毕业设计（论文）-苯-甲苯分离过程板式精馏塔设计(19页).doc

-毕业设计（论文）-苯-甲苯分离过程板式精馏塔设计-第 19 页苯-甲苯分离过程板式精馏塔设计 (化学化工学院 2011级化学工程与工艺)指导老师：摘 要本人设计了苯甲苯分离过程板式精馏塔装置，分别是：首先选择和确定生产工艺流程和方案；生产的主要设备板式塔工艺参数计算：精馏塔的物料衡算、塔板数的确定、精馏塔的工艺条件以及有关物性数据的计算、精馏塔的塔体工艺尺寸计算、精馏塔塔板的主要工艺尺寸的计算；绘制了精馏塔设计条件图及生产工艺流程图；对设计过程中的的问题进行了研究和评论。关键词：苯甲苯; 分离过程；精馏塔1引言1.1苯与甲苯1.1.1苯的性质及其用途苯是有机化合物，是组成结构最简单的芳香烃。在常温下是一种无色、有芳香气味的透明液体。易挥发且难溶于水，1L的水中最多溶于1.7g水，易溶于乙醇、乙醚等有机溶剂，苯的自身也是良好的有机溶剂。苯化学性质是易取代，难氧化，难加成。而且苯的产量和生产的技术水平是衡量一个国家石油化工水平的重要标志。 苯是常用溶剂，在化工企业上主要用于生产原料及合成其衍生物。主要用于金属脱脂。苯有减轻爆震的作用，因此而作为汽油的添加剂。此外，苯在工业上最重要的用途是做化工原料。1.1.2甲苯的性质及其用途甲苯是最普通的，最重要芳烃化合物之一。在空气中它并不能完全燃烧。有特殊芳香气味，几乎不溶于水，能和酒精以及乙醚任意比例混溶。甲苯很容易发生氧化和硝化。硝化反应生成的对硝基基甲苯和邻硝基甲苯是染料的原料。1.1.3甲苯的危害苯与甲苯性质很相试，是化工工业上很广的原料，其蒸汽有毒。对皮肤和粘膜有刺激性，对中枢神经系统有麻醉作用。急性中毒的重症者可有躁动、抽搐、昏迷。1.2苯与甲苯分离过程的工艺流程原理及设计首先，苯与甲苯的性质很相试，分子间的相互作用力几乎相等，符合拉乌尔定律，属于理想溶液。采用连续精馏流程。38%的苯和甲苯混合溶液 原料储存冷凝原料预热分配精馏再沸冷却99.8%的甲苯储存冷却98%的苯储存1板式塔简图与基础数据的搜集1.1操作条件的确定塔顶压强回流比单板压降塔釜加热蒸汽压力年工作日进料状况4kp2Rmin0.7kPa0.50mPa7400h泡点进料1.2 基础数据的搜集表1苯与甲苯的密度（液相）温度8090100110120A，kg/m3814805791778763B，kg/m3809801791780768表2苯与甲苯的物理性质项目分子式分子量M沸点（）临界温度tc()临界压强PC(kPa)苯C6H678.1180.1288.56833.4甲苯C6H5CH392.13110.6318.574107.7项目1234567温度80859095100105110.6PA0,mmg101.33116.9135.5155.7179.2204.2240PB0,mmg4046.054.063.374.386.0240表3苯与甲苯饱和蒸汽压表4苯与甲苯的表面张力（液相）项目12345温度8090100110120A ,mN/m21.22018.817.516.2B ,mN/m21.720.619.518.417.31.3板式塔简图图2 板式塔的简图2精馏塔的物料衡算2.1原料液及塔顶、塔底产品的摩尔分数苯：甲苯:MB =92.13Kg/Kmol XF =0.658XD=0.984XW=0.00242.2原料液及塔顶、塔底产品的平均摩尔质量MF=78.11×0.683+(1-0.683)×92.13=82.55Kg/KmolMD=78.11×0.984+(1-0.984)×92.13=78.33 Kg/KmolMW=78.11×0.0024+(1-0.0024)×92.13=92.10 Kg/Kmol2.3塔顶、塔底的进料板精馏段的液相平均密 塔顶的质量分率A=0.981 pLDM=977.5Kg/kmol进料板液相平均密度计算：进料板液相质量分率A=0.68pLFM= 833.3 Kg/kmol塔底液相质量分率A=0.0020Plwm=769.23 Kg/kmol精馏段液相平均的密度：pLM=905.4提馏段液相平均密度pLM=802.222.4物料衡算产品产量W=98.22Kmol/h总物料衡算 