔoc３2８６5２１４6"3。１．4ﻩ求操作线方程ﻩPAＧERＥF_Toｃ32865214６＼h7HYＰERLINK\ｌ"_Ｔoc3２8652１４７"3.1．5ﻩ采用逐板法求理论板层数ﻩPAGＥREF_Toc3286５２１４7\h７ＨYPＥRLIＮＫ\l＂＿Tｏｃ３28６52148”３．2ﻩ实际板层数的求取ﻩＰAGEREF＿Toc３２8６5２１48\h8HYPＥRＬINK＼l＂_Toc３２８65２14９"４ﻩ精馏塔的工艺条件及有关物性数据的计算ﻩＰAGEREF＿Tｏc3286５2１４9\ｈ8ＨＹPＥRLINＫ＼l”＿Tｏc32８６5２150”4。1ﻩ操作压力的计算 ＰＡGEＲＥF_Ｔoｃ３２86５２1５0\ｈ8HYＰEＲLＩNK＼l"_Toｃ3２865215１"4.2ﻩ操作温度的计算ﻩＰAGＥＲＥF_Tｏc32８６5２1５1＼ｈ9HYPＥRＬINK\l"_Tｏc32865２152”4．3 平均摩尔质量计算 PAGEＲＥＦ_Ｔｏｃ3２86５2１５２\ｈ9HYPEＲＬINK\ｌ”_Tｏc3２8６5２1５３"4.4ﻩ平均密度计算ﻩPＡGEＲEF_Ｔｏｃ328652１5３＼h1０HYPEＲＬIＮK\l”_Toc3２8６５21５４＂4.4.1ﻩ气相平均密度计算 PAＧEREＦ＿Tｏc32865２154\h10HＹPＥRLIＮK＼l＂＿Ｔoc3２865２１55＂4.4.2 液相平均密度计算ﻩPAGＥRＥF_Ｔoc32８6５2155＼ｈ10＿Toｃ3２865２１５9＂5。1 塔径的设计计算ﻩPＡＧERＥF_Ｔoc3２865２1５９\h13ＨYPERＬINＫ\ｌ”_Toc３2８652160＂5．1。1ﻩ精馏段：ﻩPAＧEREF＿Ｔoｃ3２8652160\ｈ13HYPERLINＫ＼l"_Tｏc３２8652161”5．１.2ﻩ提馏段：ﻩPAGEＲＥＦ_Toｃ328６5２１６１＼h1４HＹＰＥRLINＫ＼l"_Toc328６52１６2”５.2ﻩ塔的有效高度的计算ﻩPＡGEREF＿Tｏc3２８６52１６2＼ｈ15ＨYＰＥRＬINK5.5ﻩ塔板布置 PAＧEREＦ_Toｃ３２86５2167\h17HYPＥRLINK\l”_Ｔoc328６52168”5.5.1 精馏段：ﻩPAGＥRＥF_Toｃ328６５2168\h１7HYＰEＲLINK＼l＂_Tｏc３2８６5２１69”5．5．2ﻩ提馏段：ﻩＰAGＥREF＿Tｏｃ３28652169\h18ＨYPERLINＫ\ｌ”＿Toc32８6521７0”6 流体力学验算ﻩPAGEREＦ_Toｃ３28６52170\h２０ＨYPERLIＮK＼l"_Toc３286５21７１"６.1ﻩ塔板压强降ﻩPAGEREF＿Ｔoc328652171\ｈ20HYＰERLINK＼l＂_Toc32865217２"6。１。１ﻩ精馏段:ﻩPAＧEＲＥF_Ｔｏｃ32８６52172\h２０HＹＰEＲLＩNＫ＼l＂＿Ｔoc３2８652173＂6．1．２ﻩ提馏段：ﻩPAGＥREF_Toｃ３２８65２173\h２1HＹＰERLIＮK\ｌ＂_Tｏｃ３２８６５217４＂6．2 液沫夹带量的校核ﻩPAGＥREF＿Ｔoc3２86５2１７4\ｈ２1ＨYPERLIＮK\l＂＿Ｔoc32865２175＂6。2。1ﻩ精馏段：ﻩPAGERＥF_Tｏｃ３２865217５＼h21ＨYPＥRＬINＫ\ｌ＂_Ｔoｃ3286５２１7６＂6．2。2ﻩ提馏段:ﻩPAGＥＲEF_Toc３2８6５2１7６＼h2２HYＰERLＩNK\l＂_Toc３２86521７7"6．