长春工业大学化工原理课程设计_苯-甲苯精馏塔设计

1化工原理课程设计题目：苯—甲苯混合液连续精馏筛板塔设计系部名称化学工程学院专业班级环境工程090606学生姓名甘发华学生学号20092204指导教师杜长海2012年6月24日课程设计任务书一、课题名称苯—甲苯分离过程板式精馏塔设计二、课题条件（原始数据）设计方案的选定原料：苯、甲苯年处理量：5.5万吨/年原料液组成（苯的质量分数）：50%塔顶产品浓度：苯含量≥96%塔底釜液含苯含量≤4%（质量分率）料液初温：自定操作压力：自定回流比：自定错误!未指定书签。单板压降：自选进料状态：自定生产时间：自定冷却水温度：自定目录第一章绪论第二章设计方案的确定第三章塔体计算3.1精馏塔的物料衡算3.1.1原料液级塔顶、塔底产品的摩尔分率3.1.2原料液及塔顶、塔底产品的平均摩尔质量3.1.3物料衡算第四章塔板计算4.1塔板数的确定4.1.1理论板数Nt的求取4.1.2实际板数的求取4.2精馏段与提馏段的计算4.2.1精馏塔的工艺条件及有关物性数据的计算4.2.2精馏塔的塔体工艺尺寸计算4.2.3.塔板主要工艺尺寸的计算4.2.4.筛板的流体力学验算4.2.5.精馏段塔板负荷性能图第五章精馏塔的附属设备及接管尺寸5.1塔体结构5.2配管5.3辅助设备5.3.1冷凝器5.3.2再沸器5.3.3料液泵5.3.4除沫器附录参考文献第三章塔体计算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1.5倍。塔釜采用饱和蒸汽间接加热，塔底产品冷却后送至储罐。3.1精馏塔的物料衡算3.1.1原料液及塔顶、塔底产品的摩尔分率苯的摩尔质量molKgMA/11.78甲苯的摩尔质量molKgMB/13.92541.013.92/50.011.78/50.011.78/50.0FX966.013.92/04.011.78/96.011.78/96.0DX047.013.92/96.011.78/04.011.78/04.0WX3.1.2原料液及塔顶、塔底产品的平均摩尔质量KmolKgMF/00.8513.92)541.01(11.78541.0KmolKgMD/59.7813.92)966.01(11.78966.0KmolKgMW/47.9113.92)047.01(11.78047.03.1.3物料衡算原料处理量hkmolF/87.7300.85243651000100005.5总物料衡算WD87.73苯物料衡算WD047.0966.087.73541.0联立解得hkmolWhkmolD/14.34/73.39第四章塔板计算4.1塔板数的确定4.1.1理论板数Nt的求取(1)相对挥发度的求取苯的沸点为80.1℃，甲苯的沸点为110.63℃①当温度为80.1℃时006.279.2201.80033.12110355.6lgAP591.1482.2191.808.134407954.6lgBP解得KPaPA34.101，KPaPB96.38②当温度为110.63℃时376.279.22063.110033.12110355.6lgAP006.2482.21963.1108.134407954.6lgBP解得KPaPA95.237，KPaPB34.101则有600.296.3831.101001BAPP348.234.10195.237002BAPP相对挥发度：47.2348.2600.221(2)最小回流比的求取由于是饱和液体进料，有q=1，q线为一垂直线，故541.0Fqxx，由理论塔板数图可知，yq=0.747最小回流比为09.1541.0744.0744.0966.0minqqqDxyyxR回流比为最小回流比的1.5倍，即64.109.15.15.1minRR(3)精馏塔的气、液相负荷hKmolRDL/16.6573.3964.1hKmolDRV/89.10473.39)64.11()1(hKmolqFLL/03.13987.73116.64'hKmolVV/89.104'(4)操作线方程精馏段操作线方程366.062.064.2966.064.264.1111nnDnnxxRxxRRy提馏段操作线方程0153.0325.11mwmmxWqFLWxxWqFLqFLy两操作线交点横坐标为701.0,541.0qqyx理论板计算过程如下：采用图解法求理论塔板层数，如图1所示，可知总理论板层数NT=12(包括再沸器)进料板位置NF=6塔内理论塔板数为11，精馏段理论板数为5，第6块板为进料板。4.1.2实际板数的求取全塔效率的计算：用内插法求温度1.106047.0088.01.1066.1100088.0wt得tw=108.19℃4.89541.0592.04.891.92489.0592.0Ft得tF=90.7℃2.80966.012.802.8195.01Dt得tD=80.88℃平均温度t=（tD+tw)/2=94.54℃根据表1液体黏度L温8090100110120度,t,℃LA/mPa0.3080.2890.2550.2330.215LBmPa0.3160.2950.2640.2540.228用内插法求黏度95.5-1000.255-90100255.0279.0苯得μ苯=0.266MPa·S95.5-1000.264-90100264.0286.0甲苯得μ甲苯=0.274MPa·S根据奥康奈尔公式54.0)270.047.2(49.0)(49.0245.0245.0LtE实际塔板数精馏段N精=5/0.54≈10提馏段N提=6/0.54≈12实际在第11块塔板进料。