F=D+72.10(1)苯物料衡算F×0.658=0.984×D+0.0024(2)解(1)(2)得 F=144.63 Kmol/h D=72.53Kmol/h2.5 塔板数的计算与确定常压下苯甲苯的气液平衡数据温度（）液相中苯的摩尔分率x气相中苯的摩尔分率y801.0001.000850.7800.900900.5800.776950.4110.6231000.2570.4551050.1290.260110.60.0000.0002.5.1理论塔板层数Nr的求取因为苯-甲苯物系属于理想物系，可以选择用图解法来求精馏塔的理论板层数。绘t-x-y图和x-y图根据苯甲苯的相平衡数据，利用泡点和漏点方程求取xy由上述数据可绘出t-x-y图和x-y图2.5.2最小回流比和操作回流比的确定由图的则最小回流比为:Rmin=0.200则操作回流比为：R=2Rmin=0.400图3 苯-甲苯物系精馏分离理论塔板数的图精馏塔气、液相负荷的确定L=RD=0.4×72.53=29.012V=(R+1)D=1.4×72.53=101.542L=L+F=29.012+144.63=173.642V=V=101.542(q=1)操作线方程精馏段操作线方程y =D=0.286x+0.703提馏段操作线方程y=w=1.710x-0.00232图解法求理论板层数采用图解法求理论板层数，图3所示，求解结果为总理论塔板数为：NT =14（包括再沸器）进料板位置第6板2.6实际塔板数的求取精馏段实际板层数N精=5/0.52=10提馏段实际板层数N提=8/0.52=16总塔板数N总=10+16=263精馏塔工艺条件及有关物性参数的计算3.1操作压力计算 塔顶操作压力101.3+5=106.3kPa 塔底操作压力=119.4kPa 每层塔板压降 进料板压力PF=106.3+0.7×5=109.8 精馏段平均压力Pm=（106.3+109.8）/2=108.5kPa 提馏段平均压力Pm=（106.3+119.4）/2 =114.6kPa3.2 操作温度计算由计算可知，计算过程略。计算结果如下：塔顶温度tw=82.7进料板温度tf=94.2塔底温度tw=105.1精馏段平均温度=（ 82.794.2）/2=88.5提馏段平均温度=（94.2+105.1）/2=99.73.3平均摩尔质量计算塔顶平均摩尔质量计算 代入数据解得=4.20,根据相平衡关系式代入y1=0.984,得x1=0.935MVDM=0.984×78.11+(1-0.984)×92.13=78.33Kg/KmolMLDM=0.935×78.11+(1-0.935)×92.13=79.01KgK/mol3.4进料板平均摩尔质量计算 xF=0.658, 带入的yF=0.890 MVFM=0.890×78.11+(1-0.890)×92.13=79.63Kg/Kmol MLFM=0.658×78.11+(1-0.658)×92.13=82.91Kg/Kmol 精馏段平均摩尔质量 MVM =(78.33+79.63)/2=78.98Kg/Kmol MLM=(79.01+82.91)/2=80.96Kg/Kmol 由理想气体状态方程计算，精馏段的平均气相密度即 Pv,m=Pm ×MV,m/RTm代入数据得2.85 提馏段的平均气相密度；P·v,m=Pm ×MV,m/RTm带入数据得2.983.5液体平均表面张力计算 塔顶液相平均表面张力计算 A=20.94mN/m B=21.39mN/m lDm=0.98×20.94+(1-0.984)×21.39=20.95mN/m 进料板平均表面张力计算 A=19.36mN/m B=20.21mN/m LFm=0.658×19.36+(1-0.658)×20.21=19.65mN/m 塔底液相平均表面张力计算 由tD=101.5查手册的A=19.10mN/m B=19.48mN/m Lwm=0.0014×19.10+(1-0.0024)×19.84=19.84mN/m精馏段液相平均表面张力：Lm=(20.95+19.65)/2=20.30mN/m提馏段液相平均表面张力：Lm=（19.65+19.84）/2=19.74mN/m3.6液相平均粘度计算 