苯甲苯板式精馏塔课程设计

1、食品工程原理课程设计说明书板式精馏塔设计姓名： 贾浩宇 学号： 201111010510 班级： 食工1105 2013年 12 月 18 目 录1. 设计任务.22. 设计条件.23. 设计方案简介.24. 工艺流程图.25. 工艺计算.35.1. 基础性数据.3 5.2. 精馏塔的物料衡算.35.2.1原料液及塔顶、塔底产品的摩尔分数.45.2.2 原料液及塔顶、塔底产品的平均摩尔质.55.2.3物料衡算原料处理量.55.3. 塔板数的确定.55.3.1 确定最小回流比.55.3.2求操作线方程.55.3.3 逐板法求理论板.55.3.4 求实际板数.76. 确定操作条件.76.1.操作压

2、力计算.76.2.确定操作温度.86.3.平均摩尔质量计算.96.4.平均密度计算.96.4.1 气相平均密度计算.96.4.2 液相平均密度计算.106.5. 液相平均表面张力计算.106.6. 液相平均粘度计算.117. 精馏塔的塔体工艺尺寸计算.127.1.气液相负荷的计算.127.2. 塔径的计算.127.3.精馏塔的有效高度的计算.148. 塔板主要工艺尺寸的计算.148.1. 溢流装置计算.149. 筛板的流体力学验算.1810. 塔板负荷性能图计算.2210.1 精流段.2210.1.1漏液线.2210.1.2液沫夹带线.2310.1.3液相负荷下限线.2410.1.4液相负荷上

3、限线.2410.1.5.液泛线.2410.1.6筛板塔负荷性能图.2511. 设计结果一览表.2712. 参考文献.2813. 实验心得.28 21、设计任务： 在一操作压力为4kPa（塔顶表压）的连续精馏塔内分离苯甲苯混合物。已知原料液的处理量为5100kg/h、组成为0.60(苯的质量分率，下同)，要求塔顶馏出液0.98，塔底釜液的组成为0.01。2、设计条件 操作压力 4kPa（塔顶表压） 进料热状况 自选 回流比 自选 单板压降 <0.7kPa 全塔效率 ET=60% 建厂地址 郑州3 、设计方案简介本设计采用连续精馏流程，饱和液体进料。塔顶上升蒸汽采用全凝器冷凝，冷凝液在泡点下

4、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。该物系属于易分离物系，最小回流比比较小，故操作回流比取最小回流比的2倍。塔釜采用饱和蒸汽间接加热，塔底产品冷却后送至储罐。4、工艺流程图原料液由高位槽经过预热器预热后进入精馏塔内。操作时连续的从再沸器中取出部分液体作为塔底产品（釜残液）再沸器中原料液部分汽化，产生上升蒸汽，依次通过各层塔板。塔顶蒸汽进入冷凝器中全部冷凝或部分冷凝，然后进入贮槽再经过冷却器冷却。并将冷凝液借助重力作用送回塔顶作为回流液体，其余部分经过冷凝器后被送出作为塔顶产品。为了使精馏塔连续的稳定的进行，流程中还要考虑设置原料槽。产品槽和相应的泵,有时还要设置高位槽。且在适

5、当位置设置必要的仪表（流量计、温度计和压力表）。以测量物流的各项参数。 5、工艺计算5.1基础物性数据表1 苯和甲苯的物理性质项目分子式分子量M沸点（）临界温度tC（）临界压强PC（kPa）苯AC6H678.1180.1288.56833.4甲苯BC6H5CH392.13110.6318.574107.7表2 苯和甲苯的饱和蒸汽压温度80.1859095100105110.6,kPa101.33116.9135.5155.7179.2204.2240.0，kPa40.046.054.063.374.386.0表3 常温下苯甲苯气液平衡数据（2：例11附表2）温度80.1859095100105

