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1、烟台大学化学化工学院课程设计说明书烟台大学化学化工学院课程设计说明书设计题目：苯-甲苯分离过程浮阀板式精馏塔设计 学 号： 200821504119 学生姓名： 鲁家刚 专业班级： 化学工程与工艺一班（化081-1） 指导教师： 孙烈刚 总评成绩： 2011 年7月4日课程设计任务书一、设计题目苯-甲苯分离过程浮阀板精馏塔设计二、设计任务1.原料名称:苯-甲苯二元均相混合物；2.原料组成：含苯38%（质量百分比）；3.产品要求：塔顶产品中苯含量不低于99%，塔釜中苯含量小于1%；4.生产能力：年产量3万吨/年；5.设备形式：浮阀塔；6.生产时间：300天/年，每天24h运行；7.进料状况：泡点
2、进料；8.操作压力：常压；9.加热蒸汽压力：270.18kPa10.冷却水温度：进口35，出口45；三、设计内容1.设计方案的选定及流程说明2.精馏塔的物料衡算3.精馏塔的工艺条件及有关物性数据的计算（加热物料进出口温度、密度、粘度）4.塔板数的确定5.精馏塔塔体工艺尺寸的计算6.塔板主要工艺尺寸的计算7.塔板的流体力学验算8.塔板负荷性能图9.换热器设计10.馏塔接管尺寸计算11.绘制生产工艺流程图（带控制点、机绘，A2图纸）12.绘制板式精馏塔的总装置图（包括部分构件，A1图纸）13.撰写课程设计说明书一份四、设计要求1.工艺设计说明书一份2.工艺流程图一张，主要设备总装配图一张（采用Au
3、toCAD绘制）五、设计完成时间2011年6月27日2011年7月15日目 录概述5第一章 塔板的工艺设计7第一节 精馏塔全塔物料衡算7第二节 基本数据7第三节 实际塔板数计算13第四节 塔径的初步计算14第五节 溢流装置15第六节 塔板布置及浮阀数目与排列16第二章 塔板的流体力学计算18第一节 气体通过浮阀塔的压降18第二节 液泛19第三节 雾沫夹带20第四节 塔的负荷性能图20第三章 塔附件设计24第一节 接管24第二节 筒体与封头26第三节 塔的总体高度27第四章 附属设备设计28第一节 原料预热器28第二节 塔顶冷凝器29第三节 再沸器30第四节 泵的计算与选型30自我评价32参考文
4、献33概述本设计任务为分离苯-甲苯混合物。对于该二元均相混合物的分离，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1.22倍。塔釜采用间接蒸汽加热，塔底产品经冷却后送至储罐。本设计的目的是分离苯甲苯二元均相混合物，选用板式浮阀塔。工艺流程确定及说明1. 塔板类型精馏塔的塔板类型有三种：泡罩塔板，筛孔塔板，浮阀塔板。浮阀塔板具有结构简单，制造方便，造价低等优点，且开孔率大，生产能力大，操作弹性大，汽液
5、接触时间长，因此塔板效率高。本设计采用板式浮阀塔2. 加料方式本精馏塔加料选择泵直接加料，结构简单，安装方便，而且可以引入自动控制系统来实时调节流量及流速。3. 进料状况本精馏塔选择泡点进料。4. 塔顶冷凝方式苯与甲苯不反应，且容易冷凝，故本精馏塔塔顶选择全凝器，用水冷凝。5. 回流方式本设计处理量大，所需塔板数多，塔较高，回流冷凝器不适宜塔顶安装，故采用强制回流。6. 进料状况加热方式可分为：直接蒸汽加热和间接蒸汽加热。直接蒸汽加热在一定的回流比条件下，塔底蒸汽对回流液有一定的稀释作用，从而使理论板数增加，设备费用上升，所以本设计采用间接蒸汽加热（135）。7. 操作压力苯-甲苯在常压下相对
6、挥发度较大，因此在常压下也比较容易分离，故本设计采用常压精馏。第一章 塔板的工艺设计第一节 精馏塔全塔物料衡算1.原料液级塔顶、塔底产品的摩尔分率已知苯的摩尔质量 甲苯的摩尔质量原料液组成XF (摩尔分数，下同) 塔顶组成 塔底组成 2. 原料液及塔顶、塔底产品的平均摩尔质量 3. 物料衡算一年以300天，一天以24小时计，计算可得塔顶产品流率： 全塔物料衡算： 解的F127.98kmol/h W74.71kmol/h第二节 基本数据1.各种定性温度由下表中的数据，采用内插法计算一下温度(液相温度) 得93.54 得80.18 得109.81精馏段的平均温度为： =86.86提馏段的平均温度为