塔顶平均粘度计算：由tD=82.7查化工原理附录114的A=0.300mPa.s B=0.304mPa.s lgLDm=0.984×lg0.300+(1-0.984)×lg0.304 解得LDm=0.310mPa.s塔底液相平均粘度：由tw=101.5查的A=0.244mPa.s B=0.213mPa.s lgLwm=0.0024×lg0.0024+(1-0.0024)×lg0.213解得Lwm=0.213mPa.s精馏段液相平均粘度：Lm=(0.310+0.272)/2=0.219mPa.s提馏段液相平均密度：Lm=（0.310+0.213）/2=0.262mPa.s4精馏塔的塔体工艺尺寸计算 4.1精馏塔塔径的计算精馏段的汽、液相体积流率为：V=(R+1)D=1.4×72.53=101.542Vs=L=RD=0.400×72.53=29.012Lh=0.0072×3600=25.92 初选间距HT=0.45m, 板上液层高度hL=0.08m HT-hL=0.45-0.07=0.38 查书287页的C205=0.0701 C=C20(L/20)1/2=0.0706代入数据的umax=1.35 取安全系数0.7 u=0.7umax=1.35×0.7=0.945D=1.025按标准塔径圆整后为： D=1.2m塔截面积为：AT=2=1.130实际空塔气速为： u=0.78÷1.130=0.6904.2提馏段塔径的计算提馏段气、液相体积流率为：Vs=0.803L=qF+L=29.012+144.63=173.642LS=0.0054由，横坐标为：代入数据的：0.110取板间距HT=0.50，板上液高度hL=0.08m，则C20=0.085C=C20()0.2=0.085×()0.2=0.084代入数据的umax = 1.38 取安全系数0.7，umax=0.7×1.38=0.966D=0.841m按标准塔径圆整后为：塔截面积为：实际空塔气速为：u=1.024m/s4.3精馏塔高度的计算精馏塔有效高度为： Z=(10-1)×0.45=4.05m提馏段有效高度为： Z=(16-1)×0.5=7.5m 故精馏塔高度为：Z塔=4.05+7.5+0.8+2.0+1.5=15.85m5塔板主要工艺尺寸的计算5.1 溢流装置计算因塔径D=1.2m，选用单溢流弓形降液管，采用凹形受液盘6。各项计算如下： 堰长：lw=0.7D=0.7×1.6=0.84m 溢流堰高度hw;由hw=hL-hOW选用平直堰，堰上液层高度近似取E=1，则how=E()2/3=2/3=0.0256m取板上清液层高度 hL=0.07m则hw=0.07-0.02560=0.0444m5.1.1弓形降液管宽度Wd和截面积Af由lw/D=0.7查图的Af/At= 0.09 Wd/D=0.15则Wd=0.18m At=1.133m2 Af=0.09×D2=0.102m2验算液体在降液管中停留时间，即 =6.375s>5s符合要求故降液管设计合理5.1.2降液管底隙高度h0取 则h0=0.0303m hw-h0=0.0444-0.0303=0.01410.006m故降液管底隙高度设计合理。5.2塔板布置因D=1.6m>0.80m，所以采用分块式。塔板分为5块75.2.1边缘区宽度确定取 ,5.2.2开口区面积计算开口区面积Aa的计算如下其中x=D/2-(Wd-WS)=0.6-(0.18+0.075)=0.345mR=D/2-Wc=0.6-0.05=0.55m则Aa=0.706m2×苯甲苯体系处理的物系无腐蚀性8，选用筛孔直径=3mm的碳钢板，取筛孔直径d0=5mm且取t/d0=3.0。