苯-甲苯式精馏塔工艺设计

一序言化工原理课程设计是综合运用《化工原理》课程和有关先修课程（《物理化学》，《化工制图》等）所学知识，完成一个单元设备设计为主的一次性实践教学，是理论联系实际的桥梁，在整个教学中起着培养学生能力的重要作用。通过课程设计，要求更加熟悉工程设计的基本内容，掌握化工单元操作设计的主要程序及方法，锻炼和提高学生综合运用理论知识和技能的能力，问题分析能力，思考问题能力，计算能力等。精馏是分离液体混合物（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离，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离。根据生产上的不同要求，精馏操作可以是连续的或间歇的，有些特殊的物系还可采用衡沸精馏或萃取精馏等特殊方法进行分离。本设计的题目是苯-甲苯连续精馏筛板塔的设计，即需设计一个精馏塔用来分离易挥发的苯和不易挥发的甲苯，采用连续操作方式，需设计一板式塔将其分离。第二章设计任务书一、设计题目苯-甲苯连续精馏筛板塔的设计。二、设计任务(1)原料液中苯含量：质量分率：wF＝35%(质量)，其余为甲苯。(2)塔顶产品中苯含量：wD=95％。(3)釜底苯含量：wD=8.5％。(4)生产能力：20000t/a，年工作日300天。三、操作条件(1)精馏塔顶压强：101.13kPa(常压)(2)进料热状态：泡点进料(3)回流比：R=1.3Rmin(4)单板压降压：0.7kPa四、设计内容及要求(1)设计方案的确定及流程说明(2)塔的工艺计算(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(5)辅助设备选型与计算(6)绘制塔设备结构图：采用绘图纸徒手绘制五、参考书目[1]王志奎、刘丽英、刘伟化工原理(第四版)下册•北京：化学工业出版社，2012.7[2]化工原理课程设计书第三章设计内容3.1设计方案的确定及工艺流程的说明本设计任务为分离苯-甲苯混合物。对于该二元混合物的分离，应采用连续精馏过程。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。塔顶上升蒸汽采用全凝器冷凝，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。塔釜采用间接蒸汽加热，塔底产品经冷却后送至储罐。3.2全塔的物料衡算3.2.1原料液及塔顶底产品含苯的摩尔分率苯和甲苯的相对摩尔质量分别为78.11kg/kmol和92.14kg/kmol，原料含苯的质量百分率为35%，塔顶苯含量不低于95%，塔底苯含量不大于0.05%，则：原料液含苯的摩尔分率：0.35/78.110.3880.35/78.110.65/92.14Fx塔顶含苯的摩尔分率：0.95/78.110.9960.95/78.110.05/92.14Dx塔底含苯的摩尔分率：0.05/78.110.05850.05/78.110.95/92.14Wx3.2.2原料液及塔顶底产品的平均摩尔质量由3.1.1知产品中甲苯的摩尔分率，故可计算出产品的平均摩尔质量：原料液的平均摩尔质量：MF＝78.11×0.388＋(1－0.388)×92.14＝860696kg/kmol塔顶液的平均摩尔质量：MD＝78.11×0.957＋(1－0.957)×92.14＝78.712kg/kmol塔底液的平均摩尔质量：MW＝78.11×0.0585＋(1－0.0585)×92.14＝91.291kg/kmol3.2.3料液及塔顶底产品的摩尔流率依题给条件：一年以300天，一天以24小时计，得：F,＝20000t/（300×24）h＝2777.78kg/h，全塔物料衡算：进料液：F=2777.78（kg/h）/86.696（kg/kmol）=32.04kmol/h总物料恒算：F=D+W苯物料恒算：F×0.388=D×0.957+W×32.040联立解得：W＝9.640kmol/hD＝22.400kmol/h3.3塔板数的确定理论塔板数TN的求取苯-甲苯物系属理想物系，可用梯级图解法（M·T）,求取NT，步骤如下：3.3.1平衡曲线的绘制根据苯-甲苯的相平衡数据，利用泡点方程和露点方程求取。依据，将所得计算结果如列表2：表2苯（x）-甲苯（y）的相平衡数据温度，（℃）80.184889296100104108110.6ip（kpa）苯101.3101.3101.3101.3101.3101.3101.3101.3101.3甲苯39.039.039.039.039.039.039.039.039.0两相摩尔分率X1.0000.8160.6510.5040.3730.2560.1520.0570Y1.0000.9190.8250.7170.5940.4550.3000.1250本方案中，塔内压力接近常压（实际上略高于常压），因操作压力偏离常压很小，所以其对x~y平衡关系的影响完全可以忽略。将上表中数据作图得x~y曲线：oooBABtppppx/tApxpy/o3.3.2操作回流比的确定表3苯--甲苯物系在某些温度t下的a值（附x值）t(℃)80.184889296100104108110.6α2.602.562.532.492.462.432.402.372.35x10.8160.6510.5040.3730.2570.1520.0570可见随着温度的升高，α变化不大，可对表中两端数据取平均值2.602.562.532.492.462.432.402.372.35/92.466（）在y-x图上，因1q，查得660.0ey，而q0.388Fxx，0.957Dx。