苯甲苯混合液筛板精馏塔的设计方案 .docx

精品名师归纳总结长江高校化工原理课程设计 苯-甲苯混合液筛板精馏塔的设计姓名：班级：高材 11002学号 :序号：年月目录可编辑资料 - - - 欢迎下载精品名师归纳总结1 苯甲苯混合液筛板精馏塔设计概述12 板式精馏塔设计任务书13 设计运算 23.1 设计方案的选定及基础数据的搜集23.2 精馏塔的物料衡算 33.3 塔板数的确定 43.4 塔的精馏段操作工艺条件及相关物性数据的运算63.5 精馏段的气液负荷运算8 4 精馏塔的塔体工艺尺寸运算 84.1 塔径的运算 84.2 塔板工艺结构尺寸的设计与运算9 5 筛板的流体力学验算 106 精馏段塔板负荷性能图127 设计结果一览表 15可编辑资料 - - - 欢迎下载精品名师归纳总结1 苯甲苯混合液筛板精馏塔设计概述塔设备是化工、炼油生产中最重要的设备之一。塔设备的设计和讨论，已经受到化工行业的极大重视。在化工生产中，塔设备的性能对于整个装置的产品产量、质量、生产才能和消耗定额，以及三废处理和环境爱护等各个方面， 都有特别重大的影响。精馏是分别液体混合物 <含可液化的气体混合物）最常用的一种单元操作， 在化工，炼油，石油化工等工业中得到广泛应用。精馏过程在能量剂驱动下<有时加质量剂），使气液两相多次直接接触和分别，利用液相混合物中各组分的挥发度的不同，使易挥发组分由液相向气相转移，难挥发组分由气相向液相转 移，实现原料混合液中各组分的分别。依据生产上的不同要求，精馏操作可以 是连续的或间歇的，有些特别的物系仍可采纳衡沸精馏或萃取精馏等特别方法 进行分别。本设计的题目是苯 -甲苯混合液筛板精馏塔的设计，即需设计一个精馏塔用来分别易挥发的苯和不易挥发的甲苯。2 板式精馏塔设计任务书一、设计题目苯-甲苯混合液筛板精馏塔的设计。二、设计任务1>原料液中苯含量：质量分率55质量>，其余为甲苯。2>塔顶产品中苯含量不得低于 98质量>。3>塔底釜液含甲苯量不低于 98%质量>4>生产才能： 45000 t/y 苯产品，年开工 330 天。三、操作条件1>精馏塔顶压强： 4.0kPa表压>2>进料热状态：饱和液体3>回流比： R=1.5Rmin。 4>单板压降压： 0.7kPa5>冷却水温度： 306>饱和水蒸汽压力： 2.5kgf/cm2表压> 7>设备型式：筛板塔四、设计内容及要求1>设计方案的确定及流程说明2>塔的工艺运算3>塔和塔板主要工艺尺寸的设计塔高、塔径以及塔板结构尺寸的确定。塔板的流体力学验算。塔板的负荷性能图。4>编制设计结果概要或设计一览表可编辑资料 - - - 欢迎下载精品名师归纳总结3 设计运算3.1 设计方案的选定及基础数据的搜集本设计任务为分别苯一甲苯混合物。由于对物料没有特别的要求，可以在 常压下操作。对于二元混合物的分别，应采纳连续精馏流程。设计中采纳泡点 进料，将原料液通过预热器加热至泡点后送人精馏塔内。塔顶上升蒸气采纳全 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。该物系属易分别物系，最小回流比较小，故操作回流比取最小回流 比的 1.5 倍。塔底设置再沸器采纳间接蒸汽加热，塔底产品经冷却后送至储罐。其中由于蒸馏过程的原理是多次进行部分汽化和冷凝，热效率比较低，但塔顶 冷凝器放出的热量很多，但其能量品位较低，不能直接用于塔釜的热源，在本 次设计中设计把其热量作为低温热源产生低压蒸汽作为原料预热器的热源之一， 充分利用了能量。塔板的类型为筛板塔精馏，筛板塔塔板上开有很多均布的筛孔，孔径一般为 38mm，筛孔在塔板上作正三角形排列。