化工原理课程设计苯甲苯的分离VIP

化工原理课程设计题 目：苯-甲苯混合液筛板塔精馏工艺设计 姓 名： 孙鹏 班 级： 高材 11101 学 号： 201101929 序 号： 23 指导教师： 石东坡 日 期： 2014.7.4 2目录概述 .3浮阀塔设计任务书 .3设计计算 .43.1 设计方案的选定 .43.2 精馏塔的物料衡算 .43.3.53.3.1 理论板层数 NT 的求取 .53.3.2 确定实际板数 .83.4 精馏塔的工艺条件及有关物性数据的计算 .93.4.1 操作温度计算 .93.4.2 平均摩尔质量计算 .93.4.3 平均密度计算 .103.4.4 液体平均表面张力计算 .123.4.5 液体平均粘度计算 .123.4.6 气液负荷计算 .133.5 精馏塔的塔体工艺尺寸计算 .143.6 塔板主要工艺尺寸的计算 .163.7 塔板的流体力学校核 .183.8 塔板负荷性能图 .20设计结果一览表 .23塔附件设计 .24苯甲苯精馏塔的工艺流程图 .25结束语 .26参考文献 .263概述蒸流和精馏是化工生产中常用的一种混合物分离方法。精馏过程的实质是利用混合物中各组分具有不同的挥发度。即在同一温度下，各组分的饱和蒸汽压不同这一性质，使液相中的轻组分转移到汽相中，汽相中的重组分转移到液相中，从而达到分离的目的。因此精馏塔操作弹性的好坏直接关系到化工企业的经济效益。在化工生产中，塔设备的性能对于整个装置的产品产量、质量、生产能力和消耗定额，以及三废处理和环境保护等各个方面，都有非常重大的影响。本设计是针对苯甲苯的分离而专门设计的塔设备。根据设计条件以及给出的数据描述出塔温度的分布，求得最小回流比以及塔顶的相对挥发度、塔釜的相对挥发度、全塔平均相对挥发度，又根据物料平衡公式分别计算出精馏段和提馏段的汽、液两相的流量。之后，计算塔板数、塔径等。根据这些计算结果进行了塔板结构的设计等。计算和设计这些之后进行了有关的力学性能计算和一系列的校核。浮阀塔设计任务书一、工艺要求与数据1、料液为苯甲苯混合液，含苯 0.55（质量分率，下同） ；2、产品含苯不低于 94%，残液含苯不高于 3%3、生产能力：50000 吨/年（按进料算）二、设计条件连续操作、中间加料、泡点回流。操作压力：常压进料状况：泡点进料生产时间：330 天/年塔釜间接蒸汽加热三、设计内容精馏装置流程设计与论证精馏过程的工艺计算浮阀塔主要工艺尺寸的确定塔盘设计流体力学条件校核、作负荷性能图主要辅助设备的选型四、设计成果设计说明书一份设计图纸，包括流程图，负荷性能图，塔盘布置图，浮阀塔工艺条件图。4设计计算3.1 设计方案的选定 本设计任务为分离苯一甲苯混合物。由于对物料没有特殊的要求，可以在常压下操作。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人精馏塔内。塔顶上升蒸气采用全凝器冷凝，冷凝液在泡点下一部分回流至塔内，其余部分经产品冷却器冷却后送至储罐。该物系属易分离物系，最小回流比较小，故操作回流比取最小回流比的 1.7 倍。塔底设置再沸器采用间接蒸汽加热，塔底产品经冷却后送至储罐。其中由于蒸馏过程的原理是多次进行部分汽化和冷凝，热效率比较低，但塔顶冷凝器放出的热量很多，但其能量品位较低，不能直接用于塔釜的热源，在本次设计中设计把其热量作为低温热源产生低压蒸汽作为原料预热器的热源之一，充分利用了能量。由于产品粘度较小，流量较大，为减少造价，降低生产过程中压降和塔板液面落差的影响，提高生产效率，选用浮阀塔。浮阀塔特点：1.处理能力大，比同塔径的泡罩塔可增加 20%40%，而更接近于筛板塔；2.操作弹性大，一般约为 59，比筛板、泡罩和舌形踏板的操作性要大得多；3.塔板效率高，比泡罩塔高 15%；4.压力小，在常压塔中每块板的压降一般为 400660N/；5.液面梯度小；6.使用周期长；7.结构简单，安装容易，制造费为泡罩塔的 60%80%,为筛板塔的 120%130%。