6、液相中苯的摩尔分率1.0000.7800.5810.4120.2580.130汽相中苯的摩尔分率1.0000.9000.7770.6300.4560.262表4 纯组分的表面张力(1：附录图7)温度8090100110120苯，mN/m甲苯，Mn/m21.221.72020.618.819.517.518.416.217.3表5 组分的液相密度(1：附录图8)温度()8090100110120苯,kg/814805791778763甲苯,kg/809801791780768表6 液体粘度µ（1：）温度()8090100110120苯（mP.s）0.3080.2790.2550.233

7、0.215甲苯（mP.s）0.3110.2860.2640.2540.228表7常压下苯甲苯的气液平衡数据温度t液相中苯的摩尔分率x气相中苯的摩尔分率y110.560.000.00109.911.002.50108.793.007.11107.615.0011.2105.0510.020.8102.7915.029.4100.7520.037.298.8425.044.297.1330.050.795.5835.056.694.0940.061.992.6945.066.791.4050.071.390.1155.075.580.8060.079.187.6365.082.586.5270.0

8、85.785.4475.088.584.4080.091.283.3385.093.682.2590.095.981.1195.098.080.6697.098.880.2199.099.6180.01100.0100.05.2精馏塔的物料衡5.2.1 原料液及塔顶、塔底产品的摩尔分数 苯的摩尔质量 =78.11Kg/mol 甲苯的摩尔质量 =92.14Kg/mol =0.639=0.983=0.0125.2.2 原料液及塔顶、塔底产品的平均摩尔质量 =0.63978.11+(1-0.639)92.14=83.17Kg/mol =0.98378.11+(1-0.983)92.14=78.35K

9、g/mol =0.01278.11+(1-0.012)92.14=91.96Kg/mol5.2.3物料衡算原料处理量 =61.32Kmol/h总物料衡算 61.32=D+W 苯物料衡算 61.320.639=0.983D+0.012W 联立解得 D=39.60Kg/mol，W=21.72Kg/mol式中 F-原料液流量 D-塔顶产品量 W-塔底产品量5.3塔板数的确定5.3.1 确定最小回流比 求最小回流比及操作回流比   采用公式法求最小回流比。选用泡点进料，故q=1。经查找资料，当q=1时，有公式：     &

10、#160;             苯-甲苯相对挥发度=2.46      故最小回流比为：Rmin=0.974 取操作回流比为：R=1.5Rmin =1.465.3.2求操作线方程精馏段操作线方程 提馏段操作线方程 5.3.3 逐板法求理论板 又根据 可解得 =2.46 相平衡方程 解得y= 变形得 x=用精馏段操作线和相平衡方程进行逐板计算 x8 = 0.610 < XF= 0.639 故精馏段理论板数 n=7用提留

11、段操作线和相平衡方程继续逐板计算 x17 =0.0063 < xw =0.012 所以提留段理论板n=9 总理论板层数，进料板位置5.3.4求实际板数 已知全塔效率为0.6 则有 精馏段实际板层数： 提馏段实际板层数：6确定操作条件6.1.操作压力计算 精馏段：塔顶操作压力 +4 =105.3kPa每层塔板压降 kPa进料板压力 kPa 精馏段平均压力 kPa（2）提馏段塔底操作压力 kPa每层塔板压降 kPa进料板压力 kPa提溜段平均压力 kPa6.2确定操作温度精馏段：根据塔顶、进料板的组成，再通过查t-x-y相图即可获得塔体各处温度：=0.983 tD=83.3=0.610 tF

12、=87.88提馏段：根据塔顶、进料板的组成，再通过查t-x-y相图即可获得塔体各处温度=0.610 tF=87.88Xw=0.012 tw=109.896.3平均摩尔质量计算 （1）塔顶气相和液相平均摩尔质量计算：由 （2）进料板平均摩尔质量计算 由图解理论板，得 查平衡曲线，得 （3）塔底气相和液相平均摩尔质量计算 由xw=0.0063,由相平衡方程，得yw=0.0154 所以，精馏段平均摩尔质量： 提馏段平均摩尔质量： 6.4平均密度计算 6.4.1气相平均密度计算 由理想气体状态方程计算，精馏段的平均气相密度即 提馏段的平均气相密度： 6.4.2液相平均密度计算 液相平均密度依下式计算：