7、： =101.68精馏段：=86.86 由表1内差法可得=68.47% =84.72%精馏段液相平均摩尔质量：=82.53kg/kmol精馏段气相平均摩尔质量：=80.25 kg/kmol 提馏段：=101.68 由表1内差法可得=21.41% =39.17%提馏段液相平均摩尔质量：=89.13kg/kmol提馏段气相平均摩尔质量：=86.64 kg/kmol 表1 苯-甲苯汽液平衡数据2.密度表2不同温度苯-甲苯的密度对于混合液体的密度 ：（其中为质量分率）对于混合气体的密度 ：（其中M为平均摩尔质量）精馏段： =86.86由表2内差法可得 =0.648=0.352由计算得 =805.94由
8、计算得 =2.72 提馏段： =101.68由表2内差法可得 =0.1876=0.8124由计算得 =788.96由计算得 =2.82 3.粘度表3不同温度苯-甲苯的密度由内差法分别求得精馏段与提馏段平均温度下苯和甲苯的粘度精馏段： =86.86计算得 =0.288mPas =0.294 mPas 则精馏段平均粘度为： =0.290 mPas提馏段： =101.68计算得 =0.251mPas =0.262 mPas 则提馏段平均粘度为：=0.260 mPas4.表面张力表4不同温度苯-甲苯的表面张力液相平均表面张力依下式计算，即： 精馏段： =86.86由内差法计算得 =20.85mN/m
9、=20.94 mN/m精馏段平均表面张力为：=20.88 mN/m提馏段： =101.68由内差法计算得 =18.65 mN/m =19.68 mN/m提馏段平均表面张力为：=19.46 mN/m5.相对挥发度查相关化工手册可得苯的安托因常数为：A=6.0355 B=1211.033 C=220.79甲苯的安托因常数为：A=6.07954 B=1344.8 C=219.482精馏段 =86.86（A代表苯，B代表甲苯，下同） 则提馏段 =101.68 则全塔的相对挥发度为：6.实际回流比由于是泡点进料，有q=1，q线为一垂直线，。根据相平衡方程有=0.6438则最小回流比为=1.55取实际回流
10、比为最小回流比的1.6倍: R=1.55*1.6=2.487.精馏塔的气、液相负荷精馏段液相流量 ： 气相流量 ：液相体积流量：气相体积流量：精馏段操作线方程：提馏段液相流量： 气相流量： 液相体积流量：气相体积流量：精馏段操作线方程： 表5精馏段提馏段数据汇总项目精馏段提馏段平均温度86.86101.68液相平均组成x0.68470.2141气相平均组成y0.84720.3917液相平均摩尔质量kg/kmol82.5389.13气相平均摩尔质量kg/kmol80.2586.64液相平均密度kg/m3805.94788.96气相平均密度kg/m32.722.82平均粘度mPas0.2900.2
11、60平均表面张力mN/m20.8819.46液相平均摩尔流量kmol/h132.11260.09气相平均摩尔流量kmol/h185.38185.38液相平均体积流量m3/s0.00380.0082气相平均体积流量m3/s1.5191.582相对挥发度2.562.44第三节 实际塔板数计算1.理论塔板数由芬斯克方程可知 = =9.03=0.267由吉利兰图可查的0.398 (天大化工原理下册P37)解得N=16.32 圆整N=17（不包括再沸器）精馏段最小理论塔板数： = =4.41前面已计算得0.398 N=8.65所以进料板为自塔顶向下第9块板精馏段理论板数为9块，提馏段理论板数为8块（不包
12、括再沸器）2.实际塔板数精馏段和提馏段粘度的平均值为：=（0.290+0.260）/2=0.275mPas全塔效率估算: =53.7%精馏段实际板数为：提馏段实际板数为：（不包括再沸器）此精馏塔实际塔板数为 N=17+15=32块（不包括再沸器）第四节 塔径的初步计算本精馏塔设计：板间距取HT=0.45m 板上液层高度取HL=0.06m HT-HL=0.38m精馏段查史密斯关联图(天大化工原理下册P158)得：=0.082物系表面张力修正：取提馏段查史密斯关联图(天大化工原理下册P158)得：=0.077物系表面张力修正：取经圆整取D=1400mm，则塔截面积为=1.5386m2精馏段实际空塔气速为：提馏段实际空塔气速为：第五节 溢流装置1.堰长由计算的塔径及塔内液体流量，本精馏塔选用单溢流，弓形降液管，溢流堰选择平直堰。单溢流: 系数取0.7，则对于平直堰，堰上液层高度为：，对于苯-系统E1降液管有关参数精馏段：堰高：=0.06-0.0165=0.0435m：提馏段堰高：=0.06-0.0275=0.0325m2.降液管宽度及横截面查图得
