苯甲苯精馏分离板式塔设计.docx

1、苯甲苯精馏分离板式塔设计河 西 学 院Hexi University化工原理课程设计题 目: 苯-甲苯精馏分离板式塔设计 学 院: 化学化工学院 专 业: 化学工程与工艺 学 号: 2014210020 姓 名: 屈渊 指导教师: 王海平 2016年11月20日化工原理课程设计任务书一、设计题目苯-甲苯精馏分离板式塔设计二、设计任务及操作条件1.设计任务生产能力（进料量） 85000 吨/年操作周期 7920 小时/年进料组成 46% （苯） （质量分率，下同）塔顶产品组成 98% （苯） 塔底产品组成 1.0% （苯）回流比， 自选 单板压降 700Pa 2.操作条件操作压力 塔顶为常压 进

2、料热状态 进料温度20 加热蒸汽 0.25Mpa(表压) 3.设备型式 筛板塔 4.厂址 河北省 三、设计内容1.设计方案的选择及流程说明2.塔的工艺计算3.主要设备工艺尺寸设计（1）塔径、塔高及塔板结构尺寸的确定（2）塔板的流体力学校核（3）塔板的负荷性能图（4）总塔高、总压降及接管尺寸的确定4.辅助设备选型与计算5.设计结果汇总6.工艺流程图及精馏工艺条件图7.设计评述摘要：本设计采用筛板塔分离苯和甲苯，通过图解理论板法计算得出理论板数为21块，回流比为1.5，算出塔板效率0.54，实际板数为39块，进料位置为第18块，在筛板塔主要工艺尺寸的设计计算中得出塔径为1.4米，全塔高19.975

3、米，每层筛孔数目为5739。通过筛板塔的流体力学验算，证明各指标数据均符合标准。同时还对精馏塔的辅助设备进行了选型计算。关键词：笨 甲苯 精馏 筛板塔1.设计方案的确定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。塔釜采用间接蒸气加热，塔底产品经冷却后送至储罐。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

4、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。流程参见附图：2. 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

5、量=92.13kg/mol F=原料组成： 塔顶组成： 塔底组成： 2.1. 2原料液及塔顶、塔底产品的平均摩尔质量2.2物料衡算 F=133.32kmol/h总物料衡算 F=W+D 133.32kmol/h=W+D苯物料衡算 133.32koml/h 0.501=D0.983+W0.012 联立得 D=67.14kmol/h W=66.1kmol/h q线方程根据公式：进料状况下的平均温度：=（91.79+20）/2=55.89进料板的温度：q线方程：2.3 最小回流比的确定图1 苯甲苯气液平衡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d（0.501，

6、0.501）作斜率为3.8的直线为进料线q线，该线与平衡线的交点坐标为 最小回流比 取操作回流比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=100.71Kmol/hV=(R+1)D=167.85Kmol/h=L+qF=281.09Kmol/h=V =167.85Kmol/h2.4.2求操作线方程精馏段: y =提馏段-1.3082.5精馏塔理论塔板数及理论加料位置由苯甲苯气液平衡线x-y图，进料板NF=10，精馏段9块，提馏段11块。2.6实际板数的计算（1）全塔效率 查表2数据利用拉乌尔定律计算=2.541=2.327=2.43查表6得=0.272m 0.279 m

7、平均粘度由公式，得: 全塔效率ET =0.4954%（2）实际板数的求取精馏段实际板数:NT=9/0.54=16.617提馏段实际板数:NT=11/0.54=20.3 21（包括再沸器）表1 苯和甲苯的物理性质项目分子式分子量M沸点（）临界温度tC（）临界压强PC（kPa）苯A甲苯BC6H6C6H5CH378.1192.1380.1110.6288.5318.576833.44107.7表2 苯和甲苯的饱和蒸汽压温度80.1859095100105110.6, kPa，kPa101.3340.0116.946.0135.554.0155.763.3179.274.3204.286.0240.0

8、表3 常温下苯甲苯气液平衡数据温度80.1859095100105110.6液相中苯的摩尔率汽相中苯的摩尔率1.0001.0000.7800.9000.5810.7770.4120.6300.2580.4560.1300.26200表4 纯组分的表面张力温度8090100110120苯，mN/m甲苯，Mn/m21.221.72020.618.819.517.518.416.217.3表5 组分的液相密度温度()8090100110120苯,kg/甲苯,kg/814809805801791791778780763768表6 液体粘度温度()8090100110120苯（mP.s）甲苯（mP.s）

9、0.3080.3110.2790.2860.2550.2640.2330.2540.2150.2283. 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 （2）每层塔板压降 P=0.7Kpa（3）进料板压力 （4）精馏段平均压力 （5）塔底操作压力 （6）提馏段平均压力 3.1.2操作温度利用表3中的数据可求 ： = 80.54 109.99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=0.983，=0.930=0.98378.11+（1-0.983）92.13=78.35 kg/Kmol=0.93078.11+（

10、1-0.930）92.13=79.09kg/Kmol（2）进料板平均摩尔质量计算0.721 =0.530=0.72178.11+（1-0.721）92.13=82.02kg/Kmol=0.53078.11+（1-0.530）92.13=87.19kg/Kmol（3）精馏段平均摩尔质量计算=（+）/2=（78.35+82.02）/2=80.19kg/Kmol=（+）/2=（79.09+87.19）/2=83.14kg/kmol（4）塔底平均摩尔质量计算=0.024， =0.004=0.02478.11+（1-0.024）92.13=91.80kg/Kmol=0.00478.11+（1-0.004

11、）92.13=92.08kg/Kmol（5）提馏段平均摩尔质量计算=（+）/2=（91.80+82.02）/2=86.91kg/Kmol=（+）/2=（92.08+87.19）/2=89.635kg/Kmol3.1.4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=2.88=3.37 （2）液相平均密度计算塔顶液相平均密度计算由=80.54查表5得=812.4，=807.6=812.32进料板液相平均密度计算由=91.79查表5得=796.5，=794.9进料板质量分率=0.477=795.66精馏段液相平均密度计算=（+）/2=（812.32+795.66）/2=803.99塔底液

12、相平均密度计算由=106.42查表5得=782.654，=783.938塔底质量分率=0.0204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 计算塔顶液相平均表面张力计算由=80.54查表4得=20.984mN/m，=21.502mN/m=+（1-）=21.020mN/m进料板液相平均表面张力计算由=91.79查表4得=19.628mN/m，=19.929 mN/m=+（1-）=19.769mN/m精馏段液相平均表面张力计算=（+）/2=（19.769+21.020）/2=20.395mN/m塔底液相平均表面张力计算由=109.99查表4得=17.9654mN/m，=18.7938 mN/m=+（1-）=0.00417.9654+（1-0.004）18.7938=18.790mN/m提馏段液相平均表面张力计算=（+）/2=（19.769+18.790）/2=19.280mN/m3.1.6液体平均黏度计算依式计算塔顶液相平均黏度计算由=80.54查表4得=0.303mPa s，=0.307mPa s=+（1-）=0.930（0.303）+（1-0.930）（0.307）得=0.302mPa s进料板液相平均黏度计算由=91.79查表6得=0.264mPa s，=0.273mPa s=+（1-）=0.530（0.264）+（1-0.530）（0.273）得=0.269m