分离苯甲苯筛板式精馏塔设计04451
筛板式精馏塔设计目录第一部分概述一、设计题目3二、设计任务3三、设计条件3四、 工艺流程图.3第二部分工艺设计计算一、 设计方案的确定 4二、 精馏塔的物料衡算 41. 原料液及塔顶、塔底产品的摩尔分数 42原料液及塔顶、塔底产品的平均摩尔质量 43物料衡算原料处理量 4三、塔板数的确定41理论板层数 Nt的求取 42实际板层数的求取 6四、精馏塔的工艺条件及有关物性数据的计算 61操作压力计算62操作温度计算63平均摩尔质量计算6塔顶摩尔质量计算6进料板平均摩尔质量计算 6提馏段平均摩尔质量 74平均密度计算7气相平均密度计算 7液相平均密度计算 75液相平均表面张力计算 7塔顶液相平均表面张力计算 7进料板液相平均表面张力计算 76液相平均粘度计算8塔顶液相平均粘度计算 8进料板液相平均粘度计算 8五、精馏塔的塔体工艺尺寸计算81塔径的计算82精馏塔有效高度计算 9六、 塔板主要工艺尺寸的计算9堰长lw 溢流堰高度hW弓形降液管宽度Wd和截面积A2.塔板布置塔板的分块边缘区宽度确定. 开孔区面积计算.筛孔计算及其排列七、筛板的流体力学验算1.塔板压降9.9.9.10111111干板阻力hc计算气体通过液层的阻力 hL计算11液体表面张力的阻力 h._计算112. 液面落差123. 液沫夹带124. 漏液125. 液泛12八、 塔板负荷性能图131漏液线132. 液沫夹带线 133. 液相负荷下限线 144. 液相负荷上限线 145 .液泛线14九、 设计一览表16十、参考文献 17第一部分概述一、设计题目：筛板式精馏塔设计二、设计任务：试设计分离苯-甲苯混合物的筛板精馏塔。已知原料液的处理量为4000kg/h, 组成为0.38 （苯的质量分数），要求塔顶馏出液的组成为0.98,塔底釜液的组成 为 0.01。操作压力进料热状况回流比单板压降全塔效率4kPa （塔顶表压）自选自选<0.7kPaEt =52%三、设计条件试根据上述工艺条件作出筛板的设计计算。四、工艺流程图原料液由高位槽经过预热器预热后进入精馏塔内。操作时连续的从再沸器中取出部分液体作为塔底产品（釜残液）再沸器中原料液部分汽化，产生上升蒸汽，依次通过各层塔板。 塔顶蒸汽进入冷凝器中全部冷凝或部分冷凝，然后进入贮槽再经过冷却器冷却。并将冷凝液借助重力作用送回塔顶作为回流液体，其余部分经过冷凝器后被送出作为塔顶产品。为了使精馏塔连续的稳定的进行，流程中还要考虑设置原料槽。产品槽和相应的泵，有时还要设置高位槽。且在适当位置设置必要的仪表（流量计、温度计和压力表）。以测量物流的各项参数。Vn-1冷凝水Vn塔顶产品（或時凝角帼出液J:. . 回流錘OLn-T-I加趟水越汽LJ'半冷糠水 一呷鬆塞第二部分工艺设计计算设计方案的确定本设计任务书为分离苯-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， 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。精馏塔的物料衡算i原料液及塔顶、塔底产品的摩尔分数9100甲苯的摩尔质量M b =92.14Kg/mol0.38/78.11 =0.420 0.38/78.110.62/92.14Xd =0.98/78.11=0.9830.98/78.11 0.02/92.14Xw：0.01/78.11= =0.0120.01/78.11 0.99/92.14Xf =2.原料液及塔顶、塔底产品的平均摩尔质量M f =0.420 78.11+(1-0.420)92.14=86.25Kg/molM d =0.983 78.11+(1-0.983)92.14=78.35Kg/molM W =0.012 78.11+(1-0.012)92.14=91.96Kg/mol3.物料衡算原料处理量l 4000F=46.38Kmol/h86.25总物料衡算46.38=D+W苯物料衡算46.38 0.420=0.983 D+0.012 W联立解得D=19.49Kg/mol，W=26.89Kg/mol三、塔板数的确定1. 理论板层数Nt的求取苯-甲苯属理论物系，可采用图解法求理论板层数。由手册查得苯-甲苯物系的气液平衡数据，绘出x-y图x00.0580.1550.2560.3760.5080.6590.831y00.1280.3040.4530.5960.720.830.94311.0 求最小回流比及操作回流比采用作图法求最小回流比。