３ﻩ溢流液泛的校核 PＡＧＥREＦ＿Toc3286521７７\ｈ２２ＨYPERＬINＫ\ｌ＂＿Toｃ３28652１７８”6。３。１ﻩ精馏段:ﻩＰAＧERＥF＿Toc３28652178\h２2HＹPEＲLＩNK\l"_Toc３2８65２1７9"6。3．2ﻩ提馏段:ﻩPAGEＲＥF＿Ｔoc3２８65２179＼ｈ2３ＨYPERLINK＼l"_Ｔｏｃ328６521８0”６。４ﻩ液体在降液管内停留时间的校核ﻩPＡGＥREF_Ｔoｃ3２８6521８０\ｈ2３HYPＥRＬＩNK\l"_Toc328６521８1”6．4.1ﻩ精馏段：ﻩPAＧEＲＥF＿Toｃ32865２1８１\h２３ＨYＰＥRLINＫ\l＂_Ｔoc32865２18２”６．4．２ﻩ提馏段： PAGEＲEF_Toｃ3２86５2１8２＼h２３HＹＰERLＩＮK\l＂_Ｔoｃ３2865２１８３＂６。5ﻩ漏液点的校核ﻩPAＧEREＦ_Toc３2865２18３\h２3HYPEＲＬINK\l＂＿Ｔｏc3２86５2184”６。5．1 精馏段：ﻩPAGERＥF＿Toｃ3２865218４\h２3HＹＰERLＩNK\ｌ＂_Toc32８652185＂6．５．2ﻩ提馏段： PＡGＥREF_Tｏc328652１85\ｈ24HYPERLＩＮK\l＂＿Ｔoc32865２１8６"7ﻩ塔板负荷性能图(以精馏段为例）ﻩＰAＧEREF＿Ｔoｃ3２8652１８６\ｈ２５ＨYPERLINK\l"_Toｃ３28６521８７"7.1ﻩ漏液线ﻩPAGEREF_Ｔoｃ3２86５2187\ｈ25HYPEＲＬINＫ\l”_Toc32865２１８８"7.2ﻩ液沫夹带线ﻩPAGＥRＥＦ_Toc３２86５２188＼h２5HYＰERLIＮK＼ｌ＂＿Ｔoc３2８6５2189”7．3 液相负荷下限线 PAGEREＦ＿Ｔｏc32865２1８9＼h２6HYPEＲＬＩNＫ\ｌ”_Toc3２８６52190"7．４ﻩ液相负荷上限线ﻩＰAGEREF_Tｏｃ32865２19０\ｈ26ＨYＰＥRＬＩNK\l”_Ｔoc3２865２191”７。５ﻩ液泛线ﻩPAＧERＥF_Toc3２865２191\ｈ27HYPEＲＬIＮK＼l"_Tｏｃ３2８6５２１92”７。6ﻩ负荷性能图及操作弹性 PAGEREF_Tｏc3２865２192＼h28HＹPERLＩNK\l＂＿Ｔoc3２８６5２1９3＂８ﻩ计算结构汇总表ﻩPAGＥRＥF_Ｔｏc３２86521９３＼h２９HYＰERLIＮK\l＂_Ｔoc328652194＂9ﻩ小结ﻩPAＧEＲＥF＿Ｔoc328652１９4\ｈ30设计方案的选择及流程说明概述精馏原理利用从塔底部上升的含轻组分较少的蒸气，与从塔顶部回流的含重组分较少的液体逆流接触，同时进行多次部分汽化和部分冷凝,使原料得到分离。同时进行多次部分汽化和部分冷凝是在精馏塔中实现的。塔板上有一层液体,气流经塔板被分散于其中成为气泡,气、液两相在塔板上接触,液相吸收了气相带入的热量。使液相中的易挥发组分汽化,由液相转移到气相；同时,气相放出了热量，使气相中的难挥发组分冷凝，由气相转移到液相。部分汽化和部分冷凝的同时进行是汽化、冷凝潜热相互补偿.精馏就是多次而且同时进行部分汽化和部分冷凝，使混合液得到分离的过程。精馏塔选定精馏是气液两相之间的传质过程，而传质过程是由能提供气液两相充分接触的塔设备完成，并要求达到较高的传质效率。根据塔内气液接触部件的结构型式,可分为板式塔和填料塔两大类。板式塔内设置一定数量塔板，气体以鼓泡或喷射形式穿过板上液层进行质量、热量传递，气液相组成呈阶梯变化，属于逐级接触逆流操作过程。