吉林化工学院化工原理课程设计题目 ____________ 筛板精馏塔分离苯一甲苯工艺设计教学院化工与材料工程学院专业班级材化0801 ____________ 学生姓名______________________学生学号08150108____________指导教师张福胜___________________ 2010年6月14日5.1塔顶冷凝器设计计算 (23)5.2泵的选型 (24)5.4塔总体高度的设计 (25)目录摘要 ....................................................... 一绪论 ....................................................... 二第一章流程及流程说明 (1)第二章 精馏塔工艺的设计 (2)2.1产品浓度的计算 (2)2.1.1原料液及塔顶、塔底产品的摩尔分率 (2)2.1.2原料液及塔顶、塔底产品的平均摩尔质量2 2.2最小回流比的确定 (3)2.3物料衡算 32.4精馏段和提馏段操作线方程 (3)2.4.1求精馏塔的气液相负荷2.4.2求操作线方程 32.5精馏塔理论塔板数及理论加料位置3 2.6实际板数的计算 32.7实际塔板数及实际加料位置第三章精馏塔主要工艺尺寸的设计计算 ..............3.1物性数据计算 (5)3.2精馏塔主要工艺尺寸的计算 (9)3.3筛板流体力学验算 (13)3.4塔板负荷性能图 (16)第四章热量衡算 ........................4.1塔顶气体上升的焓。
(21)4.2回流液的焓 ° . 214.3塔顶馏出液的焓^厲 (21)4.4冷凝器消耗焓Q (21)4.5进料的焓 Q (21)4.6塔底残液的焓 (21)4.7再沸器的焓Q (22)21 第五章塔的附属设备的计算 ....................23结论 (27)致谢 (28)参考文献 (29)主要符号说明30摘要在此筛板精馏塔分离苯-甲苯的设计中，给定的条件为：进料量为F=85kmol/h塔顶组成为：X D 0.98进料馏出液组成为：X F 0.5塔釜组成：X W =0.03加料热状态:q=1塔顶操作压强：P 101.3kPa（表压）首先根据精馏塔的物料衡算，求得D和W通过图解法确定最小回流比；再根据操作线方程，运用图解法求得精馏塔理论板数，确定温度奥康奈尔公式求的板效率，继而求得实际板数，确定加料位置。
然后进行精馏段和提馏段的设计工艺计算，求得各工艺尺寸，确定精馏塔设备结构。
继而对筛板的流体力学进行验算，检验是否符合精馏塔设备的要求，作出塔板负荷性能图，对精馏塔的工艺条件进行适当的调整，使其处于最佳的工作状态。
第二步进行塔顶换热器的设计计算。
先选定换热器的类型，确定物性数据，计算传热系数和传热面积。
然后对进料泵进行设计，确定类型。
关键词：苯-甲苯、精馏、图解法、负荷性能图、精馏塔设备结构塔附属设备下图为连续精馏过程简图:绪论在本设计中我们使用筛板塔，筛板塔的突出优点是结构简单，造价低。
合理的设计和适当的操作筛板塔能满足要求的操作弹性，而且效率高。
采用筛板可解决堵塞问题，适当控制漏液。
筛板与泡罩板的差别在于取消了泡罩与升气管，而直接在板上开很多小直径的孔一一筛孔。
操作时气体以高速通过小孔上升，液体则通过降液管流到下一层板。
分散成泡的气体使板上液层成为强烈湍动的泡沫层。
相同条件下，筛板塔生产能力比泡罩塔高10%^ 15%板效率亦约高10%^ 15%而每板压力降则低30%左右，适用于真空蒸馏；塔板效率较高，但稍低于浮阀塔。
具有较高的操作弹性，但稍低于泡罩塔。
其缺点是小孔径筛板易堵塞，不适宜处理脏的、粘性大的和带固体粒子的料液。
第一章流程及流程说明本设计任务为分离苯一一甲苯混合物。
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入精馏塔内。
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。
任务书上规定的生产任务长期固定，适宜采用连续精流流程。
贮罐中的原料液用机泵加入精馏塔；塔釜再沸器用低压蒸汽作为热源加热料液；精馏塔塔顶设有全凝器，冷凝液部分利用重力泡点回流；部分连续采出到产品罐。
简易流程如下，具体流程见附图。
第二章精馏塔工艺的设计2.1产品浓度的计算2.1.1原料液及塔顶、塔底产品的摩尔分率 0.5/ 78.11 X F = =0.540.5/ 78.11 0.5/ 92.13 0.03/ 78.11=0.0350.03/ 78.11 0.97/92.13 2.1.2原料液及塔顶、塔底产品的平均摩尔质量M F0.54 78.11 (1 0.54) 92.14 83.989 kg/Kmol M D 0.984 78.11 (1 0.984) 92.14 78.301 kg/Kmol M W 0.035 78.11 (1 0.035) 92.14 92.114 kg/Kmol 苯一一甲苯属于理想物系，可采用图解法求理论板数。
2.2最小回流比的确定1.查手册 绘制苯一一甲苯气液平衡线x-y 图。
2求最小回流比及操作回流比。
采用作图法求最小回流比。
