苯—甲苯板式精馏塔的工艺设计

化工原理课程设计说明书

学院:化学化工学院

专业：应用化学专业

设计者: 杨钱生

班级：２0０７级07班

学号:２０071044０７3７

2０1０年７月1日

（一）设计题目

设计一座苯－甲苯连续精馏塔，要求年产纯度为99.1%的

甲苯1．9×10４t,塔顶馏出液中含甲苯不得高于2%，原料

液中含甲苯38%(以上均为质量分数)

（二）操作条件

1.塔顶压力???4ｋPa(表压）。

2.进料热状态???自选。

3.回流比??自选。

4.塔底加热蒸汽压力?0.５ＭPａ（表压）。

5.单板压降???≤０.7kPａ。

（三）塔板类型

筛板

（四）工作日

每年３00天,每天24小时连续运行。

（五）厂址

天津地区

（六）设计类容

1.精馏塔的物料衡算;

2.塔板数的确定;

3.精馏塔的工艺条件及有关物性数据的计算;

4.精馏塔的塔体工艺尺寸计算;

5.塔板主要工艺尺寸的计算；

6.塔板的流体力学验算;

7.塔板负荷性能图；

8.精馏塔接管尺寸计算；

9.绘制生产工艺流程图;

10.绘制精馏塔设计条件图；

11.绘制塔板施工图（选作)；

12.对设计过程的评述和有关问题的讨论; （七）设计基础数据

表１-1 苯(Ａ)-甲苯(B)饱和蒸气压(总压1．013×１05Pa）

表1-2苯-甲苯物系的气液平衡数据

表1－3 苯－甲苯部分温度下的密度

设计计算

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。该物系属易分离物系,最小回流比较小,故操作回流比去最小回流比的2倍。塔釜采用间接蒸汽加热，塔底产品经冷却后送至储罐。 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 =78.11kg/kmol

甲苯的摩尔质量??M B ＝9２.13ｋg/ｋmo ｌ

011

.013.92/991.011.78/009.011

.78/009.0983.013

.92/02.011.78/98.011

.78/98.0658

.013

.92/38.011.78/62.011

.78/62.0=+==+==+=

W D F x x x

b) 原料液及塔顶、塔底产品的平均摩尔质量

ＭF =０.６58×78.1１+(1-０.６5８）92.13＝82.90k ｇ/km ｏl ＭＦ=0.983×78.11+(１-０.983）９2.13=78.５9kg/ｋｍol

M Ｆ=０.0１２×78.１1+（1-0.0１２）９2.13=９1.96k ｇ／ｋm ｏl

c) 物料衡算

原料处理量 ?h kmol F /83.3124

30090.821000

109.14=????=

总物料衡算??31.８３=D+Ｗ

苯物料衡算? 31.８3×0.65８=0.９83D +0.01１W 联立解得

D =２1.19ｋｍｏｌ／h

? W =１0.64kmol ／h

2. 塔板数的确定

a)?理论板层数N T 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x-y 图,如图1-1。

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(0.658,0.658)作垂线ef 即为进料线（q 线）,该线与平衡线的交点坐标为

x q ＝0.658 ｙq =0．828

? 故最小回流比为

91.0658

.0828.0828

.0983.0x Rmin D =--=

--=

q

q q x y y

取操作回流比为

Ｒ＝２R min =2×0.9１=1．８2

iii. 求精馏塔的气、液相负荷

L=RD=１.８2×２１.19=38.５7kmo ｌ/h V ＝(Ｒ+１)D=(1.8２+1)２１.19=59.76kmol ／h

Ｌ’＝L+F=38.57+31.８３=70.4０k ｍol/h

V ’=V ＝59.７6km ｏl/h iv.

求操作线方程

精馏段操作线方程为 ?349.0645.0983.076

.5919.2176.5957.38+=?+=+=

x x x V D x V L y D 提馏段操作线方程为 ?002.0'178.1011.076

.5964.10'76.5940.70'''''-=?-=-=x x x V W x V L y W v.

图解法求理论板层数

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? N Ｔ=14（包括再沸器) 进料板位置 ??N F =6 b) 实际塔板数的求取

精馏段实际板层数?Ｎ精=5/０.52=9．6≈１０ 提馏段实际板层数 N 提=9/0.５２＝１７.3≈１８ 3. 精馏塔的工艺条件及有关物性数据的计算 以径流段为例进行计算 a) 操作压力计算 塔顶操作压力

