苯甲苯连续精馏筛板塔的设计

成绩-苯-甲苯连续精馏筛板塔的设计 一、设计题目苯-甲苯连续精馏筛板塔的设计。二、设计任务(1)原料液中苯含量：质量分率50(质量)，其余为甲苯。(2)塔顶产品中苯含量不得低于95(质量)。(3)残液中苯含量不得高于5(质量)。(4)生产能力：43000/y苯产品，年开工300天。三、操作条件(1)精馏塔顶压强：4.0kPa(表压) (2)进料热状态：泡点进料(3)回流比：自选 (4)单板压降压：0.7kPa 四、课程设计内容1、精馏塔的物料衡算及塔板数的确定2、精馏塔的工艺条件及有关物性数据的计3、精馏塔的塔体及塔板工艺尺寸计算4、塔板的流体力学验算5、塔板的负荷性能图的绘制6、精馏塔接管尺寸计算7、绘制带控制点的生产工艺流程图(A3 图纸)8、绘制主体设备图(A2图纸)五、课程设计的目的 化工原理课程设计是一个综合性和实践性较强的教学环节，也是培养学生独立工作的有益实践，更是理论联系实际的有效手段。通过课程设计达到如下目的： 1巩固化工原理课程学习的有关内容，并使它扩大化和系统化； 2培养学生计算技能及应用所学理论知识分析问题和解决问题的能力； 3熟悉化工工艺设计的基本步骤和方法； 4学习绘制简单的工艺流程图和主体设备工艺尺寸图； 5训练查阅参考资料及使用图表、手册的能力；6 通过对“适宜条件”的选择及对自己设计成果的评价，初步建立正确的设计思想，培养从工程技术观点出发考虑和处理工程实际问题的能力。一、设计方案与工艺流程图1、设计方案本设计任务为分离苯-甲苯混合物。对于二元混合物的分离，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，冷凝液在泡点温度下一部分回流至塔内，其余部分产品经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（1.12.0）倍。塔釜采用间接蒸汽加热，塔底产品经冷却后送至储罐。2、 工艺流程图二、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 2、 原料液及塔顶、塔底产品的平均摩尔质量3、物料衡算 原料处理量总物料衡算 苯物料衡算 联立解得 式中 F-原料液流量 D-塔顶产品量 W-塔底产品量4、 相对挥发度的计算气液相平衡数据t/80.1859095100105110.6101.33116.9135.5155.7179.2204.2240.040.046.054.063.374.386.0101.33x/摩尔分数1.0000.7800.5810.4120.2580.1300y/摩尔分数1.0000.9000.7770.6330.4560.2620因此有：塔顶用t=80.10时，.塔底用t=101.63时，.平均相对挥发度三、塔板数的确定1、理论板层数的求算（逐板法求塔板数）(1)平衡线方程的求算 汽液相平衡方程式：.(2)q线方程进料状态由五种，即过冷液体进料（q>1),饱和液体进料（q1），气液混合进料(0<q<1)和过热蒸汽进料(q<0)，本设计选用的为泡点进料，故q=1。则xF=xq(3) 最小回流比；由以上两式可得：；由于(4) 精馏段操作线方程精馏段液相质量流量：精馏段气相质量流量：精馏段操作方程：提馏段液相质量流程：提段气相质量流程：提馏段操作线方程：.由以上精馏段操作方程和提馏段操作线方程可得：两操作线交点的横坐标为(5)理论塔板数的确定先交替使用相平衡方程和精馏段操作线方程计算如下：以下交替使用提馏线操作线方程语相平衡方程得：故理论板为11块，精馏板为5块，第6块为进料板.（6）、全塔效率的计算查温度组成图得到，塔顶温度TD=82.393，塔釜温度TW=112.179，全塔平均温度Tm =97.286。分别查得苯、甲苯在平均温度下的粘度：则又此时的相对挥发度为：则ET=（L）-0.245 =0.528（7） 、求实际塔板数 精馏段实际板层数提馏段实际板层数进料板在第11块板。四、精馏塔的工艺条件及有关物性数据的计算1、操作压力计算塔顶操作压力P4+101.3=105.3kPa每层塔板压降 P0.7kPa进料板压力105.3+0.7×10112.2kPa塔底操作压力=120kPa精馏段平均压力 P m1 （105.3+112.3）/2108.8kPa提馏段平均压力P m2 =（112.3+120）/2 =116.15kPa2、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、甲苯的饱和蒸气压由 安托尼方程计算，计算过程略。