学位论文-—苯甲苯浮阀式精馏塔的计算与设计

吉林化工学院化工原理课程设计题目：苯—甲苯连续精馏塔设计化工原理课程设计任务书一、设计题目：苯—甲苯连续精馏塔设计二、原始数据及条件原料：苯的含量X f0为37%（质量百分比，下同）的常温液体分离要求：塔顶苯的含量X d0不低于95.5%塔底苯的含量X w0不高于1%建厂地址：吉林市三、设计要求（一）编制一份设计说明书，主要内容包括：1、前言2、流程的确定和说明（附流程简图）3、生产条件的确定和说明4、精馏塔的设计计算5、附属设备的选型和计算6、设计结构列表7、设计结果的讨论和说明8、注明参考和使用的设计资料9、结束语（二）绘制一个带控制点的工艺流程图（三）绘制精馏塔的工艺条件图四、设计日期：2010年11月08日至2010年12月13日目录任务书 (1)摘要 (Ⅱ)第 1 章绪论 (1)1.1设计流程 (1)1.2 设计思路 (2)第 2 章精馏塔的工艺设计 (2)2.1产品浓度的计算 (2)2.2 最小回流比的计算和适宜回流比的确定 (3)2.3 物料衡算 (4)2.4精馏段和提馏段操作线方程 (5)2.5 逐板法确定理论板数及进料位置（编程） (5)2.6 全塔效率、实际板数及实际加料位置 (5)第 3 章精馏塔主要工艺尺寸的设计计算 (6)3.1 物性数据计算 (6)3.2 精馏塔主要工艺尺寸的计算 (8)3.3 塔板主要工艺尺寸的计算 (10)3.4 塔板流体力学校核 (13)3.5 塔板符合性能图 (15)第 4 章热量衡算 (18)4.1 热量衡算示意图 (18)4.2 热量衡算 (18)第 5 章塔附属设备的计算 (21)5.1筒体与封头 (21)5.2 除沫器 (21)5.3 裙座 (22)5.4 塔总体高度的设计 (22)5.5 换热器（进料预热器或产品冷却器）的设计计算 (22)5.6 进料管的设计 (23)5.7 泵的选型 (23)5.8 贮罐的计算 (25)第 6 章结论 (25)6.1 结论 (25)6.2 主要数据结果总汇 (25)结束语 (27)参考文献............................................................................................................ 错误！未定义书签。

附录1主要符号说明 ................................................................................. 错误！未定义书签。

附录2 程序框图 (28)附录3 精馏塔工艺条件图 ..................................................................... 错误！未定义书签。

附录4 生产工艺流程图........................................................................... 错误！未定义书签。

教师评语.................................................................................................... 错误！未定义书签。

摘要本次化工原理课程设计，设计出了苯—甲苯得分离设备—连续浮阀式精馏塔。

进料摩尔分数为0.41，使塔顶产品苯的摩尔含量达到0.965，塔底釜液摩尔分数为0.035。

综合工艺方便，经济及安全多方面考虑，本设计采用了浮阀式塔板对苯—甲苯溶液进行分离提纯。

按照逐板法计算理论塔板数为12块，其中精馏段塔板数为5块，提馏段塔板数为7块。

根据经验是算得全塔效率为0.538，塔顶使用全凝器，泡点回流。

精馏段实际板数为10块，提馏段实际板数为13块，实际加料板位置在第11块板。

由精馏段的工艺计算得到塔经1m，塔总高16.7m。

通过流体力学验算表明此塔的工艺尺寸符合要求，由负荷性能图可以看出此精馏塔有较好的操做性能，精馏段操作弹性为1.48。

塔的附属设备中，所有管线均采用无缝钢管，预热器采用管壳式换热器。

用133.3℃饱和水蒸气加热，饱和水蒸气走壳程，进料液走管程。

关键词：苯—甲苯浮阀精馏物料衡算绪论1.1 设计流程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。

该物系属易分物系，最小回流比较小，故操作回流比取最小回流比的1.2倍。

塔釜采用间接蒸汽加热，塔底产品经冷却后送至储罐。

设计流程框图如下：任务书上规定的生产任务长期固定，适宜采用连续精流流程。

贮罐中的原料液用机泵加入精馏塔；塔釜再沸器用低压蒸汽作为热源加热料液；精馏塔塔顶设有全凝器，冷凝液部分利用重力泡点回流；部分连续采出到产品罐。

简易流程如下，具体流程见附图。

1-原料罐，2-进料罐，3-苯、甲苯精馏塔，4-塔顶全凝器，5-再沸器 1.2 设计思路本次课程设计的任务是设计苯—甲苯精馏塔，塔型为浮阀式板塔，进料为两组份进料，且苯与甲苯的挥发度有明显差别，可用一个塔进行精馏分离。

