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1、 .wd.西南交通大学化工原理工程设计说明书题目：别离苯甲苯混合物的精馏塔的设计设 计 者：琪 班 级：生物工程 学 号：指导教师： 完成日期：2012/7/17目录前言-设计任务-一 精馏装置工艺流程图-二 精馏塔的设计计算-1. 基本数据计算-2.回流比的计算-3.塔板数的计算-三精馏塔的工艺设计- 1.塔径的计算- 2.塔高的计算-3.塔板构造参数的计算和设计-附 精馏塔塔板设计结果汇总表- 提馏塔塔板设计结果汇总表-四精馏塔的负荷性能的计算- 1.塔板的负荷性能计算- 2.塔板的流体力学校核-五精馏塔的辅助设备- 1.塔顶冷凝器- 2.塔底再沸器-六设计小结-七参考文献-八附图-前言本
2、实验的设计题目是别离别离苯甲苯混合物的精馏塔的设计。精馏操作是重要的化工单元操作，广泛应用于石油、化工、轻工、食品、冶金等领域。此操作主要在塔设备中进展，使液液混合液经过屡次局部气化和局部冷凝，以到达使混合物体系别离成较高纯度的组分的目的，精馏塔设计的主要任务是根据物系性质和工艺要求，确定操作条件。选择一定的塔型，进展工艺和设备的计算。精馏装置流程比较定型。一般包括：精馏塔、塔顶蒸汽冷凝器、塔底再沸器蒸馏釜、原料加热器以及输送设备等。塔器是气液传质的主要设备。气液混合物通过塔器的处理，就能将其中各组分进展别离。从精馏的原理可知：要使过程顺利进展，必须具备两个条件：一是气液两相密切接触；二是气液
3、两相接触面积要大。塔设备中本身的构造正是为提供这两个条件而设计的。因此选择塔设备一般根据以下原那么：能提供良好的气液接触条件和足够大的接触面积，以到达生产能力大，别离效率高，压降小，操作范围广，构造简单，金属材料消耗少。在选择塔的种类时应注意，不同的塔型各有某些独特的特性。设计时应根据物系性质和具体要求选择适宜的塔型。本实验设计选择浮阀塔。它是在泡罩塔的根基上开展起来的。它主要的改进是取消了升气管和泡罩。在塔板开孔上设有浮孔。这一改进使浮阀塔在操作弹性，塔板效率压降，生产能力以及设备造价等方面比泡罩塔更优越。浮阀塔广泛用于精馏，吸收以及脱吸等传质过程中。设计之所以选择浮阀塔，是因为它具有以下几
4、个优点： 处理能力比同塔型的泡罩塔可增加20%40% 操作弹性大，一般约为34，最高可达6，比筛板塔，泡罩塔，舌形塔都大。 塔板效率高。比泡罩塔高15%左右。 压降小。在常压下塔中每块板的压降一般都较小。 使用周期长，粘度稍大以及有一般聚合现象的系统也能正常工作。 安装容易，制造费为泡罩塔的6080%。在选定浮阀塔的根基上确定设计方案。其总原那么是尽可能的设计出经济上合理，产品质量高，低耗能的塔设备。一 精馏装置工艺流程图精馏装置一般包括：精馏塔、塔顶蒸汽冷凝器、塔底再沸器蒸馏釜、原料加热器以及输送设备和管路等。其工艺流程图比较固定。工业生产常见的精馏流程见以以下图。二 精馏塔的设计及计算1.
5、 基本数据的计算苯的分子量：78.1kg/kmolC6H6甲苯的分子量：92.1kg/kmolC7H8进料的平均分子量：MF=0.6578.1+0.3592.1=82.9kg/kmol进料液的摩尔量为：F=770082.9=92.88kmol/h总物料衡算：F=D+WFxf=DxD+WxW解之得：D=60.49kmol/hW=32.39kmol/h2q值的计算由苯甲苯的温度组成相图附图2得：当xF=0.65时苯的泡点温度为tD=88.1进料温度为65时的平均温度为t=由液体的比热共线图1可查得苯的比热CpA=0.464.187kJkg-1K-1=1.93kJkg-1K-1甲苯的比热CpB=0.