计算结果如下： 塔顶温度tD82.393进料板温度tF=94.778 塔底温度tW=112.179精馏段平均温度=（ 82.393+94.778）/2 = 88.586提馏段平均温度=（94.778+112.179）/2 =103.47853、 平均摩尔质量计算 塔顶平均摩尔质量计算 由xD=y1=0.957,代入相平衡方程得x1=0.900进料板平均摩尔质量计算 由上面理论板的算法，得0.744， 0.541塔底平均摩尔质量计算由xW=0.0584,由相平衡方程，得yW=0.132精馏段平均摩尔质量 提馏段平均摩尔质量4、 平均密度的计算（1）、气相平均密度计算 由理想气体状态方程计算，精馏段的平均气相密度即提馏段的平均气相密度（2）、液相平均密度计算 液相平均密度依下式计算，即 塔顶液相平均密度的计算 由tD82.393，查手册得 塔顶液相的质量分率 苯=0.95 进料板液相平均密度的计算 由tF94.778，查手册得 进料板液相的质量分率 苯=0.5 塔底液相平均密度的计算 由tw112.179，查手册得塔底液相的质量分率 提馏段液相平均密度为精馏段液相平均密度为 5、液体平均表面张力计算 液相平均表面张力依下式计算，即 塔顶液相平均表面张力的计算 由 tD82.393，查手册得 进料板液相平均表面张力的计算 由tF94.778，查手册得 塔底液相平均表面张力的计算 由 tW112.179，查手册得 精馏段液相平均表面张力为 提馏段液相平均表面张力为 6、液体平均粘度计算 液相平均粘度依下式计算，即 塔顶液相平均粘度的计算 由 tD82.393，查手册得 进料板液相平均粘度的计算 由tF94.778，查手册得 塔底液相平均粘度的计算 由tw112.179，查手册得 精馏段液相平均粘度为 提馏段液相平均粘度为 6、 气液负荷计算精馏段： 提留段：五、精馏塔的塔体工艺尺寸计算 塔径的计算塔板间距HT的选定很重要，它与塔高、塔径、物系性质、分离效率、塔的操作弹性，以及塔的安装、检修等都有关。可参照下表所示经验关系选取。表 板间距与塔径关系塔径DT，m0.30.50.50.80.81.61.62.42.44.0板间距HT，mm200300250350300450350600400600对精馏段：初选板间距，取板上液层高度，故；查史密斯关联图，得C20=0.070；依式校正物系表面张力为20.2796（mN/m）时 可取安全系数为0.7，则（安全系数0.60.8），故 对提馏段：初选板间距，取板上液层高度，故；查史密斯关联图，得C20=0.067；依式校正物系表面张力为18.95133(mN/m)时 将精馏段和提溜段相比较可以知道二者的塔径不一致，根据塔径的选择规定，对于相差不大的二塔径取二者中较大的，因此在设计塔的时候塔径取1.2m。 六、溢流装置计算 1、取堰长 lW=（0.60.8）D，故lW=0.6D=0.6*1.2=0.722、取堰宽及降液管面积 3、停留时间故降液管设计合理。4、堰高 精馏段： 取E=1 提留段：5、降液管底隙高度ho 精馏段： 提留段： 七、堰板布置及筛板塔的主要结构参数1、 筛板布置2、 筛板直径do，孔中心距t，板厚3、 开孔率4、孔数8、 水力学计算1、塔板阻力hp 精馏段：提留段：2、漏液点当孔速低于漏液点气速时，大量液体从筛孔漏液，这将严重影响塔板效率。因此，漏液点气速为下限气速，筛孔的漏液点气速按下式计算： 精馏段： 提留段：3、 雾沫夹带 精馏段： 提留段：4、 液泛的校核为了避免液泛，降液管中液面高（Hd）不得超过1.40.6倍的（HT+hW）， 其中液体在降液管出口阻力： 精馏段： 提留段：故在设计负荷下不会发生液泛。九、负荷性能图 精馏段：（1） 、漏液线（2）雾沫夹带线令可容许的雾沫夹带最大量为0.05kg/kg气，（3） 、液体流量下限规定时，液体流量达下限（4） 、液体流量上限以液体在降液管内停留时间为4s规定液体流量上限（5）、液泛线 取作液泛线，则又提留段：（1）、漏液线（2）雾沫夹带线令可容许的雾沫夹带最大量为0.05kg/kg气，（5） 、液体流量下限规定时，液体流量达下限（6） 、液体流量上限以液体在降液管内停留时间为4s规定液体流量上限（5）、液泛线 取作液泛线，则又10、 主要接管尺寸的选取1、 进料管已知进料液流率为70.74kmol/h,平均分子量为840426g/mol，密度为811.65kg/m3,所以体积流率取管内流速UF=0.5m/s则进料管直径2、 回流管 回流的体积流率 取管内流速UR=1m/s则回流管直径3、 釜液出口管体积流率 取管内流速UW=0.