化工原理课程设计苯—甲苯精馏塔的设计毕业毕业设计

1、化工原理课程设计题目：苯甲苯精馏塔的设计专业： ： 指导教师：xxxxx学院xx年xx月目录 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. 精馏塔的工艺条件与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. 精馏塔的附属设备与接管尺寸-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际工程技术问题的能力,是提高学生综合素

2、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，也培养了我们相互协作的能力，为今后实际工作的应用打

3、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-CH392.13110.6318.574107.7 (2)苯与甲苯的液

4、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µLt,8090100110120苯，mpas0.3080.2790.2550.2330.215甲苯，mpas0.3110.2860.2640.2540.228(5)液体气化热t,8090100110120苯，kJ/kg394.1386.

5、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y110.560.000109.911.002.50108.793.007.11107.615.0011.2105.0510.0020.8102.7915.0029.4101.7520.

6、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工艺计算过程一.设计方案的确定 本设计任务为分离苯一甲苯混合物。对于二元混合物的分离，

7、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。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，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) 原料液与塔顶、塔底产品的摩尔分率 苯的摩尔质量 甲苯的摩尔质量 =0.94，=0.06（2）原料液与塔顶、塔底产品的平均摩尔质量 MF=0.44×78.11+(1-0.44)×92.13=85.96kg/kmolMD=0.94×78.11+(1-0

8、.94)×92.13=78.95 kg/kmolMW=0.06×78.11+(1-0.06)×92.13=96.44kg/kmol（3）物料衡算 原料处理量：总物料衡算 DW=46.61苯的物料衡算 46.61×0.44=0.94D0.06W联立解得 D20.13 kmolhW=26.48kmolh三塔板数的确定 相平衡方程:X=y/a-(a-1)y=y/2.46-1.46y精馏段操作线方程 y=(R/R+1)x+/（R+1）=0.667x+0.3133塔釜汽液回流比R1=2.59提留段操作线方程：y=( R1+1)/ R1×x-XW/ R1=

9、1.38x-0.023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=xD=0.94 由相平衡方程 x1=.0862 操作线方程y2=0.888 x2=0.763y3=0.832 x3=0.654y4=0.749 x4=0.548y5=0.679 x5=0.462y6=0.622 x6=0.400<xF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： x6=0.400y7=0.580 x7=0.360y8=0.462 x8=0.258y9=0.326 x9=0.164y10=0.200 x10=0.082y11=0.103 x11=0.0447&

10、lt;xW所以总理论板数为11，精馏段理论板数为5。四精馏塔的工艺条件与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 105.30.7×10112.3kPa精馏段平均压力 P m （105.3112.3）2108.8 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、甲苯的饱和蒸气压由 安托尼方程计算，计算过程略。计算结果如下： 塔顶温度 tD82.1 进料板温度 tF99.5 精馏段平均温度 tm（82.l99.5）/2 = 90.8

11、（3）平均分子量塔顶=0.94=0.862=0.94×78.11+(1-0.94)×92.13=78.95kg/kmol=0.862×78.11+(1-0.862)×92.13=80.04kg/kmol进料板 =0.639=0.408 （由苯甲苯的平衡曲线查知）=0.639×78.11+(1-0.639)×92.13=83.17kg/kmol=0.408×78.11+(1-0.408)×92.13=86.41kg/kmol则精馏段平均分子量=(78.95+83.17)/2=81.06 kg/kmol=(80.04+

12、86.41)/2=83.26 kg/kmol（4）平均密度1.液相密度依下式： (为质量分数)塔顶=813.01Kg /m3进料板，由加料板液相组成=0.408=791.8Kg/m3故精馏段液相平均密度=(813.01+791.8)=802.4Kg/ m32.气相密度=2.92 Kg/ m3(5)液体表面力=顶部=0.94×21.24+0.034×21.42=20.67mN/m进料=0.408×18.9+0.639×20=20.49 mN/m则精馏段平均表面力为：= (20.67+20.49)/2=20.58 mN/m（6）液体粘度=顶部=0.94

