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1、苯-甲苯板式精馏塔的工艺设计$- 1 西北大学化工学院化工原理课程设计说明书设计名称：苯 -甲苯板式精馏塔的工艺设计年级专业： xxxxxx 姓名：XXX 指导老师： XXX 2011 年 01 月苯-甲苯板式精馏塔的工艺设计$- 2 设计题目设计一座苯 -甲苯连续精馏塔，常压下连续精馏，要求年生产能力为 3 万吨。塔顶馏出液中含苯不得低于95% ，塔底釜液中含苯量不大于1% ，原料液中含苯 45% （以上均为质量分数）。（一）操作条件1.塔顶压力4kPa（表压） 。2.进料热状态饱和蒸汽进料 q=1。3.回流比min0.2RR。4.加热蒸汽压力 101.33KPa（表压）。5.单板压降0.7
2、kPa（表压） 。（二）塔板类型筛板（三）工作日每年 300天，每天 24 小时连续运行。（四）设计内容1.精馏塔的物料衡算；2.根据汽液平衡数据作出y-x 曲线；3.确定Rmin及R；4.塔板数，板效率进料位置选择；5.精馏塔的工艺条件及有关物性数据的计算; 苯-甲苯板式精馏塔的工艺设计$- 3 6.精馏段汽液负荷计算；7.塔径及塔板结构计算；8.流体力学校核计算；9.塔板负荷性能图的计算与绘制；10. 精馏塔接管尺寸计算；11. 绘制生产工艺流程图；12. 绘制精馏塔设计条件图；13. 绘制塔板施工图（选作） ；14. 对设计过程的评述和有关问题的讨论; （五）设计基础数据表 1-1 苯(
3、A)- 甲苯(B) 饱和蒸气压（总压1.013105Pa）温度/ 85 90 95 100 105 pA*/105Pa 1.169 1.335 1.557 1.792 2.042 PB*/105a 0.460 0.540 0.633 0.743 0.860 表 1-2 苯- 甲苯物系的气液平衡数据 1 x 0 0.058 0.155 0.256 0.376 0.508 0.659 0.830 1 y 0 0.128 0.304 0.453 0.596 0.720 0.830 0.943 1 表 1-3 苯- 甲苯部分温度下的密度 1 温度/ 81.0 91.4 3 Amkg/815.9 795
4、.0 3 Bmkg/808.88 800.0 苯-甲苯板式精馏塔的工艺设计$- 4 A.工艺设计部分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。该物系操作回流比取最小回流比的倍。塔釜采用间接蒸汽加热， 塔底产品经冷却后送至储罐。1. 精馏塔的物料衡算a) 原料液及塔顶、塔底产品的摩尔分率苯的摩尔质量MA=78kg/kmol 甲苯的摩尔质量MB=92kg/kmol 0118.092/9
5、9.078/01.078/01.09573. 092/05.078/95.078/95.04911.092/55.078/45.078/45.0WDFxxxb) 原料液及塔顶、塔底产品的平均摩尔质量MF=0.491178+(1-0.4911)92=85.12kg/kmol MD=0.957378+(1-0.9573)92=78.60kg/kmol MW=0.011878+(1-0.0118)92=91.83kg/kmol c) 物料衡算苯-甲苯板式精馏塔的工艺设计$- 5 smolD/73.143600243009210%5300003600243007810%953000033smolDF/
6、88.2851.073.1451.0W =FD=28.88-14.73=14.15mol/s2. 塔板数的确定a) 理论板层数NT的求取苯-甲苯属理想物系，可采用图解法求理论板层数。i.由手册查得苯 - 甲苯物系的气液平衡数据表1-2，绘出图1-1 。图 1-1 苯-甲苯板式精馏塔的工艺设计$- 6 ii.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1-1 中对角线上，自e(0.4911,0.4911)作垂线ef即为进料线 (q线)，该线与平衡线的交点坐标为xq=0.4911；yq=0.7120 故最小回流比为5262.04911.09573.07120.09573.0 1minmi
7、neDeD xxyx RR ，得11.1minR取操作回流比为R=2Rmin=2.01.11=2.22 iii.求精馏塔的气、液相负荷L=RD=2.2253.028=117.72kmol/h V=(R+1)D=(2.22+1)53.028=170.75kmol/h L =L+F=117.72+103.968=221.688kmol/h V=V=170.75kmol/h iv.求操作线方程精馏段操作线方程为297.0689.09573.0 75.170028.5375.17072.117xxxVDxVLyD提馏段操作线方程为004.0298.10118.0 75.17094.5075.17068
8、8.221xxxVWxVLyWv.图解法求理论板层数苯-甲苯板式精馏塔的工艺设计$- 7 采用图解法求理论塔板层数，如图1-1 所示。求解结果为总理论板层数NT=13(包括再沸器 ) 进料板位置NF=5 b) 实际塔板数的求取精馏段实际板层数N精=4/0.57=7 提馏段实际板层数N提=8/0.57=14 3. 精馏塔的工艺条件及有关物性数据的计算以精馏段为例进行计算：a) 操作压力计算塔顶操作压力PD=101.3+4=105.3kPa 每层塔板压降P =0.70kPa 进料板压力PF=105.3+0.70 9=111.6kPa 精馏段平均压力 Pm=(105.3+111.6)/2=108.5