下图是板式塔的简略图：可编辑资料 - - - 欢迎下载精品名师归纳总结表 1 苯、甲苯在某些温度 t 下的饱和蒸汽压 谭天恩化工原理 P73>t/80.184889296100104108110.6PA0/kPa101.3114.1128.4144.1161.3180200.3222.4237.7PB0/kPa3944.550.857.865.674.283.694101.3表 2 苯-甲苯物系在总压 101.325kPa 下的 t-xy>图 谭天恩化工原理 P73>t/ 80.184889296100104108110.6x10.8160.6510.5040.3730.2560.1520.0570y10.9190.8250.7170.5940.4550.30.1250表 3 苯-甲苯物系在某些温度t 下的 值 谭天恩化工原理 P75>t/80.184889296100104108110.62.602.562.532.492.462.432.402.372.35x10.8160.6510.5040.3730.2560.1520.0570表4 纯组分的表面张力温度 <）8090100110120苯， mN/m21.22018.817.516.2可编辑资料 - - - 欢迎下载精品名师归纳总结甲苯，mN/m21.720.619.518.417.3表 5 纯组分的液相密度可编辑资料 - - - 欢迎下载精品名师归纳总结温度 >8090100110120苯,kg/ m 3814805791778763甲苯 ,kg/ m 38098017917807683.2 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 MA=78.1甲苯的摩尔质量 MB=92.1进料组成苯的质量分数 =0.55Fx55 / 78.10.59055 / 78.1+45 / 92.1塔顶馏出液苯的质量分数 =0.98x55 / 78.1D55 / 78.1+45 / 92.1 =0.983塔底釜液苯的质量分数 =0.02x55 / 78.1W55 / 78.1+45 / 92.1 =0.0235<2）原料液及塔顶、塔底产品的平均摩尔质量M F78.1 0.59092.1 10.59083.84可编辑资料 - - - 欢迎下载精品名师归纳总结M D78.10.98392.1 10.98378.34MW78.10.023592.110.023591.77可编辑资料 - - - 欢迎下载精品名师归纳总结<3）物料衡算F原料处理量45000100067.77kmol / h33024可编辑资料 - - - 欢迎下载精品名师归纳总结全塔物料衡算：F=D+WFxF=DxD+WxW代入 F=67.77kmol/h xF=0.59 xD=0.983 xW=0.0235解得 D=40.01koml/h， W=27.76kmol/h式中 F原料液流量D塔顶产品量W塔底产品量3.3 塔板数的确定<1）理论板数 NT 的求取。苯一甲苯属抱负物系，可采纳逐板运算求理论板数。最小回流比及操作回流比的运算：由表 3 随温度的上升， 的值略有减小，但变化不大。取的平均值：可编辑资料 - - - 欢迎下载精品名师归纳总结=<2.6+2.3）5x/2=2.4752.475 x可编辑资料 - - - 欢迎下载精品名师归纳总结y11x11.475 x可编辑资料 - - - 欢迎下载精品名师归纳总结采纳饱和液体进料， q=1。于是 xe=xF=0.590可编辑资料 - - - 欢迎下载精品名师归纳总结y2.475xFF11.475xF2.4750.5900.78111.4750.590可编辑资料 - - - 欢迎下载精品名师归纳总结可编辑资料 - - - 欢迎下载精品名师归纳总结Rmin1.06可编辑资料 - - - 欢迎下载精品名师归纳总结xDye0.9830.781yexe0.7810.590取操作回流比为 R=1.5Rmin=1.59求操作线方程精馏段操作线方程为可编辑资料 - - - 欢迎下载精品名师归纳总结yRxxD1.59x0.983 =0.61x0.38可编辑资料 - - - 欢迎下载精品名师归纳总结n 1nnR1R11.5911.591提馏段操作线通过 <0.0235,0.0235）、<0.590,0.740）两点可编辑资料 - - - 欢迎下载精品名师归纳总结于是得到提馏段操作线方程： 逐板法求理论板数：y1.26 x+0.003可编辑资料 - - - 欢迎下载精品名师归纳总结x2.475xyy yx可编辑资料 - - - 欢迎下载精品名师归纳总结相平稳方程11x 解1得1.475x1 y2.4751.475 y可编辑资料 - - - 欢迎下载精品名师归纳总结用精馏段操作线和相平稳方程进行逐板运算可编辑资料 - - - 欢迎下载精品名师归纳总结x1y1xD = 0.983 ，y1y11xy1 y1=0y.91 592.4751y2y10.918可编辑资料 - - - 欢迎下载精品名师归纳总结y0.61x0.380.96522.4751.475 y可编辑资料 - - - 欢迎下载精品名师归纳总结21，2可编辑资料 - - - 欢迎下载精品名师归纳总结x20.918y=0.61x+0.38y30.940 。