分离苯甲苯混合液的筛板精馏塔化工原理课程设计Word文档格式.docx
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塔顶产品中苯的质量分率0.96
塔釜产品中苯的质量分率0.01
单板压降小于等于0.7kpa
进料状态泡点进料
回流比R=1.7Rmin
塔型筛板塔
塔操作压力4kPa
年生产天数300天
年产量2800吨/年
全塔效率Et=62%
加热类型间接蒸汽加热
精馏类型连续型
1.1.3设计任务
单元设备设计的内容和过程
•过程方案设计
•工艺流程设计
•单元过程模拟计算
•单元设备的工艺设计
•工艺设计的技术文件
•详细设计
课程设计的基本要求
•设计方案简介
•主要设备的工艺设计计算
•主要设备的结构设计和机械设计
•典型辅助设备的选型
•工艺流程图
•主要设备的工艺条件图
•主要设备的总装配图
•编写设计说明书
1.2设计方案的确定
1.2.1选择塔型
精馏塔属气—液传质设备。
气—液传质设备主要分为板式塔和填料塔两大类。
该塔设计生产时日要求较大，由板式塔与填料塔比较[1]知：
板式塔直径放大时，塔板效率较稳定,且持液量较大，液气比适应范围大，因此本次精馏塔设备选择板式塔。
筛板塔是降液管塔板中结构最简单的，它与泡罩塔相比较具有下列优点：
生产能力大10-15%，板效率提高15%左右，而压降可降低30%左右，另外筛板塔结构简单，消耗金属少，塔板的造价可减少40%左右，安装容易，也便于清洗检修[2]。
因此，本设计采用筛板塔比较合适。
1.2.2精馏方式
根据实际生产情况，本精馏塔采用连续精馏方式。
1.2.3操作压力
常压操作可减少因加压或减压操作所增加的增、减压设备费用和操作费用，提高经济效益,在条件允许下常采用常压操作，因此本精馏设计选择在常压下操作。
1.2.4加热方式
在本物系中，水不是难挥发液体，选用间接蒸汽加热。
1.2.5工艺流程
原料经预热器预热达到泡点温度，经管道直接送入下游精馏塔，即我们所设计的塔。
精馏塔塔顶蒸汽经全凝器全部冷凝，然后经过分配器（属于冷凝器的部分），一部分馏出液在泡点状态下作为回流液回到精馏塔，一部分作为产品流出。
由于塔顶产品仍比较热，所以经过冷却器冷却。
在塔釜，釜液经再沸器间接蒸汽加热，为精馏段提供物料。
塔釜出来的产品经水泵全部送出。
第二章筛板式精馏塔的工艺设计
2.1精馏塔的工艺计算
2.1.1苯和甲苯的汽液平衡组成
表2-1苯和甲苯的汽液平衡组成
温度t
℃
液相中苯的摩尔分率
x
气相中苯的摩尔分率
y
110.56
0.00
109.91
1.00
2.50
108.79
3.00
7.11
107.61
5.00
11.2
105.05
10.0
20.8
102.79
15.0
29.4
100.75
20.0
37.2
98.84
25.0
44.2
97.13
30.0
50.7
95.58
35.0
56.6
94.09
40.0
61.9
92.69
45.0
66.7
91.40
50.0
71.3
90.11
55.0
75.5
80.80
60.0
79.1
87.63
65.0
82.5
86.52
70.0
85.7
85.44
75.0
88.5
84.40
80.0
91.2
83.33
85.0
93.6
82.25
90.0
95.9
81.11
95.0
98.0
80.66
97.0
98.8
80.21
99.0
99.61
80.01
100.0
2.1.2.精馏塔的物料衡算
（1）、原料液及塔顶、塔底产品的摩尔分率
设苯以A表示，甲苯以B表示
苯的摩尔质量：
甲苯的摩尔质量：
由以为基准，则：
（2）、原料液及塔顶、塔底产品的平均摩尔质量
（3）、物料衡算
由题意可知
总物料守恒
苯物料守恒
由、得：
2.2回流比及理论塔板的确定
相平衡方程为：
求q线方程
冷夜进料，取q=1.2
则：
q线方程为
由相平衡方程和q线方程交点（）求最小回流比
回流比的确定
取R=1.7*Rmin=1.7*1.0856=1.8455
最小理论板数的确定
理论板数的捷算法
由吉利兰关联图读出:
=0.4407又=7.9933代入上试得N=15.0796
所以理论塔板数NT=16块
精馏段理论板数的确定
由吉利兰关联图读出
由吉利兰关联图读出又代入上试得NR=7.0006=8（块）
所以精馏段理论塔板数NR=8（块）
提馏段理论板数的确定
又代入上试得NS=8.2188=9块
所以提馏段理论塔板数NS=9（块）
最终以精馏段与提馏段理论板数的总和为全塔总理论板数，即为17块。
2.3板效率及实际塔板数的确定
