化工原理课程设计苯—甲苯精馏塔的设计

1、化工原理课程设计题目：苯甲苯精馏塔的设计专业：应用化工技术 姓名：刘亚威指导教师：苏明阳河南工业职业技术学院2013年1月4日目录 前言-3 任务书-4 一.理论依据-4 二.工艺计算过程 1设计方案的确定-7 2精馏塔的物料衡-7 3.塔板数的确定-8 4. 精馏塔的工艺条件及有关物性数据的计算-8 5.精馏段气液负荷计算-10 6、塔和塔的主要工艺尺寸计算-11 7.筛板的流体力学验算-15 8. 塔板负荷性能图-179. 精馏塔的附属设备及接管尺寸-21三.参考文献-21前言化工原理课程设计是高等学校的一门专业必修课,通过本课程学习,有利于培养学生的独立工作、独立思考和运用所学知识解决实

2、际工程技术问题的能力,是提高学生综合素质,使大学生向工程师转化的一个重要的教学环节。蒸馏单元操作自古以来就在工业生产中用于分离液体混合物。它是利用液体混合物中各组分的挥发度不同进行组份分离的，多用于分离各种有机混合液，蒸馏有许多操作方式，按有没有液体回流，可分为有回流蒸馏与无回流蒸馏，有回流的蒸馏称为精馏。本次设计的要求是要设计苯-甲苯精馏塔，用以分离苯-甲苯的混合液。此次设计在盛建国老师的指导下进行，运用学过的基础知识，锻炼自己设计生产设备的能力。此次设计加深了我们对精馏操作的认识，锻炼了我们阅读化工原理文献并且搜集资料的能力，同时液培养了我们独立思考问题、分析问题、解决问题的能力，也培养了

3、我们相互协作的能力，为今后实际工作的应用打好了基础。 由于设计者的水平有限，所设计的方案之中难免有不妥之处，希望老师给予批评指正。任务书在一连续操作的精馏塔中分离苯-甲苯溶液，混合液中含苯41%，饱和液体进料。已知原料液的处理量为4000kg/h要求：馏出液中苯的组成不低于0.94（摩尔分数），釜液中苯的组成为0.06。单板压降不大于0.7kpa，操作压力：4kpa（塔顶常压），回流比：r=2，进料热状态参数q=1.38.理论依据（1）苯和甲苯的物理性质：项目分子式分子量沸点临界温度,临界压强,kpa苯ac6h678.1180.1288.56833.4甲苯bc6h5-ch392.13110.6

4、318.574107.7 (2)苯与甲苯的液相密度l：t,8090100110120苯，kg/m3815803.9792.5780.3768.9甲苯，kg/m3810800.2790.3780.3770.0(3)液体表面张力：t,8090100110120苯，mn/m21.2720.0618.8517.6616.49甲苯，mn/m21.6920.5919.9418.4117.31 (4)液体粘度lt,8090100110120苯，mpas0.3080.2790.2550.2330.215甲苯，mpas0.3110.2860.2640.2540.228(5)液体气化热 t,80901001101

5、20苯，kj/kg394.1386.9379.3371.5363.2甲苯，kj/kg379.9373.8367.6361.2354.6(6)饱和蒸汽压p：苯、甲苯的饱和蒸汽压可用方程antoine求算，p=a，式中：t-物系温度；p-饱和蒸汽压a、b、c-antoine常数，其值见附表：组分abc苯6.0231206.35220.24甲苯6.0781343.94219.58（7）苯甲苯溶液的气液平衡数据温度t液相中苯的摩尔分数x气相中苯的摩尔分数y110.560.000109.911.002.50108.793.007.11107.615.0011.2105.0510.0020.8102.79

6、15.0029.4101.7520.0037.298.8425.0044.297.1330.0050.795.5835.0056.694.0940.0061.992.6945.0066.791.4050.0071.390.1155.0075.588.8060.0079.187.6365.0082.586.5270.0085.785.475.0088.584.4080.0091.283.3385.0093.682.2590.0095.981.1195.0098.080.6697.0098.880.2199.0099.680.01100.00100工艺计算过程1. 设计方案的确定 本设计任务为分离

