刘亚威.-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2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-----------------------------------------------------72精馏塔的物料衡-----------------------------------------------------73.塔板数的确定-------------------------------------------------------84.精馏塔的工艺条件及有关物性数据的计算---------------------85.精馏段气液负荷计算---------------------------------------------106、塔和塔的主要工艺尺寸计算----------------------------------117.筛板的流体力学验算---------------------------------------------158.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----------------------------------------------------------------213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。4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ct,℃临界压强cP,kpa苯AC6H678.1180.1288.56833.4甲苯BC6H5-CH392.13110.6318.574107.7(2)苯与甲苯的液相密度ρL：t,℃8090100110120苯，kg/m3815803.9792.5780.3768.9甲苯，kg/m3810800.2790.3780.3770.0(3)液体表面张力σ：t,℃8090100110120苯，mN/m21.2720.0618.8517.6616.49甲苯，mN/m21.6920.5919.9418.4117.315(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/kg394.1386.9379.3371.5363.2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－CtB，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y110.560.000109.911.002.50108.793.007.11107.615.0011.26105.0510.0020.8102.7915.0029.4101.7520.0037.298.8425.0044.297.1330.0050.795.5835.0056.694.0940.0061.992.6945.0066.791.4050.0071.390.1155.0075.588.8060.0079.187.6365.0082.586.5270.0085.785.475.0088.584.4080.0091.283.3385.0093.682.2590.0095.981.1195.0098.080.6697.0098.880.2199.0099.680.01100.001007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，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/hXf=0.24Xw=0.05Xd=0.792）原料液及塔顶、塔底产品的平均摩尔质量MF=0.24×78+0.67×92=88.64kg/kmolMD==81.05kg/kmol8MW==91.43kg/kmol（3）物料衡算原料处理量：hkmolF/86.7864.887000总物料衡算D＋W=78.9苯的物料衡算78.9×0.24=0.79D＋0.05W联立解得D＝22.18kmol／hW=56.72kmol／h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+D/（R+1）=0.74x+0.25塔釜汽液回流比R806.124.0436.0436.079.0-qqqminyyXXRD求得R=2Rmin=21.806=3.612提留段操作线方程：hmol11.8018.22612.3KDRLqF1qLL丿已知03.034.1,m,1myXWWLWXXLLW，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=XD=0.79由相平衡方程x1=0.606精馏段操作线方程：y2=00.646x2=0.427y3=0.506。x3=0.295y4=0.402x4=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：y5=0.307x5=0.16049y6=0.222x424.0xFx4=0.1043y7=0.1346x7=0.0597y8=0.0651x8=0.027605.0xw所以总理论板数为10，精馏段理论板数为5。全塔效率umETlg616.017.0:tD塔顶温度=81.28℃416.103tw塔底温度℃塔内平均温度为92.348℃umlg616.017.0ET液相平均粘度308.0309.076.0305.024.024.0124.0uuum甲苯苯）（308.0lg616.017.0ET49％、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PD＝101.3＋4=105.3kPa每层塔板压降△P＝0.7kPa进料板压力PF＝105.3＋0.7×6＝109.5kPa精馏段平均压力Pm＝（105.3＋109.5）／2＝107.4kPa（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：10塔顶温度tD＝99.22℃进料板温度tF＝100.18℃精馏段平均温度tm精＝（99.22+100.18）/2=99.7℃（3）平均分子量塔顶D=y11=0.791=0.606VDmM=0.79×78.11+(1-0.79)×92.13=81.05kg/kmolLDmM=0.606×78.11+(1-0.606)×92.13=83.63kg/kmol进料板yF=0.436F=0.24VFmM=0.436×78.11+(1-0.436)×92.13=86.02kg/kmolLFmM=0.24×78.11+(1-0.24)×92.13=88.77kg/kmol则精馏段平均分子量VmM=(81.05+86.02)/2=83.535kg/kmolLmM=(83.63+88.77)/2=86.2kg/kmol（4）平均密度m1.液相密度Lm依下式：LBBLAALm1(α为质量分数)塔顶5.80504.09.80996.01LmDLmD=809.7Kg/m3进料板，由加料板液相组成A=0.46A=18.092.130.215)-(178.110.21578.110.215LmF=4.78018.014.78018.0LmF=780.4Kg/m311故精馏段液相平均密度Lm=21(809.7+780.4)=795.05Kg/m32.气相密度mVmV=)1.2737.99(314.805.814.107RTPMm2.80Kg/m3(5)液体表面张力mm=inii1顶部m=0.79×20.71+0.21×21.18=20.81mN/m进料m=0.215×18.94+0.785×19.99=19.76mN/m则精馏段平均表面张力为：m=(21.81+19.76)/2=20.285mN/m（6）液体粘度LmLm=inii1顶部顶L=0.79×0.294+0.21×0.299=0.295mPa·s进料进L=0.205×0.257+0.785×0.266=0.264mPa·s则精馏段平均液体粘度µLm=(0.295+0.264)/2=0.279mPa·s五、精馏段气液负荷计算V=(R+1)D=(3.612+1)×22.18=82.33kmol/hsV=80.23600535.8333.823600VmVmVM0.68m3/sL=RD=3.61222.18=80.114kmol/hLs=05.79536002.86114.803600LmLmLM0.0024m3/shL=8.64m3/h12六、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TH=0.40m,取板上液层高度Lh=0.06m,故板间距与塔径的关系塔径TD,m0.3-0.50.5-0.80.8-1.61.6-2.42.4-4.0板间距TH,m200-300250-350300-450350-600400-600TH-Lh=0.40-0.06=0.34m1