化工原理课程设计综述

华中科技大学化学与化工学院《化工原理》课程设计题目苯-乙苯板式精馏塔设计

目录

1、设计任务

2、方案设计

3、物料衡算

3.1进料组成

3.2全塔物料衡算

3.3理论塔板数确定

3.4实际塔板数确定

3.5理论进料板和实际进料板确定

4、热量恒算

4.1塔顶冷却水用量

4.2塔釜饱和蒸汽用量

5、精馏塔工艺尺寸计算

5.1塔径计算

5.2塔有效高度计算

5.3溢流装置

5.4筛孔计算及排列

6、流体力学计算

6.1气体通过塔板的压降

6.2塔板上液面落差

6.3液沫夹带的校核

6.4溢流液泛条件的校核

6.5漏液点的校核

6.6液体停留时间

7、塔板负荷性能图

8、设备零部件管口的设计计算及选型8.1塔顶蒸汽进口管径

8.2回流液管径

8.3进料管管径

8.4塔釜液料排出管管径

9、精馏塔工艺数据表

10、精馏塔结构数据表

11、物性数据表

12、主要符号说明

13、参考文献

1、设计任务

（1）原料组成：原料中含苯35%，其余为乙苯

（2）分离要求：塔顶产品中含苯大于等于99%，塔釜产品中含乙苯大于等于98%

（3）生产能力：原料处理量为30万吨/年，每年按330天算，每天24小时连续运行

操作条件：

（1）常压操作

（2）塔顶饱和液体回流

（3）塔底再沸器间接蒸汽加热

（4）加热蒸汽压力：5atm

（5）塔顶冷凝器冷却水进口温度：25℃

（6）忽略设备与环境的热损失

（7）泡点进料

（8）连续操作

根据工艺要求进行：

（1）精馏系统工艺流程图及说明

（2）塔板形式选择

（3）基础物性数据

（4）系统物料衡算和热量恒算

（5）精馏塔工艺尺寸的计算

（6）塔盘和溢流装置设计

（7）流体力学计算，负荷性能图

（8）进出口管径

（9）设备工艺条件图

（10）设备装配图

2、方案设计

本设计任务为分离苯－乙苯双组分均相混合液。采用的塔板类型为筛板式精馏塔。精馏过程的流程设计如下：

原料液由高位槽经过预热器预热后进入精馏塔内。操作时连续的从再沸器中取出部分液体作为塔底产品（釜残液），再沸器中原料液部分汽化，产生上升蒸汽，依次通过各层塔板。塔顶蒸汽进入冷凝器中全部冷凝或部分冷凝，然后进入贮槽再经过冷却器冷却。并将冷凝液借助重力作用送回塔顶作为回流液体，其余部分经过冷凝器后被送出作为塔顶产品。为了使精馏塔连续的稳定的进行，流程中还要考虑设置原料槽、产品槽和相应的泵,有时还要设置高位槽。且在适当位置设置必要的仪表（流量计、温度计和压力表），以测量物流的各项参数。

下图为本设计工艺流程图：

3、工艺计算

3.1进料组成

X F=0.35 X D=0.99 X W=0.02

年处理原料3*108Kg

M苯=78g/mol M乙苯=106g/mol

1Kg原料中有苯：1750/481mol 乙苯：250/37mol 共10.39501mol 3.2对全塔物料衡算

F=D+W

F*X F=D*X D+W*X W

故F=3*108*10.39501/（330*24）=393750.379mol/h

带入数据得D=133956.3145mol/h W=259794.0645mol/h 3.3理论塔板数确定

查得苯、乙苯的安托因常数如下表

C

t A LgP +=︒- 由于过程在常压下进行，故将P ˚=101.325KPa 带入安托因方程得常压下苯的沸点为80.0488℃，乙苯沸点为136.1520℃ 设计塔顶温度为露点温度t 1,塔釜温度为泡点温度t 2 苯-乙苯气液平衡数据

1

-880.80-88t =解得t 1=80.31℃

依次解得进料板温度t W =106.22℃ 塔釜温度t 2=133.78℃

所以全塔平均相对挥发度α=5.13 最小回流比

R min =⎥⎥⎦⎤⎢⎢⎣⎡--⨯-⨯X X X X F D F D 111-1αα=⎥⎦⎤⎢⎣⎡--⨯

-⨯35.0199.0113.535

.099.01-13.51=0.666 我们选用回流比R=2R min =1.332

N min =α

Lg Lg x x x x W W D D ⎥⎥⎦⎤

⎢⎢⎣⎡⎪⎪⎭⎫ ⎝⎛⎪⎪⎭⎫ ⎝⎛--11=13.502.002.0-199.0-199.0Lg Lg ⎥⎦⎤⎢⎣⎡⎪⎭⎫ ⎝⎛⎪⎭⎫ ⎝⎛=5.19

根据吉利兰关系式：X=

1

-R min +R R Y=

1

min

+-N N N

Y=0.75-0.75*X 0.5668 算出理论实际塔板数N=9.006 3.4实际塔板数确定

苯和乙苯在某些温度下的粘度

求得塔顶、进料处、塔底苯和乙苯的粘度如下表所示 µ顶=0.308*0.99+0.354*0.01=0.308mPa·s µ进料=0.243*0.35+0.288*0.65=0.272mPa·s

µ底=0.191*0.02+0.233*0.98=0.232mPa·s µ=

3

μ

μ

μ顶

进料

底

++=（0.308+0.272+0.232）/3=0.271mPa·s

全塔效率E T =0.49

()

αμ.245

0-=0.452

实际塔板数N P =N T /E T =9/0.452=19.9 即实际塔板数为20块 平衡方程y=

x x )1(1-+αα=x

x

13.4113.5+

精馏段方程y=

1

1+++R R R x x D n =0.5712x n +0.42453 3.5理论进料板和实际进料板确定

由y 1=x D =0.99 得到从第一块板下降的液体组成x 1

可得第五块板为进料板

提馏段方程为y=

x x w n

D

F D F R 1--+

=1.83164x n -0.016633

同样可得理论板为9块

精馏段为4块板，实际板数为4/0.452=9 即第10块板进料，提馏段有11块板。

4、热量衡算