求实际板数
由得
精馏段实际板数：
N精=（块）
提馏段实际板数：
N提=（块）
即全塔实际板数为24块
2.4操作方程的确定
精馏段：
V=（R+1）D=2.3027×
21.43=49.3473
提馏段：
精馏段操作线方程：
提镏段操作线方程：
2.5精馏段物性数据计算
图2-1苯-甲苯系的气液相平衡图
由查表2-1苯—甲苯的气液相平衡得：
计算塔顶、塔底、进料处相对挥发度：
塔内平均相对挥发度为：
由苯—甲苯在不同温度下的汽液平衡数据作出组成温度图
由图2-2读出塔顶、塔底、进料温度：
t=81.82C
t=93.40C
t=110.00C
图2-2苯和甲苯的组成温度图
操作压强：
P=105.325kpa
平均温度：
t：
t=81.82Ct=93.4Ct=110C
tm=（t+t）/2=（81.82+93.4）/2=87.61℃
2.5.1.定性组成
（1）塔顶y=X=0.9659查平衡曲线得到x=0.9221
（2）进料y=0.682x=0.4505
2.5.2.平均分子量
查附表[8]知:
（1）塔顶：
=0.965978.11+（1-0.9659）92.14=78.59（）
=0.922178.11+（1-0.9221）92.14=79.20（）
（2）进料:
=0.68278.11+（1-0.682）92.14=82.57（）=0.450578.11+（1-0.4505）92.14=85.82（）
平均分子量==（）==（）
2.5.3.平均密度
由和：
1/=a/+a/，A为苯B为甲苯
塔顶：
在81.82℃下：
=811（）=806（）
a=（0.9221*78.11）/[0.9221*78.11+（1-0.9221）*92.13]=0.9094
=0.9094/811+（1-0.9094）/806
则=810.77（）
进料:
在进料温度93.4c下：
=802，=798
a=（0.4505*78.11）/[0.4505*78.11+（1-0.4505）*92.13]=0.4101
=则=798.72
即精馏段的平均液相密度：
=（810.77+798.72）/2=804.745（）
平均气相密度：
==（105.325*80.58）/[8.314*（87.61+273）]=2.831（）
2.5.4.精馏段液体表面张力
（1）塔顶:
查和求得在81.82℃下：
=20.8=21.5
=0.9659×
20.8+（1-0.9659）×
21.5=20.824（）
在110℃下：
=17.5（）=18.4（）
=0.9659×
17.5+（1-0.9659）×
18.4=17.531（）
则=（+）/2=（20.824+17.531）/2=19.178（）
2.5.5.液体平均粘度
液相平均粘度依下式计算：
A是苯，B是甲苯XD=0.9659
=0.305;
=0.308;
（2）lg=0.9659lg0.305+0.0341lg0.308
则=0.597169（）
（3）进料:
在93.4℃下XF=0.4505
=0.270;
=0.278
lg=0.4505lg0.270+0.5495lg0.278
则=0.5702557（）
=（+）/2=0.583713（）
2.5.6.气液体积流率的计算
由已知条件=70.29=48.86得
==（70.29*80.58）/（3600*2.831）=0.5557（）
===0.00139（）
2.6提留段物性数据计算
操作压强P=105.325
温度tt=81.82Ct=93.4Ct=110C
t=（t+t）/2=（93.4+110）/2=101.7C
2.6.1.定性组成
（1）塔釜=0.0118查相平衡图得到：
=0.028
（2）进料
2.6.2.平均分子量
（1）塔斧：
=0.02878.11+（1-0.028）92.14=91.75（）
=0.011878.11+（1-0.0118）92.14=91.97（）
（2）进料:
=0.68278.11+（1-0.682）92.14=82.57（）=0.4505
78.11+（1-0.4505）92.14=85.82（）
平均分子量=（）==（）
2.6.3.平均密度
由式：
1/=a/+a/查和
塔釜：
在110℃下：
A-苯B-甲苯
=778（）=780（）
a=
=0.01002/778+（1-0.01002）/780
则=779.98（）
a=（0.4505*78.11）/[0.4505*78.11+（1-0.45
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