3.2 精馏塔的物料衡算(1) 原料液及塔顶、塔底产品的摩尔分率 苯的摩尔质量 甲苯的摩尔质量 0.5/78.10.446923Fx.909781.D.30.352.Wx5（2）原料液及塔顶、塔底产品的平均摩尔质量 0.478.105692.1385.6FMkgmol97D.3.4Wkl（3）物料衡算 原料处理量75.013.3248.96Fmolh总物料衡算 73.44 =DW苯物料衡算 73.440.440.949D0.035 W联立解得 D32.54 kmolhW=40.90 kmolh式中 F-原料液流量D-塔顶产品量W-塔底产品量3.3 塔板数的确定 3.3.1 理论板层数 NT 的求取 （1）由手册查得苯一甲苯物系的气液平衡数据，绘出 x y 图，见下图（2）求最小回流比及操作回流比。 采用作图法求最小回流比。在上图中对角线上，自点 e（0.44,0.44）作垂线 ef即为进料线(q 线)，该线与平衡线的交点坐标为 60.653, 0.44qyqx故最小回流比为 min0.94.6531.4qDyRx取操作回流比为 in1.72.8（3）求精馏塔的气、液相负荷 2.83.54.LRDkolh(1)71069Vm(泡点进料：q=1) ()./qFkl 2.83547.8/LRDkolh（4）求操作线方程 精馏段操作线方程为 10.69.201DnnnxRyx提馏段操作线方程为 1.38.1mwmLWyxxV（5）逐板法求理论板又根据 可解得min(1)dDFfxR=2.475 相平衡方程 2.4751()1xxy= 0.949 1Dyx111 0.83()2.475()yxy7210.69.0.9DxRy22 0.792(1)yx32.842yx33 0.682(1)yx430.69.0.765yx44 .5()yx54.2.8yx55 0.468(1)yx610.9.0.61yx66 .39()yx因为 精馏段理论板 。进料板位置在第 6 快塔板。6f =5N精160.39x 120.5.38.29yx222 0.31()y23.4.18333 .5(1)yx 340.1.8.9yx444 0.6()yx45.1.8yx555 .8(1)yx 560.1.38.6yx5556 0.4()yx67.5.xy8 所以提留段理论板5557 0.21(1)yxwx=6N提则全塔总理论板层数 （不包括再沸器） 。T=N3.3.2 确定实际板数（1）全塔效率的计算采用“ 的精馏塔效率关联图”将全塔效率 关联成 的函数，Oconel TEm近似式为 0.254T.9()mEu液体平均粘度为 1nix（查表得各组分黏度 =0.269， =0.277）1212()0.469(10.4).270.31mFFx0.495TEu-0.（ ）精馏段实际板层数 9.63101.%TNE精提馏段实际板层数 =.52.T提总实际板层数 +10=ppN提精进料板在第 11 块板93.4 精馏塔的工艺条件及有关物性数据的计算 3.4.1 操作温度计算 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、甲苯的饱和蒸气压由安托尼方程 计算。*Blgp=A-t+C苯的安托因方程： *12l6.03-t.8甲苯的安托因方程： *B45lgp=.-t+9.计算结果如下： 塔顶温度 81.5Dt进料板温度 86.7 F塔底温度 =98.8wt精馏段平均温度 =（ 81.586.7）/2 =84.1mt提馏段平均温度 =（86.7+98.8）/2 =92.75t3.4.2 平均摩尔质量计算 塔顶平均摩尔质量计算 由 =0.949,查平衡曲线得D1xy10.89x,0.897.(.)23765LmMkgmol,44.VD进料板平均摩尔质量计算 10由上面理论板的算法，得 0.653， 0.44FyFx,0.65378.1(0.653)92.18.7VFmMkgmol,446L塔底平均摩尔质量计算由相平衡方程，得w0.35xw0.68y,.687.1(.)92.13.VWmMkgmol,0350564Lw精馏段平均摩尔质量 ,78.2.98.9Vmkgmolkg