13、 （1）塔顶液相平均密度计算： 由，查手册得 （2）进料板液相平均密度计算 由，查手册得 进料板液相的质量分数计算 （3）塔底液相平均密度计算： 由，查手册得 所以， 精馏段液相平均密度为 提馏段液相平均密度为 6.5液相平均表面张力计算 液相平均表面张力依下式计算，即 （1）塔顶液相平均表面张力的计算 由，查手册得 进料板液相平均表面张力计算 由，查手册得 （3）塔底液相平均表面张力的计算 由，查手册得 所以，精馏段液相平均表面张力为： 提馏段液相平均表面张力为： 6.6液相平均粘度计算 液相平均粘度依下式计算： 塔顶液相平均粘度计算 由，查手册得 解得 （2）进料板液相平均粘度计算 由，查

14、手册得 解得 （3）塔底液相平均粘度计算 由，查手册得 解得 所以， 精馏段液相平均粘度为 提馏段液相平均粘度为 7、精馏塔的塔体工艺尺寸计算7.1气液相负荷的计算： 精馏段 ： Kmol/h Kmol/h 提馏段： Kmol/h Kmol/h 7.2 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。 板间距与塔径关系塔径DT，m0.30.50.50.80.81.61.62.42.44.0板间距HTmm 200300250350300450350600400600 史密斯关联图 精馏段： 初选板间

15、距，取板上液层高度， 故； 查史密斯关联图 得C20=0.074； 可取安全系数为0.65，则 空塔气速为 提馏段： 初选板间距，取板上液层高度， 故；查史密斯关联图 得C20=0.067； 可取安全系数为0.65，则 空塔气速为 所以，按标准塔径圆整后为D = 1.2m 塔截面积为 7.3精馏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 出于对设备的维修考虑，在进料板上方开一人孔，其高度为0.8m，故精馏塔有效高度为 8、塔板主要工艺尺寸的计算8.1 溢流装置计算 筛板式塔的溢流装置包括溢流堰，降液管和受液盘等几部分。其尺寸和结构对塔的性能有着重要影响。根据经验并结合其他影响因素，

16、当因D=1.2m,可选用单溢流弓形降液管，不设进口堰，采用凹形受液盘。各项计算如下 8.1.1精馏段：（1）溢流堰长：单溢流去=（0.60.8）D，取堰长为0.65D=0.65×1.2=0.78m（2）溢流堰高度 由，选用平直堰，堰上液层高度 近似取E=1，则 取板上清液层高度 （3）弓形降液管宽度和截面积 由 故 依式公式验算液体在降液管中停留时间，即 故降液管设计合理。（4）降液管底隙高度 取 故降液管底隙高度设计合理。 塔板布置 塔板的分块 因，故塔板采用分块式。查得，板块分为3快。 边缘区快读确定 取 开孔区面积计算 开孔区面积 ： 其中 故 筛孔计算及其排列 本例所处理的物

17、系无腐蚀性，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 筛孔数目 开孔率为 气体通过筛孔的气速为 8.1.2提流段: 堰长 取 溢流堰高度 由，选用平直堰，堰上液层高度 近似取E=1，则 取板上清液层高度 弓形降液管宽度和截面积 由 故 液体在降液管中停留时间 故降液管设计合理。降液管底隙高度 取 故降液管底隙高度设计合理。塔板布置：塔板的分块 因，故塔板采用分块式。查得，板块分为3快。 边缘区快读确定 取 开孔区面积计算 其中 故 筛孔计算及其排列 本例所处理的物系无腐蚀性，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 筛孔数目 开孔率为 气体通过筛孔的气速为 9、筛

