化工原理课程设计方案苯—甲苯精馏塔的设计方案

1、、八,、 刖言 化工原理课程设计 题目：苯一甲苯精馏塔的设计 专业：应用化工技班 姓名： 指导教师： 2018年12月31日 寸录 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 17 9. 精馏塔的附属设备及接管尺寸 21 三 .参考文献 21 、八 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

2、和运用所学知识 解决实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案环节。 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 * 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

3、我们独立思考问题、分析问题、解决问题 的能力，也培养了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 5000kg/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. 理论依据 V1)苯和甲苯的物理性质: 工程 分子式 分子量 沸点C 临界温度目,c 临界压强回,kp 苯

4、A 78.11 80.1 288.5 6833.4 甲苯B GH-Cf 92.13 110.6 318.57 4107.7 (2苯与甲苯的液相密度p l： t, c 80 90 100 110 120 苯，kg/m3 815 803.9 792.5 780.3 768.9 甲苯，kg/m3 810 800.2 790.3 780.3 770.0 (3液体表面张力(T : t, c 80 90 100 110 120 苯，mN/m 21.27 20.06 18.85 17.66 16.49 甲苯，mN/m 21.69 20.59 19.94 18.41 17.31 (4液体粘度 t, c 80

5、90 100 110 120 苯，mpas 0.308 0.279 0.255 0.233 0.215 甲苯，mpas 0.311 0.286 0.264 0.254 0.228 (5液体气化热 3 / 21 t, C 80 90 100 110 120 苯，kJ/kg 394.1 386.9 379.3 371.5 363.2 甲苯，kJ/kg 379.9 373.8 367.6 361.2 354.6 (6饱和蒸汽压P: 苯、甲苯的饱和蒸汽压可用方程 Antoine求算，logP=A-.，式中：t- -物系温度C ； P-饱和蒸汽压 A B C-Antoine 常数，其值见附表: 组分 A

6、 B C 苯 6.023 1206.35 220.24 甲苯 6.078 1343.94 219.58 原 料 液 及塔顶、 塔 底 产 品 的 摩 尔分率 苯的 摩 尔质 量 M A 二 78.11 畑/加 M 甲苯的摩尔质量 二923伽刃 已知: :流量 F=5t/h Xf=0.47 Xw=0.08 Xd=0.98 2)原料液及塔顶、塔底产品的平均摩尔质量 MF=0.47 X 78.11+(1-0.47X 92.13=85.54 kg/kmol MD=0.98 X 78.11+(1-0.98X 92.13=78.39 kg/kmol MW=0.08 X 78.11+(1-0.08X 92.

7、13=91.01 kg/kmol 总物料衡算D + W=58.45 苯的物料衡算 58.45 X 0.47=0.98D + 0.08W 联立解得 D = 25.33 kmol /h W=33.12 kmol/h 三塔 板 数 的 相平衡方程:X=y/a-(a-1y=y/2.45-1.45y 精馏段操作线方程 y=(R/R+1x+/vR+1) =0.74x+0.25 塔釜汽液回流比R 求得=2 回=2 1.43=2.86 提留段操作线方程: LrJ回 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: y二口 =0.98由相平衡方程=0.95 精馏段操作线方程: 卜=0.95 -

8、I =0.89 I =0.90 II. =0.79 I =0.84 口 =0.68 =0.75 口 =0.55 | =0.66 耳=0.44I 所以第六快板为进料板。 以下交替用提留段操作线方程与相平衡方程计算如下: -I =0.44 |=0.56 -I =0.34 =0.43 口 =0.23 =0.28 口 =0.14 I =0.15 I =0.06 口 =0.06. I 所以总理论板数为10,精馏段理论板数为5。 全塔效率叵： =80.44C _1C 塔内平均温度为93.26 C 液相平均粘度 52 %、 实际塔板精馏段10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

9、馏 段 为 例 进 行 计 算。 1)操作压力计算 塔顶操作压力 PA 101.3 + 4= 105.3 kPa 每层塔板压降 AP= 0.7 kPa 进料板压力 PF = 105.3 + 0.7 X 10= 112.3kPa 精馏段平均压力 P m = 105.3 + 112.3 )/2= 108.8 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 _1 = 80.44 C 进料板温度 _1 = 92.97 C 精馏段平均温度=92.97+80.44 ) /2 = 86.71 C X 92.13=78.81 kg

10、/kmol 进料板耳=0.68二=0.44 =0.68 X 78.11+(1-0.68 X 92.13=82.80 kg/kmol =0.44 X 78.11+(1-0.44 X 92.13=85.96 kg/kmol 则精馏段平均分子量.F =(78.39+82.67/2=80.53 kg/kmol II =(78.81+85.96/2=82.39 kg/kmol .J ” =813.01Kg /m 进料板，由加料板液相组成1：:1 =0.44 冋= 3 上 ” =800 Kg/m 故精馏段液相平均密度 =| (813+800=806.5Kg/ m3 2.气相密度耳 2.93 Kg/ m (