故由式（3-53a）得最小回流比：也可根据课本中公式（10-45）得，考虑到精馏段操作线离平衡线较近，取实际操作的回流比为最小回流比的1.2倍，即：R=1.3Rmin=1.3*1.522=2.018精馏塔的汽、液相负荷：精馏段：液相流量：L=RD=2.018×22.4=45.203kmol/h气相流量：V=(R+1)D=(2.018+1)×22.4=67.603kmol/h提镏段：液相流量：L′=L+F=45.203+35.040=77.243kmol/h气相流量：V′=V=67.603kmol/h3.3.3理论塔板数的确定精馏段操作线为：1ny=11RxxRRDn=0.669nx+0.317平衡方程:x11xy）（提馏段操作线可由b(xW，xW)及精馏段操作线和q线的交点d决定。min0.9570.6111.5520.6110.388DeeexyRyx】）（【FDFDminx1x1xx11R泡点加料时q=1FRDqFLL'（1）DRFqVV)1()1('（2）对全塔物料横算D+W=F（3）DDx+WWx=FFx（4）由(1)、(2)式得0.3380.05850.3670.9570.0585FWDWxxDFxx(5)FDRxFDxxFDRRFDDRDxFxxDRFRDVWxxVLyDFmDFmwmm)1()1(1)1()1(''''1(6)将(5)式值带入(6)中得提留段操作线为'11.570.0332mmyx将x=0.389代入精馏段操作线，求得y=0.5772，即有d(0.389，0.5772)。(1)精馏段利用平衡方程和精馏段操作线方程计算精馏段的塔板数：110.9570.900Dyxx相平衡；220.9200.823yx；330.8680.727yx；440.8040.625yx；550.7350.529yx；660.6710.453yx；770.6200.398yx；880.5830.362yx0.389fx.故精馏板为7块，第8块为进料板以下交替使用提馏线操作线方程语相平衡方程得：990.5350.318yx；10100.4660.193yx；11110.2700.130yx.12120.1710.077yx；13130.0880.038yx0.0585Wx..因此，理论板数为13层，进料位置为第8层板。苯--甲苯在某些温度下的粘度：μ=Σxiμi=0.388*0.284+0.612*0.291=0.2883mPa.s)μ表示以加料摩尔组成为准的液体的平均摩尔粘度。可以简单的用以下近似公式计算塔的总效率：E=0.17-0.616lg（μm）=0.50274精馏段的实际板数为：7140.5N精(层)取14（层）提馏段的实际板数为：5100.5N提（层）取10（层）实际是在第15块塔板进料的。3.4塔的精馏段操作工艺条件及计算3.4.1平均压强pm塔顶压强：取每层塔板的压降0.7KPa进料板：塔底压强：WFPP250.7125.1kPa平均压强：3.4.2平均温度tm依据操作压力，由泡点方程通过试差法，计算出泡点温度，其中苯、甲苯的饱和蒸t8090100110120A0.3080.2790.2550.2330.215B0.3110.2860.2640.2540.228kPa4.1172/1.1257.109mpFP101.30.714112.5kPakPa3.101PD汽压由安托尼方程计算，计算结果如下：塔顶温度:tD=81.0℃进料板温度:tF=94.1℃。平均温度：tm81.094.1/287.55℃3.5塔的提馏段操作工艺条件及计算3.5.1平均压强pm平均压强：3.5.2平均温度tm依据操作压力，由泡点方程通过试差法，计算出泡点温度，其中苯、甲苯的饱和蒸汽压由安托尼方程计算，计算结果如下：塔底温度:tD=108.1℃进料板下一块温度:tF=96.5℃。平均温度：tm96.5+108.1/2102.3℃3.5.3平均分子量mM塔顶：10.957Dyx，10.900x,0.95778.1110.95792.1478.713g/kmolVDmM,0.90078.1110.90092.1479.513kg/kmolLDmM加料板：0.577Fy，0.388Fx,0.57778.1110.57792.1484.045kg/kmolVFmM,0.38878.1110.38892.1486.696kg/kmolLFmM精馏段：,78.71384.045/283.103kg/kmolVmM,79.51386.696/283.103kg/kmolLmM提顶：80.535y，80.318x,0.53578.1110.53592.1384.63g/kmolVDmM,0.31878.1110.31892.1492.13kg/kmolLDmM釜底：130.088y，130.038x=108.8kPamp,0.08878.1110.08892.1390.90kg/kmolVFmM,0.03878.1110.03892.1491.60kg/kmolLFmM提馏段：,84.6390.90/287.77kg/kmolVmM,87.6791.60/289.67kg/kmolLmM4.3.2平均密度计算（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，精馏段的平均气相密度即,3,106.981.8792.928.314(273.1587.55)mvmvmmPMkgmRT提馏段的平均气