ＰD ＝１01．3＋4＝105．3kP ａ

每层塔板压降 △Ｐ =０．7ｋPa

进料板压力?P F＝105.3+0.7×10＝１１２.3kPa

精馏段平均压力Ｐｍ=（105.3+１１2.3)／2=108.８kPa

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东尼方程计算，计算过程略。计算结果如下：

塔顶温度????ｔD=81．０℃

进料板温度??t F=91.4℃

精馏段平均温度?tｍ=（81.0+９1.4)/2=８6.2℃

c)平均摩尔质量

塔顶平均摩尔质量计算

由x D=y１=0．９83,查平衡曲线(见图1-1）,得

x1＝0．９５5

M VDm=0．9８３×78.11+(1－0.９83）92.１3＝7８.34ｋg／kmoｌ

M LDｍ=0．955×78.11＋（1-0.9５５)92.１３=7８.74kg／kmo ｌ

进料平均摩尔质量计算

由图解理论板（见图1－１),得

y F=０．８0８

查平衡曲线（见图1-１）,得

x F=0.630

M VFm =0.808×78.１1+(1－０.80８)92.１３=８0．80kg/km ｏｌ

M LFm =0．63０×78.11+（1－0.630）92．１3=８3.30kg/kmo ｌ

精馏段平均摩尔质量

M Vm =(７８.34+80.８0)／2＝79.57kg/ｋmol

ＭLm =(7８.７4＋83．30)/2=８1．0２kg/km ｏｌ

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

3m m m VM /85.2)

15.2732.86(314.857

.791.107P m kg RT M V =+??==

ρ ii. 液相平均密度计算

液相平均密度依下式计算,即

i i a ρρ//1LM ∑=

塔顶液相平均密度的计算

由t D =８1．0℃，查“化学化工物性数据手册 有机卷1”P ３05得

3A /kg 9.815m =ρ ?3/kg 88.808m B =ρ

3L /kg 8.8158

0.38/808.80.62/815.91

m Dm =+=

ρ

进料板液相平均密度的计算 由t F ＝9１．4℃,查手册得

3A /kg 5.803m =ρ??3/kg 6.798m B =ρ

进料板液相的质量分率

591.013

.92370.011.78630.011

.78630.0a A =?+??=

3LF /kg 5.801/798.6

409.050.591/803.1

m m

=+=ρ 精馏段液相平均密度为

3LM /kg 6.8082/)5.8018.815(m =+=ρ

e) 液体平均表面张力计算 液相平均表面张力依下式计算,即

i i x σσ/LM ∑=

塔顶液相平均表面张力的计算 由t Ｄ=81.０℃,查手册得

m mN A /15.21=σ? m mN B /58.21=σ m mN LDm /16.2158.21017.015.21983.0=?+?=σ

进料板液相平均表面张力的计算 由t Ｆ=９1．4℃，查手册得

m mN A /89.19=σ? m mN B /44.20=σ m mN LFm /09.2044.20370.089.19630.0=?+?=σ

精馏段液相平均表面张力为

m mN Lm /63.202/)09.2016.21(=+=σ

f) 液体平均粘度计算

液相平均粘度依下式计算,即

i i Lm x μμlg lg ∑=

塔顶液相平均粘度的计算

由ｔD =8１.０℃,查“化学化工物性数据手册 有机卷1”Ｐ3

０3得

s Pa 305.0?=m A μ

s Pa 309.0?=m B μ

lg0.3017.0lg0.305983.0lg +=LDm μ

s Pa 305.0?=m LDm μ

进料板液相平均粘度的计算

由ｔＦ=９1.4℃,查“化学化工物性数据手册 有机卷1”P ３０3得

s Pa 278.0?=m A μ ?s Pa 284.0?=m B μ

lg0.284370.0lg0.278630.0lg +=LFm μ

s m Pa 309.0?=LFm μ

精馏段液相平均粘度为

s a m Lm ?=+=P 307.02/)309.0305.0(μ

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

s m VM V Vm Vm s /458.085.2360057

.7906.5936003=??==

ρ

s m LM L Lm Lm s /0011.06

.808360002

.8157.3836003=??==

ρ

由

V

V

Lm C

u ρρρ-=max

式中2

.02020??

?

??=L C C σ计算,其中的Ｃ20由“史密斯关联图”查取,图的

横坐标为

0405.085.26.8083600

458.036000011.02

1

2

1h

h =??

? ????=

???

? ??Vm

Lm V L ρρ

取板间距H T =0．４0m ，板上液层高度h L =０．0４ｍ,则 H Ｔ-h L =0.40-０．0４＝0．3６m 查“史密斯关联图”得??C 20=０.073

0735.02063.20073.0202

.02

.020=?

?

? ??=?

?

?

??=L C C σ

?s m C

u Vm Vm Lm /235.185

.285

.26.8080735.0max =-=-=ρρρ 取安全系数为0. 6,则空塔气速为

u ＝0．６u m ａｘ=０.６×1．2３5=0.8８7m/s

m u V D s 821.0864

.0458.044=??==

ππ 按标准塔径圆整后为 D ＝1.0ｍ

塔截面积为

222785.00.14

4

m D A T =?=

=

π

π

实际空塔气速为

s m u /583.0785

.0458

.0==

b) 精馏塔有效高度的计算 精馏段有效高度为

Ｚ精＝(N 精-1）ＨT =(10-1)×０．4０=3.6m

提馏段有效高度为

Z 提=(N 提－1）H T =(１8－1)×0.40=6.8m 在进料板上方开一人孔，其高度为０．8m