18、板的流体力学验算9.1精馏段 （1）塔板压降 干板阻力 干板阻力 由 故(2)气体通过液层的阻力计算 气体通过液层的阻力由式 查图，得。故 液体表面张力的阻力计算液体表面张力所产生的阻力 气体通过每层塔板的液柱高度可按下式计算： 气体通过每层塔板的压降为： (4)液面落差对于筛板塔，液面落差很小，且本例的塔径和液流量均不大，故可忽略液面落差的影响。 (5)雾沫夹带 液模夹带量由式 故 在本设计中液沫夹带量在允许范围内。(6).漏液 对筛板塔，漏液点气速可由式（5-25）计算： 实际孔速 稳定系数为 故在本设计中无明显漏液。(7).液泛 为防止塔内发生液泛，降液管内液层高 苯-甲苯物系属一般物系

19、，取，则板上不设进口堰 故在本设计中不会发生液泛现象。9.2提馏段(1)塔板压降 干板阻力 干板阻力 由 故 气体通过液层的阻力计算 气体通过液层的阻力由式 查图，得。故 液体表面张力的阻力计算 液体表面张力所产生的阻力 气体通过每层塔板的液柱高度可按下式计算： 气体通过每层塔板的压降为： (4)液面落差对于筛板塔，液面落差很小，且本例的塔径和液流量均不大，故可忽略液面落差的影响。 (5)液沫夹带 液模夹带量由式 故 在本设计中液沫夹带量在允许范围内。(6)漏液 对筛板塔，漏液点气速 实际孔速 稳定系数为 故在本设计中无明显漏液。(7)液泛 为防止塔内发生液泛，降液管内液层高 苯-甲苯物系属一

20、般物系，取，则板上不设进口堰 故在本设计中不会发生液泛现象。10、塔板负荷性能图10.1精流段10.1.1漏液线漏液线，又称气相负荷下限线。气相负荷低于此线将发生严重的漏液现象，气、液不能充分接触，使塔板效率下降。 整理得 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。0.00020.3680.00070.3800.00160.3960.00280.4110.00400.4250.00520.4360.00850.463 由此表数据即可作出漏液线。 10.1.2液沫夹带线当气相负荷超过此线时，液沫夹带量过大，使塔板效率大为降低。对于精馏，一般控制eV0.1kg液/kg气。以ev=

21、0.1kg液/kg为限,求Vs-Ls关系如下: 由 整理得 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。0.00021.8000.00071.7420.00161.6650.00281.5840.00401.5130.00521.4500.00851.296 由此表数据即可作出液沫夹带线。10.1.3液相负荷下限线液相负荷低于此线，就不能保证塔板上液流的均匀分布，将导致塔板效率下降。 对于平直堰，取堰上液层高度作为最小液体负荷标准。 取E=1，则 据此可作出与气体流量无关的垂直液相负荷下限线。10.1.4液相负荷上限线该线又称降液管超负荷线。液体流量超过此线，表明液体流量过大，

22、液体在降液管内停留时间过短，进入降液管的气泡来不及与液相分离而被带入下层塔板，造成气相返混，降低塔板效率。以作为液体在浆液管中停留时间的下限 据此可作出与气体流量无关的垂直液相负荷上限线。10.1.5.液泛线若操作的气液负荷超过此线时，塔内将发生液泛现象，使塔不能正常操作。液泛可分为降液管液泛和液沫夹带液泛两种情况，在浮阀塔板的流体力学验算中通常对降液管液泛进行验算。为使液体能由上层塔板顺利地流入下层塔板，降液管内须维持一定的液层高度Hd令联立得 式中 将有关数据带入，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：0.00021.6880.00071.6510.00161.

23、5990.00281.5340.00401.4660.00521.3920.00851.135 由此表数据即可作出液泛线 10.1.6根据以上各线方程，可作出筛板塔的负荷性能图:11、设计结果一览表设计结果一览表项目符号单位计算数据精馏段提留段各段平均压强PmkPa107.2110.075各段平均温度tm85.5998.89平均流量气相VSm3/s0.7540.761液相LSm3/s0.00160.0037实际塔板数N块1215板间距HTm0.400.40塔的有效高度Zm4.45.6塔径Dm1.21.2空塔气速um/s0.9550.969塔板液流形式/单流型单流型溢流装置溢流管型式/弓形弓形堰长lwm0.780.78堰高hwm0.0490.061溢流堰宽度Wdm0.1630.156管底与受业盘