在图上对角线上，自点 e (0.54，0.54 )作垂线ef 即为进料线，该线与平衡线的交点坐标为 苯的摩尔质量 M A =78.11kg/mol 甲苯的摩尔质量 M B =92.13kg/mol产品中苯的质量分数x D 0.98/ 78.11 0.98/ 78.11 0.02/92.13=0.984 进料中苯的质量分数 残液中苯的质量分数x wy q=0.745 最小回流比X q =0.54R minX d y q1.17取操作回流比为2倍最小回流比R=2R min 2.33F=85kmol/h总物料衡算 F W D 85=D+W 苯物料衡算 F X F 二D X D +W X W85 0.54=0.984 D+0.035 W联立得 D=45.23 Kmol/h W=39.77 Kmol/h2.4精馏段和提馏段操作线方程 2.4.1求精馏塔的气液相负荷L=RD=105.4Kmol/h V=(R+1)D=150.6Kmol/h L = L+qF=190.4Kmol/hV =V=150.6Kmol/h2.4.2求操作线方程精馏段yLX V D X d105.4X 150.6 45.23* 0.9840.7X 0.296V150.6提馏段y 1LX n V nW 190.4X150.639.77 -X 126 X0.00924V150.6 XW1.26X2.5精馏塔理论塔板数及理论加料位置由图解法的总板数N T =13进料板N F =6精馏段5块 提馏段7块2.6实际板数的计算 (1)板效率 E T 0.49( L ) 0.245精馏段平均温度为86.08 C 由安托尼方程的精馏段相对挥发度 2.56 又有L2.3物料衡算0.31求得精馏段板效率为52.3%提馏段平均温度100.63 C由安托尼方程的精馏段相对挥发度 2.630.289L 求得提镏馏段板效率为52.4%(2)实际板数N T的求取精馏段实际板数N T=5/0.523=9.62 〜10提馏段实际板数N 丁=7/0.524=13.4 〜14 (包括塔釜)实际总半数为10+14=24块板总板效率E T=13/2=54.2%2.7实际塔板数及实际加料位置实际加料板位置NN亠1=12块F实E T精馏段实际板层数N j =10提馏段实际板层数N t =14第三章精馏塔主要工艺尺寸的设计计算3.1物性数据计算3.1.1操作压力计算(1)塔顶操作压力PD =101.3+4=105.3Kpa(2) 每层塔板压降P =0.7 Kpa(3) 进料板压力P F=P D + P N 精=105.3+0.7 10=112.3Kpa(4) 精馏段平均压力P' (P D P F)/2(105.3 112.3)/2 108.8Kpa(5) 塔底操作压力F W = F D+ P N =105.3+0.7 X24=122.1 Kpa(6) 提馏段平均压力P' (P F P W)/2 119.3Kpa3.1.2操作温度计算用比例内插法求得操作温度t F92.1-89.4 tf-92.1t F =90.76 C 0.489-0.592 0.54-0.489t D 81.2 80.12 t D 81.2t D =81.4 C 8.979 1 0.984 0.979t w 110.6 106.1 t W 110.6t W =110.5 C0 8.8 0.035 0精馏段平均温度t tDtFM286.08 C提馏段平均温度t tWtFM -100.63 C23.1.3平均摩尔质量计算(1)塔顶平均摩尔质量计算y1 =x D =0.984，x1 =0.9599M VD=y1 M A+ (1- y1) M B =0.984 X 78.11+ (1-0.984 ) X 92.13=78.33 kg/Kmol M LD=x1 M A+ (1- x1) M B =0.9599 X 78.11+ (1-0.9599 )x 92.13=78.67kg/Kmol(2)进料板平均摩尔质量计算y7 =0.763，x 7 =0.562M V F=y7 M A+ (1-y7) M B =0.763 X 78.11+ (1-0.748 ) X 92.13=83.82kg/Kmol M L F=X7M A+( 1-x7) M B =0.562 X 78.11+ (1-0.562 ) X 92.13=84.25kg/Kmol(3)精馏段平均摩尔质量计算M j = ( M/D+M/F ) /2= (78.33+83.82 ) /2=80.805kg/KmolM j = ( M LD +M LF ) /2= (78.67+84.25 ) /2=81.46kg/Kmol(4 )塔底平均摩尔质量计算y18 =0.035 , X18 =0..91M/W=y18 M A+ (1- y18) M B =0.035 X 78.11+ (1-0.035 ) X 92.13=90.85kg/Kmol M LW=X18M A+ ( 1-X18)M B =0.091 X 78.11+ (1-0.091 ) X 92.13=91.64kg/Kmol(5 )提馏段平均摩尔质量计算叫=(M/F + M/W) /2= (83.82+90.85 ) /2=81.065kg/KmolM Lt = ( M LF + M LW ) /2= (84.25+91.64 ) /2=87.945kg/Kmol3.1.4平均密度计算⑷(1)气相平均密度计算由理想气体状态方程计算P 叫111.25 80.805 c 3vi = -- = =3 Kg / mVj R( t j T 8.314 (81.4 273.15)③精馏段液相平均密度计算3 Lj= ( LD+ LF ) /2= (812.4+803.6 ) /2=808 Kg / m ④塔底液相平均密度计算由t w =110.5 C查得A =772.5 Kg / m3,B =765.5 Kg / m3塔底质量分率°.