筛孔按正三角排列，取孔中心距t为t=3×5=15mm筛孔数目n为n=×Aa=3633个开孔率为A0=0.101×0.706=0.071气体通过阀孔的气速为： u0=10.99m/s6筛板的流体力学验算6.1精馏段计算 干板阻力hc计算由 由，C0=0.78故hc=0.051×2× =0.0319m 液柱 气体通过液层的阻力计算气体通过液层的阻力hL为：h1=×hL ua=0.770Fa=ua=0.770×（2.850）1/2=1.30查图的=0.68故h1=hL=(hw+how)=0.68×0.0747=0.051m液柱 液体表面张力的阻力计算的液体表面张力所产生的阻力 h=0.00183m液柱气体通过每层塔板的液柱高度hp=hc+h1+h=0.0319+0.051+0.00183=0.0848m液柱气体通过每层塔板的压降=hppLg=653.9kPa0.7kPa(设计允许值)对于筛板塔，液面落差很小，且本例的塔径和液流量均不大，故可忽略液面落差的影响9。液沫夹带量由式，hf=2.5hL=0.187故ev=3.2=0.008液/kg气0.1kg液/kg气在本设计中液沫夹带量ev在允许范围内筛板塔漏液点气速计算 =4.4×0.78=6.11实际孔速为： u0=10.99>u0.min稳定系数为： K=1.79>1.5故在本设计中无明显液漏。为防止塔内发生液泛，降液管内液层高应服从关系取，则（HT+hw)=0.5×(0.45+0.0444)=0.247m而板上不设进口堰Hd=0.153×()=0.000012m液柱Hd=0.0848+0.051+0.000012=0.136m液柱故在本设计中不会发生液泛现象。6.2提馏段计算 干板阻力干板阻力由hc=0.051×2×=0.064 气体通过液层的阻力计算气体通过液层的阻力为：h1=×hLua=0.788 F0=ua=1.360 查图的 =0.64故h1=×hL=0.048液体表面张力所产生的阻力为：h=0.0020m液柱气体通过每层塔板的液柱高度为：hp=hc+h1+h=0.0064+0.048+0.0020=0.114m液柱气体通过每层塔板的压降Pp=hpplg=696.36kp<0.70kp对于筛板塔，液面落差很小，且本例的塔径和液流量均不大，故可忽略液面落差的影响5 液模夹带量由式 故ev=0.0063液/kg气<0.1液/kg气在本设计中液沫夹带量在允许范围内筛板塔漏液点的气速为：=4.4×0.8=6.83m/s 稳定系数为： K=u0/u0.min >1.5故在本设计中无明显漏液。为防止塔内发生液泛，降液管内液层高Hd应服从关系 取得（HT+hw）=0.2722mhd=0.153×()=0.000024m液柱Hd=hp+hl+hd=0.156m液柱 故在设计负荷下不会发生液泛。7塔板负荷性能图7.1漏液线由代入数据整理得在操作区间内，任选数个Ls的数值，并计算出Vs的数值，计算的数值结果如下表项目12345Ls,m3/s0.0009550.0050.010.0150.0181Vs,m3/s0.9270.9861.0351.0741.095表6漏液数据7.2液沫夹带线以ev=0.1液/kg11气为限，求Vs-Ls关系如下：由hf=2.5(hw+h0)=0.111+1.714Ls2/3故带入数据整理得Vs=4.50-18.15Ls2/3计算的数值结果如下表表7 液沫夹带数据项目12345Ls,m3/s0.0009550.0050.010.0150.0181Vs,m3/s4.4904.4123.8253.4753.4107.3液相负荷下限线对于平直堰，取堰上液层高度how=0.006m作为最小液体负荷标准。由下式how=0.0284=0.006Ls.min=6.97×10-4m2/s则可以作出与气体流量无关的垂直液相负荷下限线。7.4液相负荷上限线以=5s作为液体在降液管中停留时间的下限，则 得Ls.min=(AfHT)/LS=0.0185据此可作出与气体流量无关的垂直液相负荷上限线。7.5 液泛线hc=0.0154Vs2hl=(hw+how)=0.03281+0.3510Ls2/3h=0.00183 hp=hc+hl+h=0.3510Ls2/3+0.0154VS2+0.03464hd=0.153()=199.4LS2 V2=13.20-61.20LS2/3-12949LS2 计算的数值结果如下表表8 液泛数据项目12345Ls,m3/s0.0009550.0050.010.0150.0181Vs,m3/s3.5753.36253.0322.5852.210由上表数据可以作出液泛线。