在图中对角线上，自点e (0.42 , 0.42 )做垂线，ef即为进料线(q线)，该线和平衡线的交点坐标为：yq =0.642Xq =0.420故最小回流比为:只口卄口 = 0.983-0.642 十4yq -xq 0.642-0.420取操作回流比为：2Rmi2 1.54=3.08 求精馏塔的气、液相负荷L = R D =3.08 19.49 = 60.03 Kmol/hV = (R 1) D = (3.08 1) 19.49 二 79.52 Kmol/hL 二 L F =60.03 46.3106.41 Kmol/hV =V =79.52 Kmol/h 求操作线方程LD60 0319 49精馏段操作线方程y= L xDx,=6003 x19490.983 二 0.755x 0.245V V79.5279.52L' ' W106 41 ' 26 89提馏段操作线方程 y-Xw 二上641% 一丝89 0.012 =1.338x -0.004V V79.5279.52 图解法求理论板层数采用图解法求理论板层数，求解结果为：总理论板层数N T =13包括再沸器，进料板位置N F = 62. 实际板层数的求取50.52提馏段实际板层数:精馏段实际板层数：N精 59.6 : 10四、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 = 0.7 kPa进料板压力Pf =105.3 0.7 10 =112.3kPa提馏段平均压力pm =(105.3 112.3)/2 =108.8 kPa2. 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、甲苯的饱和蒸汽压由安托尼方程计算，计算过程略。计算结果如下：塔顶温度Td =82.1 C进料板温度TF =99.5 C3. 平均摩尔质量计算塔顶摩尔质量计算：由xd =% =0.983，查平均曲线，得 论=0.926MvDm =0.983 78.11 (1 -0.983) 92.13 = 78.35kg/kmolMLDm =0.926 78.11 (1 -0.926) 92.13 = 79.15kg / kmol进料板平均摩尔质量计算由图解理论板，得yF =0.612查平衡曲线，得xf =0.395MVFm =0.612 78.11(1 0.612)92.13 = 83.55kg / kmolMLFm =0.395 78.11(1 -0.395) 92.13 = 86.59kg / kmol提馏段平均摩尔质量MVm =(78.35 83.55)/2 = 80.95kg/kmolMLm =(79.15 86.59)/2=82.87kg/kmol4. 平均密度计算气相平均密度计算由理想气体状态方程计算，即Pm MVmRTm二 2.91 kg /m3109.5F0.958.314 (91.95 273.15)液相平均密度计算液相平均密度依下式计算:Im塔顶液相平均密度计算：由 Td =82.1 C，查手册得匚=812.7kg/m3,= 807.9kg /m310.98/812.7 0.02/807.9 =812.6kg/m进料板液相平均密度计算由Tf二99.5 C，查手册得33匚二793.1kg/m，790.8kg/m进料板液相的质量分数计算aA0.395 78.110.395 78.11 0.605 92.131= 0.3563791.6kg / m0.356/793.10.644/790.8精馏段液相平均密度为：Im =(812.6 791.6)/2 = 802.1kg/m35. 液相平均表面张力计算液相平均表面张力依下式计算，即塔顶液相平均表面张力计算由 Td =82.1 C，查手册得匚a =21.24mN /m，二b =21.24mN /m二LDm =0.983 21.24 0.017 21.24 =21.24mN /m进料板液相平均表面张力计算由 Tf =99.5 C，查手册得匚 A=18.90mN /m，匚 b =20.00mN /m二LFm =0.395 18.90 0.605 20.00 = 19.57mN /m精馏段液相平均表面张力为：二Lm =(21.24 19.57)/2 =20.41mN /m6. 液相平均粘度计算液相平均粘度依下式计算：g%m八xg叫塔顶液相平均粘度计算由 Td =82.1 C，查手册得 =0.302mPa *s，10.306mPa *slg%Dm =0.983 lg(0.302)0.017 lg(0.306)解得 "LDm =0.302mPa *s进料板液相平均粘度计算由 Tf =99.5 C，查手册得 =0.256mPa *s，1 0.265mPa *slg%Fm =0.395 lg(0.256) 0.605 lg(0.265)解得LFm =0261mPas精馏段液相平均粘度为Lm= (0.302 0.261)/2 =0.282mPa «s五、精馏塔的塔体工艺尺寸计算1. 塔径的计算精馏段的气、液相体积流率为:由 Umax =CV VM VmV s3600 心LM Lm7952 80.95 “616m3/s3600 2.9160.03 82.81Ls 36001m 3600 802.1P _ P" V，式中C由式（5-5 ）计算,= 0.0017m3/s其中的 C20由图
