化工原理工程设计

西南交通大学化工原理工程设计说明书题目：分离苯—甲苯混合物的精馏塔的设计设计者：琪班级：生物工程学号：指导老师：完成日期：2012/7/17目录前言--------------------------------------------------------------------设计任务--------------------------------------------------------------一．精馏装置工艺流程图----------------------------------------二．精馏塔的设计计算-------------------------------------------1.基本数据计算--------------------------------------------------2.回流比的计算--------------------------------------------------3.塔板数的计算--------------------------------------------------三．精馏塔的工艺设计-------------------------------------------1.塔径的计算-----------------------------------------------------2.塔高的计算----------------------------------------------------3.塔板结构参数的计算和设计---------------------------------附精馏塔塔板设计结果汇总表------------------------------提馏塔塔板设计结果汇总表-------------------------------四．精馏塔的负荷性能的计算-----------------------------------1.塔板的负荷性能计算-----------------------------------------2.塔板的流体力学校核-------------------------------------------五．精馏塔的辅助设备-------------------------------------------1.塔顶冷凝器-----------------------------------------------------2.塔底再沸器-------------------------------------------------------六．设计小结-----------------------------------------------------------七．参考文献-----------------------------------------------------------八．附图---------------------------------------------------------------前言本实验的设计题目是分离分离苯—甲苯混合物的精馏塔的设计。精馏操作是重要的化工单元操作，广泛应用于石油、化工、轻工、食品、冶金等领域。此操作主要在塔设备中进行，使液—液混合液经过多次部分气化和部分冷凝，以达到使混合物体系分离成较高纯度的组分的目的，精馏塔设计的主要任务是根据物系性质和工艺要求，确定操作条件。选择一定的塔型，进行工艺和设备的计算。精馏装置流程比较定型。一般包括：精馏塔、塔顶蒸汽冷凝器、塔底再沸器（蒸馏釜）、原料加热器以及输送设备等。塔器是气液传质的主要设备。气液混合物通过塔器的处理，就能将其中各组分进行分离。从精馏的原理可知：要使过程顺利进行，必须具备两个条件：一是气液两相密切接触；二是气液两相接触面积要大。塔设备中本身的结构正是为提供这两个条件而设计的。因此选择塔设备一般根据以下原则：能提供良好的气液接触条件和足够大的接触面积，以达到生产能力大，分离效率高，压降小，操作范围广，结构简单，金属材料消耗少。在选择塔的种类时应注意，不同的塔型各有某些独特的特性。设计时应根据物系性质和具体要求选择适宜的塔型。本实验设计选择浮阀塔。它是在泡罩塔的基础上发展起来的。它主要的改进是取消了升气管和泡罩。在塔板开孔上设有浮孔。这一改进使浮阀塔在操作弹性，塔板效率压降，生产能力以及设备造价等方面比泡罩塔更优越。浮阀塔广泛用于精馏，吸收以及脱吸等传质过程中。设计之所以选择浮阀塔，是因为它具有以下几个优点：①处理能力比同塔型的泡罩塔可增加20%~40%②操作弹性大，一般约为3~4，最高可达6，比筛板塔，泡罩塔，舌形塔都大。③塔板效率高。比泡罩塔高15%左右。④压降小。在常压下塔中每块板的压降一般都较小。⑤使用周期长，粘度稍大以及有一般聚合现象的系统也能正常工作。⑥安装容易，制造费为泡罩塔的60~80%。在选定浮阀塔的基础上确定设计方案。其总原则是尽可能的设计出经济上合理，产品质量高，低耗能的塔设备。一．精馏装置工艺流程图精馏装置一般包括：精馏塔、塔顶蒸汽冷凝器、塔底再沸器（蒸馏釜）、原料加热器以及输送设备和管路等。其工艺流程图比较固定。工业生产常见的精馏流程见下图。二．精馏塔的设计及计算1.基本数据的计算苯的分子量：78.1kg/kmolC6H6甲苯的分子量：92.1kg/kmolC7H8进料的平均分子量：MF=×+×=82.9kg/kmol进料液的摩尔量为：F=7700÷=h总物料衡算：F=D+WFxf=DxD+WxW解之得：D=hW=h2．