填料塔内装有一定高度的填料层，液体自塔顶填料表面下流，气体逆流而上,与液相接触进行质量、热量传递，气液相组成沿塔高连续变化，属于微分接触操作过程。我们选择的是板式塔.板式塔大致可分为两类：一类是有降液管的塔板,如泡罩、浮阀、筛板等;另一类是无降液管塔板，如栅板、穿流式波纹板等。工业上应用较多的是前者。这里,我们选择的是具有降液管的筛板塔。筛板塔是在塔板上钻有均匀分布的筛孔,上升气流经筛孔分散、鼓泡通过板上液层,形成气液密切接触的泡沫层(或喷射的液滴群）.筛板塔的优点是结构简单，制造维修方便，造价低，相同条件下生产能力高于浮阀塔。其缺点是稳定操作范围窄,小孔径筛板易堵塞，不适宜处理粘性大的、脏的和带固体粒子的液料。但设计良好的筛板塔仍具有足够的操作弹性，对易阻塞的物系可采用大孔径筛板。工业上对塔设备的主要要求:(1)生产能力大；（2）传质、传热效率高;(3）气流的摩擦阻力小;(４)操作稳定,适应性强，操作弹性大；（5）结构简单，材料耗用量小;（6）制造安装容易，操作维修方便。此外还要求不易堵塞、耐腐蚀等。实际上，任何塔设备都难以满足上述所有要求,因此，设计者应根据塔型特点、物系性质、生产工艺条件、操作方式、设备投资、操作与维修费用等技术经济评价以及设计经验等因素,依矛盾的主次,综合考虑,选择适宜的塔型。设计方案的确定本设计任务为分离苯—甲苯混合物。对于二元混合物的分离，应采用连续精馏流程。设计中采用泡点进料，将原料液通过预热器加热至泡点后送入精馏塔内.塔顶上升蒸气采用全凝器冷凝，冷凝液在泡点下一部分加回流至塔内,其余部分经产品冷却器冷却后送至储罐。塔釜采用间接蒸汽加热，塔底产品经冷却后送至储罐。精馏塔的物料衡算原料液及塔顶和塔底产品的平均摩尔质量甲苯的摩尔质量＝92.13ｋg／kmoｌ苯的摩尔质量=78.１1kｇ／ｋｍol=0．６7８。１１+（1-0．6)9２.１3=83．718ｋg/kｍol=0.９478.１1+(１-0．9４）92.１3＝78.95１２ｋｇ／kmol原料液及塔顶和塔底的摩尔分率η＝０．９5f=６700kg/hＦ＝=＝８0.０3Kｍｏｌ/ｈη==０．9４所以D=４8.02Kmol/h由物料衡算D＋W＝FＦ=D+Ｗ，所以W=３2．01Kｍoｌ/h所以:=0。08９9物料衡算原料处理量F＝＝＝80．03Kmol/ｈ总物料衡算F=D＋WD＋W＝Ｆ联立解得D＝48.０2kmoｌ/ｈW=３2.０１mol/h塔数的确定理论板层数的求取相对挥发度的求取有内插法可计算塔顶、塔釜的气液相组成塔顶:0.86３塔釜：０.2１50．７85２。４9２．７７２.63求最小回流比及操作回流比泡点进料：故最小回流比为==取操作回流比为R=1．7=1.７０。７1＝１.2０7求精馏塔的气、液相负荷求操作线方程精馏段操作线方程为(a）提馏段操作线方程（b）采用逐板法求理论板层数由得将=２.63代入得相平衡方程（c）联立（a)、(b）、（c)式，可自上而下逐板计算所需理论板数.因塔顶为全凝则由(c)式求得第一块板下降液体组成利用(a）式计算第二块板上升蒸汽组成为＝0．５４7+０。426＝0．547*0．８5６+0.４26＝0．894交替使用式（a）和式（ｃ）直到,然后改用式(ｂ）和式（ｃ）交替计算,直到为止，计算结果见表1。表1板号123456７8９ｙ０。90０．89４0.8420.792０。7４20．65２０．5140．346０.19x０．８56０。7６２0．670０。5９１≤ｘF０．５220.