苯—甲苯混合液精馏分离筛板精馏塔课程设计

1目录一、设计方案的简介.............................................................................错误!未定义书签。二、工艺流程草图及说明.....................................................................错误!未定义书签。三、工艺计算.........................................................................................错误!未定义书签。四、辅助设备的计算及选型.................................................................错误!未定义书签。五、设计结果概要...............................................................................................................23六、参考文献.........................................................................................错误!未定义书签。七、主要符号说明.................................................................................错误!未定义书签。八、附图2苯—甲苯混合液精馏分离筛板精馏塔课程设计任务书一．设计参数①年处理量：45000t；②料液初温：35℃；③料液组成：45%(质量分数)；④塔顶产品组成：98%(质量分数)；⑤塔底釜液组成：2%(质量分数)；⑥年实际生产天数：330d；⑦精馏塔塔顶压力：常压101.3kPa；⑧冷却水进口温度：25℃；⑨饱和水蒸气压力：0.25MPa(表压)；⑩厂址：无锡地区。设计内容①设计方案的确定及工艺流程的组织与说明；②精馏过程的工艺计算；③塔和塔板主要工艺结构参数的设计计算；④塔内流体力学性能的计算与校核；⑤塔板结构简图和塔板负荷性能图的绘制；⑥塔的工艺计算结果汇总一览表；⑦辅助设备的设计或选型计算；⑧带控制点的生产工艺流程图及精馏塔设计工艺条件图的绘制；⑨对本设计的评述或对有关问题的分析与讨论；⑩编制课程设计说明书。设计方案的确定本设计任务为分离苯一甲苯混合物。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人精馏塔内。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。该物系属易分离物系，最小回流比较小，故操作回流比取最小回流比的2倍(并进行圆整)。塔釜采用间接蒸汽加热，塔底产品经冷却后送至储罐。3二．工艺流程草图如下：图1三．设计计算1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78.11/AMkgkmol甲苯的摩尔质量92.13/BMkgkmol40.45/78.110.4910.45/78.110.55/92.13Fx0.9878.110.9830.9878.110.0292.13Dx0.0278.110.0240.0278.110.9892.13Wx(2)原料液及塔顶、塔底产品的平均摩尔质量0.49178.110.50992.1385.25FMkgkmol0.98378.110.01792.1378.35DMkgkmol0.02478.110.97692.1391.79WMkgkmol(3)物料衡算3450001063.833302489.020.4910.9830.02431.0832.75FkmolhDWDWDkmolhWkmolh原料处理量总物料衡算63.83苯物料衡算63.83立解得／／联2塔板数的确定(1)理论板层数TN的求取苯一甲苯属理想物系，可采用逐板法(结合origin软件)求理论板层数。①由手册查得苯—甲苯物系的气液平衡数据，绘出x-y图，见图3-1②求最小回流比及操作回流比。在图3-1中对角线上，自点e(0.491，0.491)作垂线ef即为进料线(q线)，该线与平衡线的交点坐标为q0.709y＝，0.491qx＝故最小回流比为min0.9830.7091.260.7090.491qqDqxyRyx取操作回流比为min22.522.5RR，圆整取。③求精馏塔的气、液相负荷2.531.0877.70LRDkmolh(1)3.531.08108.78VRDkmolh'77.70163.83141.53/LLqFkmolh'108.78/VVkmolh④求操作线方程精馏段操作线方程为10.7140.28111DnnnxRyxxRR提馏段操作线方程为''''1''1.3010.007mmwmLWyxxxVV⑤求理论板层数5表1精馏段提馏段xyxy10.967490.983000.449940.578370.967490.9717980.362120.5783720.935420.971790.362120.464120.935420.9488990.269690.4641230.875980.948890.269690.343870.875980.90645100.186150.3438740.782260.906450.186150.235180.782260.83953110.119410.2351850.663680.839530.119410.148350.663680.75487120.070680.1483560.545530.754870.070680.084950.545530.67051130.037220.0849570.44994xF0.670510.037220.041420.01516xW0.04142求解结果为总理论板层数135TN＝．