6、464.187 kJkg-1K-1=1.93 kJkg-1K-1采用内差法计算所得那么进料的平均比热Cpm=1.93 kJkg-1K-1当P=0.1MPa时，查得2苯的气化潜热为A=393.9kJkg-1甲苯的气化潜热为B=363 kJkg-1那么进料液的平均气化潜热m=393.9+0.388363=381.9 kJkg-1所以q=即q=1.117.3计算最小回流比Rmin由2得q=1.117q线为y=x-由此作附图3，q线与平衡线的交点为：xq=0.671，Yq=0.769所以Rmin=xd-yq/yq-xq=0.8994、计算最小理论塔板数Nmin由参考3 表103以及附图2，计算xF=0
7、.65xD=0.99xW=0.015下，分别对应的泡点温度，取三处的的几何平均值。tF=88.1tD=80.3tW=109.9F=2.5297D=2.5978W=2.3553那么= =2.49全回流时，所需理论塔板数最少，由芬斯克Fenske方程4Nmin=5、计算理论塔板数N设R=1.0由吉利兰关联图5得y=0.751-x0.567 y=算出N=同上，设假设干R值，可算得相应的假设干N值，其结果列表如下设RRminNmin10.8998.620.0510.61223.81.20.8998.620.1370.50718.51.40.8998.620.2090.44116.21.60.8998.
8、620.270.39314.91.80.8998.620.3220.35613.920.8998.620.3670.32513.32.20.8998.620.4070.312.72.40.8998.620.4410.27812.32.60.8998.620.4730.26122.80.8998.620.50.24411.730.8998.620.5250.22911.53.20.8998.620.5480.21711.33.40.8998.620.5680.20611.1由上表做RN关系图附图4从R与N的关系可见：当R1.8时，曲线很陡，所需N较多；当R1.8时，曲线变平坦，所需N减少。取R=
9、1.8，理论塔板数N=13.9作图所求理论塔板数附图3N=14.5取R=2.0，理论塔板数N=13.3作图所求理论塔板数附图3N=14.3那么可以看出：当R取1.8时，N与N最相近故取R=1.8N=14.56、塔板效率的计算采用奥康奈尔Oconnell法6ET=0.49aV-0.245由4可知=2.49塔顶：xD=0.99查得泡点温度为80.3塔底：xW=0.015查得泡点温度为109.9那么平均温度t=80.3+109.9/2=95.1由液体的粘度共线图7查得苯的粘度=0.25cP甲苯的粘度=0.28cP那么进料的平均粘度=0.250.65+0.280.35=0.2605cPET=0.49-
10、0.245=0.5448cP与6图1121对照，结果相近，故可用E00.54481.1=0.5997、实际塔板数的计算由附图3可知理论塔板数N=14.5，找到d点精馏段应为N1=6.7故实际塔板数为Ne1=N1/E0=11.19取为12层提馏段应为N2=14.5-6.7=7.8故实际塔板数为Ne2=N2/E0=13.02取为14层即实际塔板数为12+14=26层，实际进料板位置为第12块板。三精馏塔的工艺设计一、塔径的计算1、精馏段的塔径精馏段的平均温度为t=td+tf/2=80.3+88/2=84.15馏出液的平均分子量M=0.9978.1+0.0192.1=78.14 kg/kmol那么塔顶t=80.3时，蒸汽的密度 =2.66kg/m3D=60.49kmol/h=0.017kmol/s那么上升的蒸汽的量为：Vs=L+D=(R+1)D=0.0171.8+178.142.63=1.4m3又查表8得: 当t=80.3时，苯和甲苯的液体平均密度为811kg/m3当t=88时，苯和甲苯的液体平均密度为803kg/m3当t=109.9时，苯和甲苯的液体平均密度为780kg/m3那么精馏段的液体平均密度=803+811/2=807 kg/m3将各处的摩尔分率换算为质量分率：aF=0.65/(0.65+0.35(92/78)=0.612kg/