要分离的组分在常压下均是液体，因此操作在常压下即可进行，进料为泡点进料，需预热器。

同时在塔顶设置冷凝器，在塔底设置再沸器，由于塔顶不许汽相出料，故采用全凝，又因所设计的塔较高，应用泵强制回流。

1.2.1加热方式本设计的加热方式为塔底间接加热。

1.2.2回流比的选择选择操作回流比为最小回流比的2倍。

1.2.3塔顶冷凝器的冷凝方式与冷却介质的选择 冷凝方式为全凝,冷却介质为冷水。

精馏塔的工艺设计 产品浓度的计算M 苯=78.11 ， M 甲苯=92.14 摩尔分数 X F =0.41X D =0.965 X W =0.035 摩尔质量M F =X F M 苯+（1-X F ）M 甲苯=0.4139.8614.92)41.01(11.78=⨯-+⨯kg/kmol kmol kg M X M X M D D D /60.7814.92965.0111.78965.01=⨯-+⨯=-+=）（）（甲苯苯kmol kg M X M X M W W W /65.9114.92035.0111.78035.01=⨯-+⨯=-+=）（）（甲苯苯 2.2 平均相对挥发度的计算 温度计算表2.1苯—甲苯的气液平衡与温度的关系表[1] 温度 /0C苯/%(mol 分率) 温度/0C苯/%(mol 分率) 温度/0C苯/%(mol 分率)FDW1F22345液相 气相 液相 气相 液相 气相 110.6 0 0 95.2 39.7 61.8 84.4 80.3 91.4 106.1 8.8 21.2 92.1 48.9 71.0 82.3 90.3 95.7 102.2 20.0 37.0 89.4 59.2 78.9 81.2 95.0 97.9 98.6 30.0 50.0 86.8 70.0 85.3 80.2 100.0 100.0用内插法求得F t 、D t 、W tF t :C t t F F ︒=⇒--=--76.947.39412.959.487.391.922.95D t :C t tD D ︒=⇒--=--9.800.1005.962.800.950.1002.812.80 W t :C t t W W ︒=⇒--=--86.10905.36.1102.2101.10066.110 故由上塔顶温度C t D ︒=9.80气相组成 %27.970.1001002.809.800.1009.972.802.81:=⇒--=--D D D y y y进料温度C t F ︒=76.94气相组成 %49.601008.6176.942.950.718.611.922.95:=⇒--=--F FF y y y塔底温度C t W ︒=86.109气相组成 %49.3100086.1096.1102.2101.1066.110:=⇒--=--W WW y y y由上温度和气相组成来计算相对挥发度2032.2)41.01/()6288.01(41.0/6288.06049.0,41.0=--=∂⇒==F F F y X2923.1)965.01/()9832.01(965.0/9832.09727.0,965.0=--=∂⇒==D D D y X9970.0)035.01/()0287.01(035.0/0287.00349.0,035.0=--=∂⇒==W W W y X则精馏段平均相对挥发度7478.121=∂+∂=∂DF提馏段平均相对挥发度1447.122=∂+∂=∂WD1.3 最小回流比的计算和适宜回流比的确定2.2.1 最小回流比的计算由Antonie 方程 ，CT BA p +-=︒ln ︒p ——温度T 时的饱和蒸汽压 T ——温度，KA,B,C ——Antonie 常数表2.2 常数下Antonie t F [1]A BC苯16.0137 3096.52 -53.67 甲苯15.90082788.51-52.36则 ： 06.736.5215.27376.9451.2788-9008.15ln =-+=︒）（苯p mmHg p 45.1164=︒苯16.667.5315.27376.9452.30960137.16ln =-+-=︒）（甲苯p mmHg p 43.473=︒甲苯故 47.243.47345.1164==︒︒=∂甲苯苯p p最小回流比即为49.1]41.01)965.01(47.241.0965.0[147.21]1)1([11min=--⨯-⨯-=--∂-⨯-∂=F D F D X X X X R2.2.2 适宜回流比的确定设计中令回流比98.249.122min =⨯==R R 1.4 物料衡算F : 进料量（Kmol/s ） F X =0.41 原料组成（摩尔分数，下同） D ：塔顶产品流量（Kmol/s ） D X =0.965 塔顶组成 W ：塔底残夜流量（Kmol/s ） W X =0.035塔底组成进料量 ：s kmol h kmol F /021.0/75==物料衡算式为 ：sKm ol W s Km ol D W D W D WX DX FX W D F W D F /012.0,/104.8035.0965.041.0021.0021.05=⨯=⇒⎭⎬⎫⎩⎨⎧+=⨯+=⇒⎭⎬⎫⎩⎨⎧+=+=-因R=2.98s Kmol D R L /025.0104.898.23=⨯⨯=⨯=-s Kmol F q L L /045.0021.0965.0025.0=⨯+=⨯+='skmol F q V V sKmol D R V /033.0)1('/033.0104.8)198.2()1(3=--==⨯⨯+=+=-表2.3物料衡算结果表1物料 流量（kmol/s ）组成进料F 0.021苯 0.41 甲苯 0.59 塔顶产品D3104.8-⨯苯 0.965甲苯 0.043 塔底残夜W012.0苯 0.035 甲苯 0.988表2.4 物料衡算结果表2物料物流（kmol/s ）精馏段上升蒸汽量V 0.033 提馏段上升蒸汽量V ' 0.033 精馏段下降液体量L 0.025 提馏段下降液体量L '0.0451.5 精馏段和提馏段操作线方程精馏段操作线方程 ：24.075.0104.8033.0965.0033.0025.03+=⇒⨯⨯+=+=-x y x X V D x V L y D （1）提馏段操作线方程 ：013.038.1035.0033.0012.0033.0045.0-'='⇒⨯-='-'''='x y x X V W x V L y W （2）1.6 逐板法确定理论板数及进料位置（编程）因47.2=∂，得出相平衡方程x x x x y 47.2147.2)1(1+=-∂+∂=或yyx 47.147.2-=（3）又因为塔顶有全凝器，所以965.01==D X y 代入相平衡方程得918.01=x 代入（1）式得929.02=y 再代入（3）式得841.02=x 反复计算得41.0374.0,596.0475.0,691.0602.0,789.0723.0,871.066554433=<========q X x y x y x y x y将6x 代入（2）式得503.07=y 代入（3）得285.07=x 反复计算得 035.0016.0,058.0037.0,086.0072.0,160.0125.0,261.0199.0,380.012121111101091888=<==========W X x y x y x y x y x y总理论板数为12块（包括再沸器），第6块板加料，精馏段需5块板，提馏段需7块。