7、苯一甲苯混合物。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2倍。塔釜采用间接蒸汽加热，塔底产品经冷却后送至储罐。 二.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 已知：流量f=7t/h xf=0.24 xw=0.05 xd=0.792）原料液及塔顶、塔底产品的平均摩尔质量 mf=0.2478+0.6792=88.64kg/kmol

8、md=81.05 kg/kmolmw=91.43kg/kmol（3）物料衡算 原料处理量：总物料衡算 dw=78.9苯的物料衡算78.90.24=0.79d0.05w联立解得 d22.18 kmolhw=56.72kmolh三塔板数的确定 相平衡方程:x=y/a-(a-1)y=y/2.45-1.45y精馏段操作线方程 y=(r/r+1)x+/（r+1）=0.74x+0.25塔釜汽液回流比r 求得=2=21.806=3.612提留段操作线方程： 理论塔板数计算：先交替使用相平衡方程与精馏段操作线方程计算如下：y1=0.79 由相平衡方程 =0.606精馏段操作线方程：=00.646 =0.427

9、=0.506。 =0.295 =0.402 =0.215所以第三快板为进料板以下交替用提留段操作线方程与相平衡方程计算如下：=0.307 =0.1604=0.222 = 0.1043=0.1346 =0.0597=0.0651 =0.0276 所以总理论板数为10，精馏段理论板数为5。全塔效率:=81.28 塔内平均温度为 92.348 液相平均粘度 49、实际塔板 精馏段6层 提留段8层 四精馏塔的工艺条件及有关物性数据的计算 以精馏段为例进行计算。 （1）操作压力计算 塔顶操作压力 pd101.34= 105.3 kpa每层塔板压降 p0.7 kpa进料板压力 pf 105.30.7610

10、9.5kpa精馏段平均压力 p m （105.3109.5）2107.4 kpa（2）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、甲苯的饱和蒸气压计算结果如下： 塔顶温度 99.22 进料板温度 100.18 精馏段平均温度 （99.22+100.18）/2 = 99.7（3）平均分子量塔顶 =0.79 =0.606 =0.7978.11+(1-0.79)92.13=81.05 kg/kmol=0.60678.11+(1-0.606)92.13=83.63 kg/kmol进料板 =0.436 =0.24 =0.43678.11+(1-0.436)92.13=86.0

11、2 kg/kmol=0.2478.11+(1-0.24)92.13=88.77 kg/kmol 则精馏段平均分子量=(81.05+86.02)/2=83.535 kg/kmol=(83.63+88.77)/2=86.2 kg/kmol（4）平均密度1.液相密度 依下式： (为质量分数)塔顶 =809.7kg /m3进料板，由加料板液相组成=0.46= =780.4 kg/m3故精馏段液相平均密度=(809.7+780.4)=795.05kg/ m32.气相密度= 2.80 kg/ m3(5)液体表面张力 =顶部 =0.7920.71+0.2121.18=20.81 mn/m进料 =0.2151

12、8.94+0.78519.99=19.76 mn/m则精馏段平均表面张力为：= (21.81+19.76)/2=20.285 mn/m（6）液体粘度=顶部 =0.790.294+0.210.299=0.295mpas进料 =0.2050.257+0.7850.266=0.264 mpas则精馏段平均液体粘度lm=(0.295+0.264)/2=0.279 mpas五、精馏段气液负荷计算v=(r+1)d=(3.612+1)22.18=82.33 kmol/h=0.68 m3/s l=rd=3.61222.18=80.114 kmol/hls=0.0024m3/s=8.64 m3/h六、塔和塔板主

13、要工艺尺寸计算（一）塔径d参考下表，初选板间距 =0.40m,取板上液层高度=0.06m,故板间距与塔径的关系塔径,m0.3-0.50.5-0.80.8-1.61.6-2.42.4-4.0板间距,m200-300250-350300-450350-600400-600-=0.40-0.06=0.34m查图5-8 得c20=0.072,依下式校正到物系表面张力为20.4n/m时的c,即：c= ()0.2=0.072(20.3/20)0.2=0.0722 m/s取安全系数为 0.70，则u=0.70=0.701.215=0.851 m/s故 d=1.018 m按标准，塔径圆整为1.2m,则空塔气速