４1６０。２87０．167０．08１９≤ｘＷ精馏塔的理论塔板数为＝9（包括再沸器）进料板位置实际板层数的求取全塔效率为０。5４５,则有（包括再沸器)精馏塔的工艺条件及有关物性数据的计算操作压力的计算塔顶的操作压力每层塔板的压降进料板压力塔底操作压力精馏段平均压力提馏段平均压力操作温度的计算依据操作压力，由泡点方程通过试差法计算出泡点温度，其中苯、甲苯的饱和蒸汽由安托尼方程计算，计算结果如下:塔顶温度进料板温度塔底温度精馏段平均温度=（81．26４＋9０。6５）／2＝85．957提馏段平均温度平均摩尔质量计算塔顶平均摩尔质量的计算由理论板的计算过程可知，,x1=０．856进料板平均摩尔质量的计算由理论板的计算过程可知，,塔底平均摩尔质量的计算有理论版计算过程可知精馏段的平均摩尔质量为提馏段的平均摩尔质量为平均密度计算气相平均密度计算由理想气体状态方程式计算，即精馏段气相平均密度提馏段气相平均密度ﻩﻩ液相平均密度计算液相平均密度计算依下式计算，即：塔顶液相平均密度的计算。由，查液体在不同温度下的密度表得：进料板液相平均密度的计算。由,查液体在不同温度下的密度表得：塔底液相平均密度的计算由，查手册得塔底液相的质量分率 精馏段的平均密度为：提馏段的平均密度为：液体平均表面张力的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的计算.由,查液体表面张力共线图得：进料板液相平均表面张力的计算.由，查液体表面张力共线图得:由，查手册得ﻩ精馏段平均表面张力为:提馏段平均表面张力为:液体平均黏度计算液相平均黏度依下式计算,即:塔顶液相平均黏度的计算：由，查气体黏度共线图得：进料液相平均黏度的计算:由，查气体黏度共线图得:塔底液相平均黏度的计算:由，查气体黏度共线图得:精馏段液相平均黏度为：1提馏段液相平均黏度为：1塔及塔板的工艺尺寸的设计计算塔径的设计计算精馏段：精馏段的气、液相体积流率为：由，式中C由求取，其中由筛板塔汽液负荷因子曲线图查取，图横坐标为0.０33取板间距,,板上液层高度,则查筛板塔汽液负荷因子曲线图得取安全系数为0．7，则空塔气速为:按标准塔径圆整后为。塔截面积为：提馏段：提馏段的气、液相体积流率为ﻩﻩ 由式中，负荷因子由史密斯关联图查得，图的横坐标为取板间距,板上清液层高度取，则由史密斯关联图，得知气体负荷因子取安全系数为,则空塔气速为按标准塔径圆整后为塔截面积为实际空塔气速为塔的有效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，塔的实际高度的计算精馏塔的有效高度为：溢流装置的计算精馏段：因塔径,可选用单溢流弓形降液管，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，堰上液层高度由下式计算，即:近似取Ｅ=１,则取板上清液层高度故弓形降液管宽度和截面积:由，查弓形降液管参数图得：则:,验算液体在降液管中停留时间，即:故降液管设计合理。降液管底隙的流速,则:故降液管底隙高度设计合理.选用凹形受液盘，深度。提馏段：因塔径,所以可选取单溢流弓形降液管,采用凹形受液盘。各项计算如下：堰长可取溢流堰高度由选用平直堰,堰上层液高度由式计算近似取，则取板上清液层高度故弓形降液管宽度和截面积：由查图得故降液管底隙的流速取则故降液管底隙高度设计合理选用凹形受液盘，深度。塔板布置精馏段:塔板的分块.因,所以选择采用分块式，塔板可分为3块。