可编辑资料 - - - 欢迎下载精品名师归纳总结y0.940yx2.475 1.475 yx0.8057可编辑资料 - - - 欢迎下载精品名师归纳总结33。交替应用相平稳线和精馏段操作线方程得到以下数据：n1234567xn0.9590.9180.8630.7960.7230.6490.583yn0.9830.9650.940.9060.8660.8210.776由于 x7=0.583<xF=0.590故精馏段理论板 n=6。用提馏段操作线和相平稳方程连续逐板运算可编辑资料 - - - 欢迎下载精品名师归纳总结y1.26 x0.0030.738xy80.532可编辑资料 - - - 欢迎下载精品名师归纳总结8782.4751.475 y8可编辑资料 - - - 欢迎下载精品名师归纳总结交替应用相平稳线和精馏段操作线方程得到以下数据：n8910111213141516xn0.5320.4550.3550.2480.1570.0920.0520.0290.016yn0.7380.6740.5760.450.3160.2010.1190.0680.039由于 x16=0.016<xW=0.0235故提馏段理论板 n=8<不包括塔釜）。总塔板数为 14<不包括塔釜），第 7块板为加料板。<2）全塔效率的运算查谭天恩化工原理 P73 图 10-1 温度组成图得到，塔顶温度tD=80.42， 塔釜温度 tW=109.95，全塔平均温度 tm=95.18。查谭天恩化工原理附录黏度共线图，得到苯、甲苯在平均温度下的粘可编辑资料 - - - 欢迎下载精品名师归纳总结度A0.25mPa sB0.30mPa s可编辑资料 - - - 欢迎下载精品名师归纳总结可编辑资料 - - - 欢迎下载精品名师归纳总结平均粘度 m0.250.5900.30 （1-0.590）=0.27 mPa s可编辑资料 - - - 欢迎下载精品名师归纳总结可编辑资料 - - - 欢迎下载精品名师归纳总结全塔效率ET =0.17-0.616lgm =0.17-0.616lg0.27=0.52可编辑资料 - - - 欢迎下载精品名师归纳总结<3）求实际板数可编辑资料 - - - 欢迎下载精品名师归纳总结可编辑资料 - - - 欢迎下载精品名师归纳总结N=6=11.53可编辑资料 - - - 欢迎下载精品名师归纳总结p1精馏段实际板数0.52，取 N p1=12可编辑资料 - - - 欢迎下载精品名师归纳总结N=8=15.38可编辑资料 - - - 欢迎下载精品名师归纳总结=28提馏段实际板数0.52，取 N p2 =16。总塔板数数p2Np = N p1 + N p2可编辑资料 - - - 欢迎下载精品名师归纳总结3.4 塔的精馏段操作工艺条件及相关物性数据的运算<1）平均压力 Pm塔顶操作压力 P4+101.3=105.3 kPa每层塔板压降按 P0.7 kPa可编辑资料 - - - 欢迎下载精品名师归纳总结进料板压力PF 105.3+0.7 ×12113.7 kPa可编辑资料 - - - 欢迎下载精品名师归纳总结精馏段平均压力 Pm<105.3+113.7） 2109.5 kPa<2）平均温度查谭天恩化工原理 P73 图 10-1 温度组成图得到，塔顶温度 tD=80.42可编辑资料 - - - 欢迎下载精品名师归纳总结进料板温度tF 89.96，于是精馏段平均温度tm =< 80.42+89.96）/2 = 85.19可编辑资料 - - - 欢迎下载精品名师归纳总结<3）平均摩尔质量运算塔顶：由 y1=xD=0.983,代入相平稳方程得 x1=0.959M VD ,m =0.98378.1+（1-0.98392.178.34kg / kmol可编辑资料 - - - 欢迎下载精品名师归纳总结M LD ,m =0.95978.1+（1-0.95992.178.67kg /进料板： yF=0.740， xF=0.590kmol可编辑资料 - - - 欢迎下载精品名师归纳总结M VF ,m =0.74078.1+（1-0.74092.181.74kg / kmolM LF ,m =0.59078.1+（1-0.59092.183.84kg / kmol可编辑资料 - - - 欢迎下载精品名师归纳总结精馏段：M V ,m =78.34+81.74）/2=80.04 kg / kmol可编辑资料 - - - 欢迎下载精品名师归纳总结可编辑资料 - - - 欢迎下载精品名师归纳总结M L ,m =78.67+83.84>/2=81.26 kg<4）平均密度气相平均密度运算：/ kmol可编辑资料 - - - 欢迎下载精品名师归纳总结可编辑资料 - - - 欢迎下载精品名师归纳总结V , mPmM V ,mRTm109.5 80.04=2.943kg/m38.31485.19+273.15可编辑资料 - - - 欢迎下载精品名师归纳总结液相平均密度运算：将表 5 密度与温度的数据关联成直线得到-t 关系：苯 A912.13 1.1886t <kg/m3）<式中 t 为温度，）可编辑资料 - - - 欢迎下载精品名师归纳总结甲苯 B892.81.03t kg/m3>可编辑资料 - - - 欢迎下载精品名师归纳总结可编辑资料 - - - 欢迎下载精品名师归纳总结塔顶：LD ,A912.131.1886t912.13 1.188680.42=816.54kg / m3可编辑资料 - - - 欢迎下载精品名师归纳总结可编辑资料 - - - 欢迎下载精品名师归纳总结3LD , B892.81.03t892.81.03 80.42=809.97kg / m可编辑资料 - - - 欢迎下载精品名师归纳总结可编辑资料 - - - 欢迎下载精品名师归纳总结1=aAaB0.980.02LD ,m816.41kg / m3可编辑资料 - - - 欢迎下载精品名师归纳总结LD ,mLD , ALD , B816.54809.97可编辑资料 - - - 欢迎下载精品名师归纳总结<式中 aA、aB 分别表示苯和甲苯的质量分数）可编辑资料 - - - 欢迎下载精品名师归纳总结进料板：LF , A912.13 1.1886t912.131.1886 89.96=805.20kg / m3可编辑资料 - - - 欢迎下载精品名师归纳总结可编辑资料 - - - 欢迎下载精品名师归纳总结3LF , B892.81.03t892.81.03 89.96=800.14kg / m可编辑资料 - - - 欢迎下载精品名师归纳总结可编辑资料 - - - 欢迎下载精品名师归纳总结1=a AaB0.550.45LF ,m802.92kg / m3可编辑资料 - - - 欢迎下载精品名师归纳总结LF ,mLF , ALF , B805.20800.14可编辑资料 - - - 欢迎下载精品名师归纳总结可编辑资料 - - - 欢迎下载精品名师归纳总结精馏段：L ,m802.92816.4123809.66kg / m可编辑资料 - - - 欢迎下载精品名师归纳总结5> 液体平均表面张力运算将表 4 纯液体的表面张力与温度的数据关联成直线得到：苯 A30.50.11t <mN/m ）<式中 t 为温度，）可编辑资料 - - - 欢迎下载精品名师归纳总结甲苯 B31.240.125t <mN/m ）可编辑资料 - - - 欢迎下载精品名师归纳总结可编辑资料 - - - 欢迎下载精品名师归纳总结塔顶： tD=80.42 ,D, A21.19mN / m ,D ,B21.65mN / m可编辑资料 - - - 欢迎下载精品名师归纳总结可编辑资料 - - - 欢迎下载精品名师归纳总结D ,mABA xBB x A21.1921.6521.38mN / m21.190.4121.650.59可编辑资料 - - - 欢迎下载精品名师归纳总结可编辑资料 - - - 欢迎下载精品名师归纳总结进料板： tF=89.96，F , A20.00 mN / m ，F , B20.60mN / m可编辑资料 - - - 欢迎下载精品名师归纳总结可编辑资料 - - - 欢迎下载精品名师归纳总结F ,mABA xBB xA20.0020.6020.01 mN / m20.0010.98320.600.983可编辑资料 - - - 欢迎下载精品名师归纳总结可编辑资料 - - - 欢迎下载精品名师归纳总结m精馏段：20.0121.3820.70mN / m2可编辑资料 - - - 欢迎下载精品名师归纳总结6> 液体平均粘度运算查谭天恩化工原理附录黏度共线图，tD=80.42下塔顶：A0.30mPa s,B0.33mPa s可编辑资料 - - - 欢迎下载精品名师归纳总结LD ,m0.300.983+0.33 10.9830.30mPa s可编辑资料 - - - 欢迎下载精品名师归纳总结进料板， tF=89.96下A0.25mPa s,B0.30mPa s可编辑资料 - - - 欢迎下载精品名师归纳总结LF ,m0.250.59+0.3310.590.27mPa s0.27+0.30 =0.285m Pa s可编辑资料 - - - 欢迎下载精品名师归纳总结精馏段液相平均粘度为L ,m2可编辑资料 - - - 欢迎下载精品名师归纳总结3.5 精馏段的气液负荷运算可编辑资料 - - - 欢迎下载精品名师归纳总结气相摩尔流率 VR1 D1.59140.1103.62kmol / h可编辑资料 - - - 欢迎下载精品名师归纳总结可编辑资料 - - - 欢迎下载精品名师归纳总结VVM VmS1023.6280.040.783m3 / s可编辑资料 - - - 欢迎下载精品名师归纳总结气相体积流率3600vm36002.943可编辑资料 - - - 欢迎下载精品名师归纳总结气相体积流率 Vh=0.783 ×3600=2818.12m3/h可编辑资料 - - - 欢迎下载精品名师归纳总结液相回流摩尔流率LRD1.5940.0163.62kmol / h可编辑资料 - - - 欢迎下载精品名师归纳总结可编辑资料 - - - 欢迎下载精品名师归纳总结Ls液相体积流率LM Lm3600Lm63.6281.263600809.6630.001774 m / s可编辑资料 - - - 欢迎下载精品名师归纳总结可编辑资料 - - - 欢迎下载精品名师归纳总结液相体积流率 L3m / hh=0.001774 ×3600=6.385可编辑资料 - - - 欢迎下载精品名师归纳总结冷凝器的热负荷：QVr103.6278.343940.9833620.017 / 3600751.27kW式中 r 为苯-甲苯混合液汽化潜热，苯 rA =394kJ/kg, 甲苯 rB=362kJ/kg>4 精馏塔的塔体工艺尺寸运算4.1 塔径的运算塔板间距 HT 的选定很重要，它与塔高、塔径、物系性质、分别效率、塔的操作弹性，以及塔的安装、检修等都有关。可参照下表所示体会关系选取。表 7 板间距与塔径关系可编辑资料 - - - 欢迎下载精品名师归纳总结塔径 DT， m板间距0.30.50.5 0.80.81.61.62.42.44.0可编辑资料 - - - 欢迎下载精品名师归纳总结HT，mm200300250 350300450350600400600可编辑资料 - - - 欢迎下载精品名师归纳总结<1）初选板间距 HT0.50m ，取板上液层高度 hL0.06m，就可编辑资料 - - - 欢迎下载精品名师归纳总结可编辑资料 - - - 欢迎下载精品名师归纳总结HThL0.500.060.44m 。可编辑资料 - - - 欢迎下载精品名师归纳总结<2）按 Smith 法求答应的空塔气速 umax11可编辑资料 - - - 欢迎下载精品名师归纳总结LSLm2VSvm0.001774809.66 20.7832.9430.0376可编辑资料 - - - 欢迎下载精品名师归纳总结<2）查 Smith 通用关联图 5-40<课本 P158）得 C20=0.1。