14、为0.79m/s.（二）溢流装置采用单溢流、弓形降液管、平形受液盘及平形溢流堰，不设进口堰。各项计算如下。1.溢流堰长取堰长=0.66d,即=0.661.018=0.67m2.出口堰高=- 由/d=0.66/1.018=0.66, 23.5 m知e为1.05，依下式：=0.013m故=0.06-0.013=0.047m3.降液管的宽度与面积由/d=0.66，得：/d=0.124, /at=0.0722故=0.124d=0.1241.018=0.126m=0.0722d2=0.07220.7851.0182=0.0587m2由下式计算液体在降液管中停留时间以检验降液管面积， 即=9.785s 符

15、合要求4. 降液管底隙高度 取液体通过降液管底隙的流速为0.08m/s,依式计算降液管底隙高度0.045m（三）塔板布署（1）取边缘区宽度wc=0.035m、安定区宽度ws=0.065m(2)依式计算开孔区面积其中：-(0.126+0.065)=0.318mr= -c=-0.035=0.474m（四）筛孔数n与开孔率取筛孔的孔径d0为5mm,正三角形排列，一般碳钢的板厚为3mm,取t/d0=3.0,故孔中心t=3.05.0=15.0mm。依式计算塔板上的筛孔数n，即n=孔依式计算塔板上开孔区的开孔率,即=10.1% (在5-15%范围内)每层塔板上的开孔面积a0为：a0=0.1010.543=

16、0.055m2气体通过筛孔的气速 u0= m/s(五)塔有效高度（精馏段）z=(6-1)0.4=2m（六）塔高计算m七、筛板的流体力学验算（一）气体通过筛板压降相当的液柱高度依式 =1.干板压降相当的液柱高度依1.67，查图8-13，c0=0.84,于是有=0.0512.气流穿过板上液层压降相当的液柱高度 0.901m/s,f= 由图8-14查取板上液层充气系数依式3.克服液体表面张力压降相当的液柱高度依式=m故 =0.0389+0.0366+0.00208=0.0m单板压降：=g=0.078795.059.61=608.36pa1.5)故在设计负荷下不会发生过量漏夜。（四）液泛验算为防止降液

17、管液泛的发生，应使降液管中清夜高度。依式计算，即依式计算，即：=0.078+0.06+0.00097=0.139m取0.5，则故在设计中负荷下不会发生液泛。根据以上塔板的各项流体力学验算，可认为精馏段塔径及各工艺尺寸是合适的。八、塔板负荷性能图（一）雾沫夹带线（1）依式(h) 式中 (a) 近似取1.0, =0.047m, =0.67m故 (b)取雾沫夹带极限值为0.1kg液/kg气,已知=20.4110-3n/m, =0.4m,并将 (a)、（b） 式代入式(h)，得下式：,整理得 。 在操作范围内，任取几个值，依式算出相应的 值列于附表1中。附表1，m3/s0.610-41.510-33.

18、010-34.510-3，m3/s1.321.311.291.13396依表中数据在 - 图中雾沫夹带线（1），如图3所示。（二）液泛线（2）有 (x)近似取=1.0, =0.046m, =0.67m由式 = (c) 由式= 及式=0.00208m (已算出)，得=0.0883vs2+0.0282+0.4903+0.00208=0.0303+0.0883vs2+0.4903 (d)又因为 （e） (e)将 ht=0.4m, =0.047m, =0.5 及 (c)、(d)、(e) 式代入式(x) 式得：0.5(0.4+0.047)=0.0303+0.0883vs2+0.4903+0.8712+0

19、.047+168.3整理得下式：vs2=1.66-15.42-1906ls2 (2)在操作范围内取若干 ls 值，依（2）式计算vs 值，列于附表2，依表中数据作出泛液线（2），如图3中线（2）所示。附表2ls,m3/s0.610-41.510-33.010-34.510-3vs,m3/s1.641.621.591.57（三）液相负荷上限线（3）取液体在降压管中停留时间为4秒，有下式m3/s (3)液相负荷上限线（3）在 vs-ls 坐标图上为与气体流量 无关的垂直线，如图3线（3）所示。（四）漏夜线（气相负荷下限线）（4）由 =0.047+0.8712, 代入漏夜点气速式： 把 =0.0537m2 代入上式并整理，得 此即气相负荷下限关系式，在操作范围内取若干ls 值，依（4）式计算 vs 值，列于附表3，依表中数据作出气相负荷下