q值的计算由苯—甲苯的温度—组成相图（附图2）得：当xF=时苯的泡点温度为tD=88.1℃进料温度为65℃时的平均温度为t=55.7621.88652tftb℃由液体的比热共线图[1]可查得苯的比热CpA=×·kg-1·K-1=·kg-1·K-1甲苯的比热CpB=×kJ·kg-1·K-1=kJ·kg-1·K-1（采用内差法计算所得）则进料的平均比热Cpm=kJ·kg-1·K-1当P=时，查得[2]苯的气化潜热为γA=·kg-1甲苯的气化潜热为γB=363kJ·kg-1则进料液的平均气化潜热γm=9235.07865.07865.0×+×363=kJ·kg-1所以q=117.191.38165-1.8893.191.381)(cpm）（mtftbmilivifililivilivifiv即q=.3．计算最小回流比Rmin由2得q=547.91qqq线为y=1qqx-556.5547.91xqxf由此作附图3，q线与平衡线的交点为：xq=，Yq=所以Rmin=（xd-yq）/（yq-xq）=4、计算最小理论塔板数Nmin由参考[3]表10—3以及附图2，计算xF=xD=xW=下，分别对应的泡点温度，取三处的α的几何平均值。tF=88.1℃tD=80.3℃tW=109.9℃αF=αD=αW=则α=√αFαDαW3=全回流时，所需理论塔板数最少，由芬斯克（Fenske）方程[4]Nmin=1log)1)(1(logaxwxwxdxd62.8149.2log)015.01015.0)(99.0199.0(log5、计算理论塔板数N设R=501.011899.011minRRRx由吉利兰关联图[5]得y=（）y=1minNNN算出N=8.231minyyN同上，设若干R值，可算得相应的若干N值，其结果列表如下设RRminNmin11minRRRx)1(75.0567.0xyyyNN1min2123由上表做R—N关系图（附图4）从R与N的关系可见：当R＜时，曲线很陡，所需N较多；当R＞时，曲线变平坦，所需N减少。取R=，理论塔板数N=作图所求理论塔板数（附图3）N’=取R=，理论塔板数N=作图所求理论塔板数（附图3）N’=则可以看出：当R取时，N’与N最相近故取R=N=6、塔板效率的计算采用奥康奈尔（O’connell）法[6]ET=（αμaV）由4可知α=塔顶：xD=查得泡点温度为80.3℃塔底：xW=查得泡点温度为109.9℃则平均温度t=（+）/2=由液体的粘度共线图[7]查得苯的粘度μ=甲苯的粘度μ=则进料的平均粘度μ=×+×=ET=（αμ）=（与[6]图11—21对照，结果相近，故可用）E0≈×=7、实际塔板数的计算由附图3可知理论塔板数N=，找到d点①精馏段应为N1=故实际塔板数为Ne1=N1/E0=取为12层②提馏段应为N2=故实际塔板数为Ne2=N2/E0=取为14层即实际塔板数为12+14=26层，实际进料板位置为第12块板。三．精馏塔的工艺设计一、塔径的计算1、精馏段的塔径精馏段的平均温度为t=（td+tf）/2=（+88）/2=84.15℃馏出液的平均分子量M=×+×=78.14kg/kmol则塔顶t=80.3℃时，蒸汽的密度)3.80273834114.78100000（RTPMv=2.66kg/m3D=h=s则上升的蒸汽的量为：Vs=L+D=(R+1)D=×（+1）×÷=1.4m3又查表[8]得:当t=80.3℃时，苯和甲苯的液体平均密度为811kg/m3当t=88℃时，苯和甲苯的液体平均密度为803kg/m3当t=109.9℃时，苯和甲苯的液体平均密度为780kg/m3则精馏段的液体平均密度ρL̅̅̅̅̅=795.3+787.952=（803+811）/2=807kg/m3将各处的摩尔分率换算为质量分率：aF=+(92/78))=0.612kg/haD=0.988kg/haW=0.013kg/h由物料衡算F=D+WFaF=DaD+WaW解之得D=4731kh/h=1.31kg/sW=2969kg/h=0.82kg/s液体流量为L=RD=×=2.36kg/sLs=807=0.003m3/s038.063.28074.1003.05.05.0）（VLVsLs假设取板间距HT为0.45m，由史密斯关联图[9]可得C=0.11m/s则液泛速度Uf=c92.163.263.2-807110.05.0）（VVLm/s取安全系级为则u==1.34m/sA’=Vs/U==1.045m2Af=Vs/Uf==0.729m2D=503.1785.0'AfAm取整为D=1.6m由于浮阀塔的塔径D在~1.6m时板间距HT正好在300~450mm之间故取板间距为0.45m合适[10]2.提馏段的塔径提馏段的平均温度t=(tF+tW)/2=（88+）/2=98.95℃进料时t=94.8℃ρA=)88273834114.78100000（RTPM=2.60kg/m3ρB)88273834192100000（RTPM=3.07kg/m3ρF=×+×=2.765kg/m3塔底t=109.9℃ρA=)9.109273834114.78100000（RTPM=2.450kg/m3ρB)9.109273834192100000（RTPM=2.890kg/m3ρW=×0.0.015+×=2.883kg/m3平均密度ρV̅̅̅̅̅=ρF+ρW2=2.823+2.8822=2.824kg/m3塔底t=109.9℃，查得液体平均密度为780kg/m3则提馏段的平均密度为L(803+780)/2=791.5kg/m3液体流量为Ls’=L’/L=(L+qF)/L=+×7700÷3600)÷=0.006m3/s蒸汽流量为Vs’=Vs-(1-q)F=—（1—）×（7700/（3600×803））=1.40kg/s07.0824.25.79140.1006.05.05.0）（VLVsLs取板间距为0.45m，由史密斯关联图[9]可得C=0.10m/s则液泛速度Uf=c67.1824.