9、kPa b) 操作温度计算依据操作压力， 由泡点方程通过试差法计算出泡点温度，其中苯-甲苯的饱和蒸气压由安托因方程计算，计算过程略。计算结果如下：塔顶温度tD=81.04进料板温度tF=92.04精馏段平均温度tm=(81.04+92.04)/2=86.54c) 平均摩尔质量塔顶平均摩尔质量计算苯-甲苯板式精馏塔的工艺设计$- 8 由xD=y1=0.9573, 查平衡曲线（见图1-1） ，得x1=0.905 MVDm=0.957378+(1-0.9573)92 =78.60kg/kmol MLDm=0.90578+(1-0.905)92=79.33kg/kmol 进料平均摩尔质量计算由图解理论
10、板（见图1-1） ，得yF=0.712，xF=0,4911 MVFm=0.491178+(1-0.4911)92=85.20kg/kmol MLFm=0.71278+(1-0.712)92=82.03kg/kmol 精馏段平均摩尔质量MVm=（78.60+85.20 ）/2=81.86kg/kmol MLm=（79.33+82.03 ）/2=80.68kg/kmol d) 平均密度计算i.气相平均密度计算由理想气体状态方程计算，即3mmm VM/97. 2)15.27354.86(314.886.815.108PmkgRtMVii.液相平均密度计算液相平均密度依下式计算，即iia /1LM塔顶
11、液相平均密度的计算由tD=81.04, 查“化学化工物性数据手册有机卷 1”P305得：苯-甲苯板式精馏塔的工艺设计$- 9 3 A/kg9.815m；3/kg88.808mB3 L/kg55.81580.05/808.80.95/815.91mDm进料板液相平均密度的计算由tF=92.04, 查手册得3 A/kg795m；3/800mkgB3 LF/kg7.79780055.00.45/7951mm精馏段液相平均密度为3 LM/kg625.8062/ )7 .79755.815(me)液体液相平均表面张力依下式计算，即iix /LM塔顶液相平均表面张力的计算由tD=81.04, 查手册得mm
12、NA/15.21；mmNB/58.21mmNLDm/17.2158.21)9573.01(15.219573.0进料板液相平均表面张力的计算由tF=92.04, 查手册得mmNA/89.19；mmNB/44.20mmNLFm/17.2044.20)4911.01(89.194911.0精馏段液相平均表面张力为mmNLm/67.202/ )17.2017.21(f)液体平均粘度计算苯-甲苯板式精馏塔的工艺设计$- 10 液相平均粘度依下式计算，即iiLmx lglg塔顶液相平均粘度的计算由tD=81.04, 查“化学化工物性数据手册有机卷 1”P303 得：sPa305.0mA；sPa309.0
13、mBlg0.309)9573.01 (lg0.3059573.0lgLDmsPa305.0mLDm进料板液相平均粘度的计算由tF=92.04, 查“化学化工物性数据手册有机卷 1”P30 得：sPa278.0mA；sPa284.0mBlg0.284)4911. 01 (4911g0.278.0lgLFmsmPa281.0LFm精馏段液相平均粘度为samLmP293. 02/)281.0305.0(4. 精馏塔的塔体工艺尺寸计算a) 塔径的计算精馏段的气、液相体积流率为smVMVVmVm s/31.197. 2360086.8175.170 36003smLMLLmLm s/0033. 0625
14、.806360068.8072.11736003苯-甲苯板式精馏塔的工艺设计$- 11 由 VVLmCum ax式中2.02020LCC计算，其中的C20由“史密斯关联图”查取，图的横坐标为0415.0 97.2625.80631.10033.02121ssVmLm VL取板间距HT=0.45m,板上液层高度hL=0.04m,则HT-hL=0.45-0.04=0.41m 查“史密斯关联图”得C20=0.082 0825.0 2067.20082.0202. 02. 020LCCsmCuVmVmLm/357.197.297.2625.8060825.0max取安全系数为 0. 6 ，则空塔气速为
15、u=0.6umax=0.61.357=0.814m/s muVDs43.1814.031. 144按标准塔径圆整后为D=1.5m塔截面积为22277.15 .144mDAT实际空塔气速为smu/740.0 77.131.1b) 精馏塔有效高度的计算精馏段有效高度为苯-甲苯板式精馏塔的工艺设计$- 12 Z精=(N精-1)HT=(7-1) 0.45=2.7m 提馏段有效高度为Z提=(N提-1)HT=(14-1) 0.45=5.9m 在进料板上方开一人孔，其高度为0.8m 故精馏塔的有效高度为Z=Z精+Z提+0.8=2.7+5.9+0.8=9.4m 5. 塔板主要工艺尺寸的计算a) 溢流装置计算因
16、塔径D=1.5m，可选用单溢流弓形降液管，采用凹形受液盘。各项计算如下：i.堰长lW取lW=0.7D=0.7 1.5=1.05m ii.溢流堰高度hW由hW=hL-hOW选用平直堰，堰上液层高度32OW100084.2hWh lLE查液流收缩系数图，近似取E=1，则m014.01.0536000033.01100084.2h32OW由ffwwdhhhhH0，取板上清液层高度mmmHd06.060故hW=0.06-0.014=0.046m 。苯-甲苯板式精馏塔的工艺设计$- 13 iii.弓形降液管宽度Wd和截面积Af由7.0 Dlw查“弓形降液管的参数图” ，得085. 0AATf145.0DWd故Af=0.085AT=0.0851.77=0.15m2Wd=0.145D=0.1451.5=0.22m 依式53A3600hTf LH验算液体在降液管中停留时间，即s545.2036000033.045.015.03600A3600sLHhTf故降液管设计合理。iv.降液管底隙高度
