化工原理课程设计.doc

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吉林化工学院化工原理课程设计

吉林化工学院

化工原理课程设计

题目筛板精馏塔分离苯—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

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3

2.4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 3

2.4.2求操作线方程3

2.5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3

2.7实际塔板数及实际加料位置 3

第三章精馏塔主要工艺尺寸的设计计算 5

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 21

4.1塔顶气体上升的焓 21

4.2回流液的焓 21

4.3塔顶馏出液的焓 21

4.4冷凝器消耗焓 21

4.5进料的焓 21

4.6塔底残液的焓 21

4.7再沸器的焓 22

第五章塔的附属设备的计算 23

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

结论 27

致谢 28

参考文献 29

主要符号说明30

32

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

塔顶组成为：

进料馏出液组成为：

塔釜组成:

加料热状态:

q=1

塔顶操作压强:

（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：

　出料　　　　　　　　　　　　　　

回流 　　　　　　　　

苯蒸汽

塔底

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——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——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。

　　　　　 出料

苯——甲苯混合液 　回流

塔底出料

图1

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

苯的摩尔质量=78.11kg/mol甲苯的摩尔质量=92.13kg/mol

产品中苯的质量分数==0.984

进料中苯的质量分数==0.54

残液中苯的质量分数=0.035

2.1.2原料液及塔顶、塔底产品的平均摩尔质量

苯——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——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

最小回流比

2倍最小回流比

2.3物料衡算

F=85kmol/h

总物料衡算

苯物料衡算

联立得D=45.23Kmol/hW=39.77Kmol/h

2.4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+qF=190.4Kmol/h

=V=150.6Kmol/h

2.4.2求操作线方程

精馏段

提馏段

2.5精馏塔理论塔板数及理论加料位置

由图解法的总板数NT=13进料板NF=6精馏段5块提馏段7块

2.6实际板数的计算

（1）板效率

精馏段平均温度为86.08℃由安托尼方程的精馏段相对挥发度又有

求得精馏段板效率为52.3%

提馏段平均温度100.63℃由安托尼方程的精馏段相对挥发度

求得提镏馏段板效率为52.4%

（2）

精馏段实际板数

NT=5/0.523=9.62≈10

提馏段实际板数

NT=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ET=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

=12块

精馏段实际板层数=10

提馏段实际板层数=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=101.3+4=105.3Kpa

（2）每层塔板压降=0.7Kpa

（3）进料板压力

（4）精馏段平均压力

（5）塔底操作压力=+=105.3+0.7×24=122.1Kpa

（6）提馏段平均压力Kpa

3.1.2操作温度计算

用比例内插法求得操作温度

=90.76℃

=81.4℃

=110.5℃

精馏段平均温度℃

提馏段平均温度℃

3.1.3平均摩尔质量计算

（1）塔顶平均摩尔质量计算

==0.984，=0.9599

=+（1-）=0.984×78.11+（1-0.984）×92.13=78.33kg/Kmol

=+（1-）=0.9599×78.11+（1-0.9599）×92.13=78.67kg/Kmol

（2）进料板平均摩尔质量计算

=0.763，=0.562

=+（1-）=0.763×78.11+（1-0.748）×92.13=83.82kg/Kmol

=+（1-）=0.562×78.11+（1-0.562）×92.13=84.25kg/Kmol

（3）精馏段平均摩尔质量计算

=（+）/2=（78.33+83.82）/2=80.805kg/Kmol

=（+）/2=（78.67+84.25）/2=81.46kg/Kmol

（4）塔底平均摩尔质量计算

=0.035，=0..91

=+（1-）=0.035×78.11+（1-0.035）×92.13=90.85kg/Kmol

=+（1-）=0.091×78.11+（1-0.091）×92.13=91.64kg/Kmol

（5）提馏段平均摩尔质量计算

=（+）/2=（83.82+90.85）/2=81.065kg/Kmol

=（+）/2=（84.25+91.64）/2=87.945kg/Kmol

3.1.4平均密度计算

（1）气相平均密度计算

由理想气体状态方程计算

===3

===2.98

（2）液相平均密度计算

①塔顶液相平均密度计算

由=81.4℃查得

=812.5，=807.5

===812.4

②进料板液相平均密度计算

由=90.76℃查得

=805.5，=801.5

进料板质量分率==0.521

==803.6

③精馏段液相平均密度计算

=（+）/2=（812.4+803.6）/2=808

④塔底液相平均密度计算

由=110.5℃查得

=772.5，=765.5塔底质量分率=0.03

⑤提馏段液相平均密度计算

3.1.5液体平均表面张力计算

依式计算

（1）塔顶液相平均表面张力计算

由=81.4℃查得

=19.2mN/m，=20.5mN/m

=+（1-）=0.98×19.2+（1-0.984）×20.5=19.221mN/m

（2）进料板液相平均表面张力计算

由=90.76℃查得

=17.2mN/m，=20.2mN/m

=+（1-）=0.54