依式0.2CC 20200.20.2可编辑资料 - - - 欢迎下载精品名师归纳总结CC200.120.700.1007可编辑资料 - - - 欢迎下载精品名师归纳总结负荷因子2020可编辑资料 - - - 欢迎下载精品名师归纳总结可编辑资料 - - - 欢迎下载精品名师归纳总结泛点气速umaxCLV0.1007V809.662.9432.9431.667m / s可编辑资料 - - - 欢迎下载精品名师归纳总结<3）操作气速，取 u=0.7umax=1.167m/sD4VS40.7830.92m可编辑资料 - - - 欢迎下载精品名师归纳总结<4）精馏段塔径u3.140.167可编辑资料 - - - 欢迎下载精品名师归纳总结圆整取 D 为 1.0m,此时操作气速 u=0.997m/s。4.2 塔板工艺结构尺寸的设计与运算<1）溢流装置采纳单溢流型的平顶弓形溢流阀、弓形降液管、平型受液盘。溢流堰长 Lw：单溢流取 LW=<0.60.8）D，取 LW=0.7D=0.7m2可编辑资料 - - - 欢迎下载精品名师归纳总结出口堰高hW ： hWhLhOWhow，0.00284ELh3Lw可编辑资料 - - - 欢迎下载精品名师归纳总结可编辑资料 - - - 欢迎下载精品名师归纳总结由lW / D0.7 ，Lh / lW2.56.3850.72.515.57查图 5-30<课本 P151 页）得 E=1.03可编辑资料 - - - 欢迎下载精品名师归纳总结可编辑资料 - - - 欢迎下载精品名师归纳总结于是，how0.002841.03 6.385 2/30.70.0128m0.006m可编辑资料 - - - 欢迎下载精品名师归纳总结故hw0.060.01280.0472 m ，取 hW=0.05m可编辑资料 - - - 欢迎下载精品名师归纳总结降液管的宽度Wd 与降液管的面积A f ：可编辑资料 - - - 欢迎下载精品名师归纳总结可编辑资料 - - - 欢迎下载精品名师归纳总结由 Lw / D0.7 查谭天恩化工原理下册 P137 图 11-16，得 Wd / D0.14 ，可编辑资料 - - - 欢迎下载精品名师归纳总结Af / AT0.09可编辑资料 - - - 欢迎下载精品名师归纳总结故Wd0.14D0.14 1.00.14m ，AD 2T4=0.785×1 =0.785m可编辑资料 - - - 欢迎下载精品名师归纳总结22A0.09 A0.090.7850.0707 m2fT运算液体在降液管中停留时间以检验降液管面积，可编辑资料 - - - 欢迎下载精品名师归纳总结Af HT即Ls0.07070.5019.93s0.001774<大于 5s，符合要求）u'可编辑资料 - - - 欢迎下载精品名师归纳总结 降 液 管 底 隙 高 度 h0 ： 取 液体 通过 降液 管 底 隙 的 流 速 o =0.1m/s,可编辑资料 - - - 欢迎下载精品名师归纳总结LshoLu'0.0017740.0253m0.70.1h 不宜小于（ 0.020025m）可编辑资料 - - - 欢迎下载精品名师归纳总结wo2> 塔板布置塔板的分块符合要求 < 0）可编辑资料 - - - 欢迎下载精品名师归纳总结查课本 P140 表 5-6，D 在 1000mm 时，塔板分为 3 块。边缘区宽度 Wc 与安定区宽度 Ws可编辑资料 - - - 欢迎下载精品名师归纳总结取边缘区宽度 Wc=0.06m 安定区宽度Ws0.075mR2x可编辑资料 - - - 欢迎下载精品名师归纳总结Aa运算开孔区面积2 xR2x 2180sin 1R可编辑资料 - - - 欢迎下载精品名师归纳总结可编辑资料 - - - 欢迎下载精品名师归纳总结DxWdWs1.00.140.0750.285可编辑资料 - - - 欢迎下载精品名师归纳总结式中22D1.0RWC0.060.44m222可编辑资料 - - - 欢迎下载精品名师归纳总结aA20.2850.4420.2852×0.44sin1 0.2850.464m2可编辑资料 - - - 欢迎下载精品名师归纳总结于是1800.44<3）筛孔数 n 与开孔率可编辑资料 - - - 欢迎下载精品名师归纳总结取筛孔的孔径d 0 为 5mm，正三角形排列，一般碳的板厚为3mm,取t / d 03.0可编辑资料 - - - 欢迎下载精品名师