(包括再沸器)进料板位置7FN＝6图2图解法求理论板层数(2)实际板层数的求取①全塔效率塔顶温度80.1CDt＝塔底温度109.3CWt＝全塔平均温度80.1+109.3C2mt＝0.240.25(1)0.240.4910.25(10.491)0.2450.170.616lg0.170.616lg0.2450.55mABmAFBFTmtmPasmPasxxmPasE下苯、甲苯黏度···②精馏段实际板层数6/0.5510.9111N精＝提馏段实际板层数6.5/0.5511.8212N提3精馏塔的工艺条件及有关物性数据的计算7以精馏段为例进行计算。(1)操作压力计算塔顶操作压力PD＝101.3kPa(2)操作温度计算塔顶温度80.1CDt＝进料板温度91.4CFt＝精馏段平均温度80.191.485.82mtC＋＝(3)平均摩尔质量计算塔顶平均摩尔质量计算由10.983Dxy,查平衡曲线(见图3-1)得10.967x0.98378.11(10.983)92.1378.35LDmMkgkmol0.96778.11(10.967)92.1378.57VDmMkgkmol进料板平均摩尔质量计算由图解理论板(见图3-1)，得F0.671y＝查平衡曲线(见图3-1)，得F0.450x＝0.67178.11(10.671)92.1382.72VFmMkgkmol0.45078.11(10.450)92.1385.82LFmMkgkmol精馏段平均摩尔质量,78.3582.7280.542VmMkgkmolkgkmol,78.5785.8282.202LmMkgkmolkgkmol(4)平均密度计算①气相平均密度计算8由理想气体状态方程计算，即3101.380.542.738.314(273.1585.8)mVmVmmpMkgmRT②液相平均密度计算液相平均密度依下式计算，即ABLmLB1LAaa塔顶液相平均密度的计算由80.1CDt＝，查手册得33814.9,810.7ABkgmkgm,,10.98814.90.02810.7,814.8LDmLDmkgkmol进料板液相平均密度的计算由91.4CFt＝，查手册得33802.2,798.8ABkgmkgm进料板液相的质量分率0.4578.110.410.4578.110.5592.13A,,10.45802.20.55/798.8,800.3LFmLFmkgkmol精馏段液相平均密度为3Lm814.8800.3/2807.6kg/m（）(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1nLmiiix塔顶液相平均表面张力的计算9由80.1CDt＝，查手册得21.32/21.49/0.98321.3210.98321.4921.32/ABLDmmNmmNmmNm进料板液相平均表面张力的计算由91.4CFt＝，查手册得19.9/20.5/0.4519.9010.4520.520.23/ABLFmmNmmNmmNm精馏段液相平均表面张力为21.3220.23/220.78/LmmNm（）(6)液体平均粘度计算液相平均粘度依下式计算，即Lmlglgiix塔顶液相平均粘度的计算由80.1CDt＝，查手册得0.3100.338lg0.983lg0.31010.983lg0.3380.310ABLDmLDmmPasmPasmPas解出进料板液相平均粘度的计算由91.4CFt＝，查手册得0.2780.284lg0.45lg0.27810.45lg0.2840.281BALFmLFmmPasmPasmPas解出精馏段液相平均粘度为0.3100.281/20.296LmmPas104精馏塔的塔体工艺尺寸计算(1)塔径的计算精馏段的气、液相体积流率为3108.7880.540.891/360036002.73VmSvmVMVms377.7082.200.0022/36003600807.6LmLmLMLsms由maxLVVC式中C由化工原理课程设计式3-5计算，其中的C20由图3-2查取，图的横坐标为11220.0022807.60.04250.8912.73SLmSvmLV取板间距0.40THm，板上液层高度mhL06.0，则0.400.060.34TLHhm查图3-2得C20=0.0770.20.22020.780.0770.07762020LCCmax807.62.730.07761.332/2.73LVVCms取安全系数为0.7，则空塔气速为max0.70.71.3320.932/ms440.8911.1043.140.932SVDm按标准塔径圆整后为1.2Dm＝塔截面积为11222T0.7850.7851.21.130mADSTV/A0.891/1.1300.788m/su(2)精馏塔有效高度的计算精馏段有效高度为T(1)1110.44mZNH精精提馏段有效高度为T(1)1210.44.4mZNH提提在进料板上方开一人孔，其高度为0.8m故精