°35沧11=0.03Vt _ RM Vt = 119.03 87.065= __ =8.314__(100.63 273.15)3=2.98 Kg /m(2)液相平均密度计算①塔顶液相平均密度计算由t D=81.4 C查得A =812.5 Kg/ m ,B =807.5 Kg / m3= 1 =XD / A (1 X D) / B0.984 / 812.51(i 0.984 ) / 807.5 =812.4 Kg / m②进料板液相平均密度计算由t F =90.76 C查得3 3A=805.5 Kg/ m , B =801.5 Kg / m进料板质量分率a A = _____ 乂呱X7M A (1 X7) M B0.54 78.11054 78.11 (1 0.547)丽=°521LF _________ 1a A/ A (1 a A) / 0.521 / 805.01(130.521) /801.5 =803^ Kg / m0.035 78.11 (1 0.035) 92.133.1.5液体平均表面张力计算依式X i i计算(1)塔顶液相平均表面张力计算由t D=81.4 C查得A=19.2mN/m B=20.5mN/mLD=X D A+ ( 1-X D) B=0.98 X 19.2+ (1-0.984 ) X 20.5=19.221mN/m(2)进料板液相平均表面张力计算由t F =90.76 C查得A=17.2 mN/m, B=20.2 mN/mLF =X7 A+ (1- X7 ) B =0.54 X 17.2+ (1-0.54 ) X 20.2=18.514mN/m (3)精馏段液相平均表面张力计算Lj = ( LD + LF) /2= (19.221+18.514 ) /2=18.87mN/m(4)塔底液相平均表面张力计算由t w =110.5 C查得A=14.9mN/m B =17.8 mN/m1 1LW a A/ A (1a A) / B0.035 / 772.5 (1 0.035) /767.5Lt (LW LF)/ 2 (803.6+765.7)/2=784.65Kg/mX18M A“M A(1 XQ M B765.7 Kg /m5⑤提馏段液相平均密度计算LW = X18 A + (1- X18) B =0.035 X 14.9+ (1-0.035 ) X 17.8=17.69mN/m (5)提馏段液相平均表面张力计算Lt= ( LW+LF ) /2= (17.69+18.514 ) /2=18.102mN/m3.1.6液体平均黏度计算⑷依式炯x i i计算(1)塔顶液相平均黏度计算由t D=81.4 C查得A=0.31mPa s, B =0.33 mPa slog LD =X D log A+ (1- X D) log B =0.984 log( 0.31 ) + (1-0.984 )炯(0.33 )得LD =0.310mPa s(2 )进料板液相平均黏度计算由t F =90.76 C查得A=0.29mPa s, B =0.31mPa slog LF =X7 g A+ (1- X7) g B=0.54 g( 0.29) + (1-0.54 ) g( 0.31 )得LF =0.299mPa s(3)精馏段液相平均黏度计算Lj= ( LD+LF ) /2= (0.310+0.299 ) /2=0.3045mPa s(4)塔底液相平均黏度计算由t w=110.5 C查得A=0.24mPa s, B =0.28mPa sgLW=X J8 g A + (1- X18) B =0.035 log( 0.24) + (1-0.035 ) g( 0.28 )LW=0.278mPa s(5)提馏段液相平均黏度计算Lt = ( LW+LF ) /2= (0.299+0.278 ) /2=0.2885mPa s 3.2精馏塔主要工艺尺寸的计算3.2.1精馏塔的塔体工艺尺寸计算(1)塔径的计算①精馏段塔径的计算气、液相体积流率80.805=0.123 m 3 / s3600 3.0_L j = 1°5.4 81.46=0.0042m 3/s3600 Lj 3600808取安全系数为0.7，则空塔气速为u=0.7 u ma x =0.7 X 1.13=0.79 m/s② 提馏段塔径的计算LM Lt—=0.0041 m / s3600 LtVIM j150.63600 V j由UmaxLjVjVj Lj、0.2 20，式中C=C 2°（ ） , C 20由史密斯关联图查取，图的横坐标为0.5Lh Lj3600 0.5Lj V sj 3600sJVj0.0042 3600 0.123~~36000.5808 =0.056 3取板间距H T =0.4m,板上液层高度 h L =0.05m ，则 H T - h L =0.4-0.05=0.35m ，由史密斯关联 图查得C20=0.O7，则 C=C 20(盘宀。