13、15;0.302+0.06×0.306=0.302mPa·s进料=0.408×0.256+0.639×0.265=0.274 mPa·s则精馏段平均液体粘度µLm=(0.302+0.274)/2=0.288 mPa·s五、精馏段气液负荷计算V=(R+1)D=(2 +1)×21.43=64.29kmol/h=0.50m3/sL=RD=2×21.13=42.26kmol/hLs=0.0012 m3/s=5.44 m3/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,取板上液层高度

14、=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4-5得C20=0.072,依下式校正到物系表面力为20.4N/m时的C,即：C= ()0.2=0.072(20.87/20)0.2=0.0726m/s取安全系数为0.60+0.005n=0.60+0.005×24=0.72，则u=0.72=0.72×1.201=0.865m/s故 D=0.916m按标准，塔径圆整为1.0m,则空塔气速为0.73m

15、/s.（二）溢流装置采用单溢流、弓形降液管、平形受液盘与平形溢流堰，不设进口堰。各项计算如下。1.溢流堰长取堰长=0.66D,即=0.66×1.0=0.66m2.出口堰高=-由/D=0.66/1.0=0.66, 11.25m查图4-9知E为1.03，依下式：=0.012m故=0.06-0.012=0.048m3.降液管的宽度与面积由/D=0.66查图4-11，得：/D=0.124, /AT=0.0722故=0.124D=0.124×1.0=0.124m=0.0722×D2=0.0722×0.785×1.02=0.0567m2由下式计算液体在降液

16、管中停留时间以检验降液管面积，即=15.12>5s 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Wc=0.035m、安定区宽度Ws=0.065m(2)依式计算开孔区面积其中：-(0.124+0.065)=0.311mR= -c=-0.035=0.465m（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=3.0×5.0=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-

17、15%围)每层塔板上的开孔面积A0为：A0=0.101×0.532=0.0537m2气体通过筛孔的气速 u0= m/s(五)塔有效高度（精馏段）Z=(10-1)×0.4=3.6m（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4-13，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0.783m/s,F= 由图4-14查取板上液层充气系数依式3.克服液体表面力压降相当的液柱高度依式=m故=0.0296+0.0372+0.00212=0.069m单板压降：=g=0.069

18、5;802.5×9.81=543.20pa<0.7kpa（设计允许值）（二）雾沫夹带量ev的验算依式故在设计负荷下不会发生过量雾沫夹带（三）漏夜的验算依式筛板的稳定性系数：K= (>1.5)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：=0.069+0.06+0.00102=0.130m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，可认为精馏段塔径与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, =0.048m, =0.6

19、6m故 (b)取雾沫夹带极限值为0.1kg液/kg气,已知=20.41×10-3N/m, =0.4m,并将 (a)、（b）式代入式(h)，得下式：,整理得 。 在操作围，任取几个值，依式算出相应的值列于附表1中。附表1，m3/s0.6×10-41.5×10-33.0×10-34.5×10-3，m3/s1.281.161.081.02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, =0.048m, =0.66m由式 =(c)由式=与式=0.00212m (已算出)，得=0.0912Vs2+0.0288+

20、0.5259+0.00212=0.0309+0.0912Vs2+0.5259(d)又因为 （e） (e)将 HT=0.4m, =0.048m, =0.5与 (c)、(d)、(e) 式代入式(x) 式得：05×(0.4+0.048)=0.3039+0.0912 Vs2+0.5259+0.048+0.8825+448Ls2整理得下式：Vs2=1.6-15.44-4912.3Ls2 (2)在操作围取若干 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/s0.6×10-41.5×10-33.0×10-34.5×10-3Vs,m3/s1.581.391.241.09（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=0.048+0.8825,代入漏夜点气速式：把=0.0537m2代