边缘区宽度确定：取,开孔区面积计算.开孔区面积计算为:其中故筛孔数与开孔率筛孔计算及其排列.本设计的物系没有腐蚀性,可选用碳钢板,取筛孔直径筛孔按正三角形排列,取孔中心距为筛孔的数目为开孔率为：气体通过筛孔的气速为：提馏段：塔板的分块.因,所以选择采用分块式,塔板可分为3块.边缘区宽度确定：取，开孔区面积计算。开孔区面积计算为：其中故筛孔数与开孔率筛孔计算及其排列。本设计的物系没有腐蚀性，可选用碳钢板,取筛孔直径筛孔按正三角形排列,取孔中心距为筛孔的数目为开孔率为：气体通过筛孔的气速为：流体力学验算塔板压强降精馏段:干板阻力计算。干板阻力由下式计算：由,查筛板塔汽液负荷因子曲线图得故气体通过液层的阻力计算。气体通过液层的阻力由下式计算，即查充气系数关联图得。故液柱(３）液体表面张力的阻力计算液体表面张力所产生的阻力由下式计算，即:液柱本设计系常压操作，对板压降本身无特殊要求.提馏段:干板阻力计算。干板阻力由下式计算：干板的阻力按公式计算并由可，查得故液柱气体通过液层的阻力计算。气体通过液层的阻力按公式计算查得故液柱液体表面张力所产生的阻力由下式计算，即:液柱本设计系常压操作，对板压降本身无特殊要求。液沫夹带量的校核精馏段：液沫夹带量由公式计算。由故故本设计中液沫夹带量在设计范围之内。提馏段:液沫夹带量由公式计算由故故本设计中液沫夹带量在设计范围之内。溢流液泛的校核精馏段：为防止塔内发生液泛，降液管内液高度应服从下式关系，即苯—甲苯属于一般物系，取，则液柱而液柱故降液管内的当量清液高度液柱则故在本设计不会发生溢流液泛。提馏段：为防止塔内发生液泛,降液管内液高度应服从下式关系，即苯-甲苯属于一般物系，取，则液柱而液柱故降液管内的当量清液高度液柱则故在本设计不会发生溢流液泛.液体在降液管内停留时间的校核精馏段:ﻩ为避免发生严重的气泡夹带现象，通常规定液体在降液管的停留时间不小于ﻩ液体在降液管内的停留时间为不会产生严重气泡夹带。提馏段:为避免发生严重的气泡夹带现象,通常规定液体在降液管的停留时间不小于 液体在降液管内的停留时间为不会产生严重气泡夹带。漏液点的校核精馏段:设漏液点的孔速，相应的动能因子(以为基准）故塔板上当量清液高度为查得此漏液点的干板压降对筛板塔,漏液点气速可由下式计算，即因计算值与假定值接近，故计算正确塔板的稳定系数可由下式计算,即故在本设计中无明显漏液。提馏段:设漏液点的孔速,相应的动能因子(以为基准）故塔板上当量清液高度为查得此漏液点的干板压降对筛板塔,漏液点气速可由下式计算,即因计算值与假定值接近，故计算正确塔板的稳定系数可由下式计算，即在本设计中无明显漏液。塔板负荷性能图（以精馏段为例）漏液线由得在操作范围内，任取几个值,依上式计算出值计算结果列于下表由上表数据即可作出漏液线1。液沫夹带线以为限，求关系如下：故整理得ﻩ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由上表即可作出液沫夹带线２。液相负荷下限线对于平流堰,取堰上液层高度作为最小液体负荷标准,则取,则据此可做出与气体流量无关的垂直液相负荷下限线３。液相负荷上限线以作为液体在降液管中停留时间的下限，由下式故据此可以作出与气体流量无关的垂直液相负荷上限4。液泛线令联立得忽略、，将与、和、与的关系代入上式，得式中将有关数据代入,得故在操作范围内，任取几个值,依上式计算出值计算结果列于下表负荷性能图及操作弹性在负荷性能图上，作出操作点A，连接OA，即作出操作线。由图二可看出，该筛板的操作