4.2精馏段与提馏段的计算4.2.1精馏塔的工艺条件及有关物性数据的计算(1)操作压力的计算塔顶的操作压力KPaPD3.101取每层塔板的压降KPaP7.0进料板压力KPaPF109117.03.101塔底压力KPaPPFw4.107127.0精馏段平均压力KPaPm15.1052/)1093.101(提馏段平均压力KPaPm2.1082/)1094.117((2)操作温度的计算依据操作压力，由泡点方程通过试差法计算出泡点温度，其中苯、甲苯的饱和蒸汽有安托尼方程计算，即：CtBAplog式中t----物系温度,℃P*----饱和蒸汽压，KPaA,B,C----Antoine常数其值见表：表2苯和甲苯的Antoine常数组分ABC苯（以A表示）6.0231206.35220.24甲苯（以B表示）6.0781343.94219.58计算结果如下：塔顶温度：tD=80.88℃进料板温度tF=90.74℃塔板温度：tw=108.20℃精馏段平均温度：Ctm81.852/)74.9088.80(提馏段平均温度：Ctm47.992/)74.9020.108((3)平均摩尔质量计算塔顶平均摩尔质量的计算由966.01Dxy，代入相平衡方程，解得92.01xKmolKgMVDm/59.7813.92)966.01(11.78966.0KmolKgMLDm/23.7913.92)920.01(11.78920.0进料板平均摩尔质量的计算由541.0Fx，查相平衡曲线可知yF=0.744KmolKgMVFm/70.8113.92)744.01(11.78744.0KmolKgMLFm/55.8413.92)541.01(11.78541.0塔底平均摩尔质量计算:由047.0Wx,查相平衡曲线得109.0WyKmolKgMVWm/60.9013.92)109.01(11.78109.0KmolKgMLWm/47.9113.92)541.01(11.78541.0精馏段的平均摩尔质量为molKgMVm/39.802/)43.8235.78(molKgMLm/60.822/)51.8670.78(提馏段的平均摩尔质量为kmolKgMVm/15.862/)60.9070.81(KmolKgMLm/01.882/)47.9155.84((4)平均密度计算①气相平均密度计算由理想气体状态方程式计算，即精馏段3/82.2)15.27381.85(314.8145.8015.105mkgRTMpmVmmVm提馏段3/16.3)15.27347.99(314.815.866.113mkgRTMpmVmmVm②液相平均密度计算液相平均密度计算依下式计算，即：LBBLAALmaa1表3苯和甲苯的液相密度L温度t/℃8090100110120A/kg/m3812803.9792.5780.3768.9B/kg/m3808800.2790.3780.3770.0塔顶液相平均密度的计算：由tD=80.88℃，查液体在不同温度下的密度表得：3/2.813mkg苯3/3.808mkg甲苯3/0.8133.808/04.02.813/96.01mkgLDm进料板液相平均密度的计算：由CtF74.90，查液体在不同温度下的密度表得：3/0.804mkg苯3/3.800mkg甲苯3/1.8023.800/5.00.804/5.01mkgLFm塔底液相平均密度的计算:由19.110Wt℃,查液体在不同温度下的密度表得3/3.780mkg苯3/0.782mkg甲苯3/9.7810.782/96.03.780/04.01mkgLWm精馏段液相平均密度：3/55.8072/)1.802813(mkgLm提馏段液相平均密度：3/7922/)1.8029.781(mkgLm(5)液体平均表面张力的计算液相平均表面张力依下式计算，即：niiiLmx1表4液体的表面张力温度t/℃8090100110120A/mN/m21.2720.0618.8517.6616.49B/mN/m21.6921.2019.9418.4117.31塔顶液相平均表面张力的计算:由CtD88.80，查液体表面张力表得：mmN/16.21苯mmN/65.20甲苯mmNLDm/14.2165.20034.016.21966.0进料板液相平均表面张力的计算:由CtF74.90，查液体表面张力表得：mmN/97.19苯mmN/11.21甲苯mmNLFm/49.2011.21459.097.19541.0塔底液相平均表面张力计算:由CtW20.108,查液体表面张力表得:mmN/87.17苯mmN/69.18甲苯mmNLWm/65.1869.18953.087.17047.0精馏段液相平均表面张力为：mmNLm/82.202/)49.2014.21(提馏段液相平均表面张力为：mmNLm/57.192/)65.1849.20((6)液体平均黏度计算液相平均黏度依下式计算，即：iiLmxlglg表5液体黏度L温度,t,℃8090100110120LA/mPa0.3080.2890.2550.2330.215LBmPa0.3160.2950.2640.2540.228塔顶液相平均黏度的计算：由CtD88.80，查气体黏度表得：smPa306.0苯smPa314.0甲苯)314.0(03