11、5液体表面张力I 顶部 =0.98 X 21.22+0.02 X 21.64=21.23 mN/m 进料 =0.44 X 19.8+0.56 X 20.45=20.16 mN/m 则精馏段平均表面张力为：=(21.23+20.16/2=20.67 mN/m /2=0.293 mPa s 五、精馏段气液负荷计算 V=(R+1D=(2.86+1X 25.33=97.77 kmol/h 0.75 m3/s L=R D=2.86 25.33=72.44 kmol/h Ls= 0.0020 m3/s 3 E =7.2 m /h 六、塔和塔板主要工艺尺寸计算 一）塔径D 参考下表，初选板间距=0.40m,

12、取板上液层高度 =0.06m,故板间距 与塔径的关系 塔径，月,m 030.5 0.5-0.8 0.8-1.6 1.6-2.4 2.4-4.0 板间距凶,m 200-300 250-350 300-450 350-600 400-600 3 -=0.40-0.06=0.34m 查图5-8得C2o=O.O72,依下式校正到物系表面张力为20.4N/m时的C,即: C= ( | o.2=O.O72(2O.4/2O o.2=O.O723 m/s 取安全系数为0.72 , 则u=0.72 冋=0.72 xi.197=0.838 m/s 故 D= =1.07 m 按标准，塔径圆整为1.2m,则空塔气速为

13、0.73m/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=0.66 x 1.0=0.66m 2. 出口堰高 由 /D=0.66/1.0=0.66, 19.3 m 知E为1.05，依下式: 0.014m 故=0.06-0.014=0.046m 3降液管的宽度 与面积 由 /D=0.66，得：/D=0.124,/At=0.0722 故 =0.124D=0.124 X 1.0=0.124m =0.0722 X 甘 DM.0722 X 0.785 X 1.0 2=0.0567mf 由下式计算液体在降液管中停留时

14、间以检验降液管面积，即T = 11.345s 符合要求 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 0.028m 三)塔板布署 1)取边缘区宽度W=0.035m安定区宽度W=0.065m (2依式计算开孔区面积 其中： 口| - N 丨 -(0.124+0.065=0.311m R= -创 c二-0.035=0.465m 四)筛孔数n与开孔率 取筛孔的孔径&为5mm正三角形排列，一般碳钢的板厚 3为3mm取 t/d 0=3.0,故孔中心 t=3.0 X 5.0=15.0mnr。 依式计算塔板上的筛孔数n即 n=J孑 L 依式计算塔板上开孔区的开孔率，

15、即 10.1% （在5-15%范围内 每层塔板上的开孔面积 A为：A= =0.101 X 0.532=0.0537m2 气体通过筛孔的气速U0二 m/s （五塔有效高度 精馏段） Z=（10- 1X 0.4=3.6m 六）塔高计算 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 依式二 1. 干板压降相当的液柱高度I 依丨 1.67，查图8-13 , C0=O.84,于是有 =0.051 2. 气流穿过板上液层压降相当的液柱高度 1.03m/s,F a = 由图8-14查取板上液层充气系数丄I 依式 3. 克服液体表面张力压降相当的液柱高度 依式口 =|m 故=0.0515+0.0

16、348+0.00209=0.088m 单板压降： 3 = I 丄 g=0.088 X 806.5 x 9.81 = 699.3pa0.7kpa 设计允 许） 1.5 故在设计负荷下不会发生过量漏夜 近似取 1.0,=0.046m,=0.66m (b 取雾沫夹带极限值为0.1kg液/kg气，已知 =20.41 x 10-3N/m,二=0.4m, 并将（a、b）式代入式（h，得下式： 整理得 X 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 日 ,m/s 0.6 x 10-4 1.5 x 10-3 3.0 x 10-3 4.5 X10-3 3 ,m/s 1.28 1.16 1.0

17、8 1.02 依表中数据在耳-口图中雾沫夹带线1)，如图3所示。 二)液泛线2) 有I(X 近似取二=1.0,=0.046m,=0.66m 由式R I * I = I = I = (c 由式二 及式 =0.00209m (已算出 ，得 =0.0912Vs2+0.0276+0.5259 +0.00209 =0.0297+0.0912Vs2+0.5259(d 又因为 将 HT=0.4m,=0.046m,=0.5 及(c、(d、(e 式代入式(x 式 得： 0. 5X (0.4+0.04 6=0.297+0.0912Vs2+0.8825 +0.53 +0.0276+243 整理得下式：VS2=1.6

18、-15.44-4912.3Ls2 （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2 Ls, mVs 0.6 X10-4 1.5 x 10-3 3.0 x 10-3 4.5 X10-3 Vs, mVs 1.58 1.39 1.24 1.09 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 mVs(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 =L =0.048+0.8825 ,|尸|代入漏夜点气速式: 把 =0.0537mf代入上式并整理，得 a 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V 值，列于附表3,依表中数据作出气相负荷下限线4），如图3中线4） 所示。 附表3 Ls, mi/s 0.6 x 10-4 1.5 x 10-3 3.0 x 10-3 4.5 X10-3 rt/s 0.