气相体积流量Vx(m3/s)图5 塔板负荷性能图由图5得：因此操作弹性为：8主要工艺接管尺寸的选取和计算8.1塔顶蒸汽出口管的直径dv、 操作压力为常压时，蒸气导管中常用流速为12-20 m/s，蒸气管的直径为：其中塔顶蒸气导管内径m塔顶蒸气量m3/s取uv=15.00m/s则dv=0.49m故选取接管外径×厚度 630×20mm8.2回流管的直径dR流速uR可取。取，则故选取接管外径×厚度25×2mm 8.3进料管的直径dF料液速度可取 故取料液速度m/s，故选取接管外径×厚度219×14mm8.4塔底出料管的直径dw 塔底出料管的料液流速为：则接管外径×厚度133×5.5mm9结论化工原理是一门很好的把理论现实和实践结合的一门科学。通过学了化工原理，我们用自己所学到的知识来克服一个个设计问题。本论文设计了一个把苯和氯苯分离的精馏塔，为了设计出完美的精馏塔，我对精馏塔的工艺条件、物料衡算、塔体和塔板工艺尺寸进行计算。绘制了工艺流程图。过这次毕业设计，本人从中获益颇多，不仅学会了对精馏塔的物料衡算，工艺流程图的绘制及对参考文献的查阅，而且还巩固了已学的化工原理及相关课程知识。10精馏塔的设计计算结果汇总 表9 精馏塔的设计计算结果一览表序号项目数值1平均温度 tm 88.52平均压力 Pm kPa108.53气相流量 Vs m3/s0.784液相流量 Ls m3/s0.00725实际塔板数266有效段高度 Z m 15.857精馏塔塔径 m1.28板间距 m0.459溢流形式单溢流10降液管形式弓形11堰长 m0.8412堰高 m0.044413板上液层高度 m0.07014堰上液层高度 m0.02415降液管底隙高度 m0.028016安定区宽度 m0.06017边缘区宽度 m0.03018开孔区面积 m20.70619空塔气速 m/s1.220筛孔气速 m/s10.9921稳定系数2.2022精馏段每层塔板压降 Pa 70023负荷上限 /下限液泛控制/漏液控制24液沫夹带 ev (0.1kg液/kg气)0.0088225气相负荷上限/下限m3/s3.44/0.9226操作弹性3.74 附录一 绘制生产工艺流程图 附录二 绘制精馏塔设计条件图参考文献1 夏元洵. 化学物质毒性全书M.上海市：上海科学技术文献出版社，1991:363-375.2 钱伯章，王祖刚. 精细化工技术进展与市场分析M.北京市：化学工业出版社，2005:40-45.3 陈敏恒.化工原理M.北京：化学工业出版社，2000:359-369.4 杨祖荣.化工原理M.北京：化学工业出版社，2009:45-54.5 侯丽新. 板式精馏塔M.北京：化学工业出版社，2000:88-94.6 贾邵义，柴诚敬.化工原理课程设计M.天津：天津大学出版社，2002:68-79.7 国家医药管理局上海医药设计院.化学工艺设计手册.第二版.上册M.北京：化学工业出版社，1996：189-200.8 汪恺主编.机械设计标准应用手册.第1版M.机械工业出版社，1997:68-76.9 Azmi Mohd Shariff, Chan T. Leong, Dzulkarnain Zaini. Using process stream index (PSI) to assess inherent safety level during preliminary design stage J. Safety Science,2012,16(2):145-154.10 Mohsen Behnam, Anthony G. Dixon, Paul M. Wright, et al. Comparison of CFD simulations to esperiment under methane steam reforming reacting conditionsJ. Chemical Engineering Journal, 2012,12(9):34-39.致 谢本文的工作首先感谢卓馨老师的悉心指导和热情的帮助，衷心感谢卓老师的帮助，正是她的严格要求和正确指导才使我的研究工作和设计的撰写得以顺利完成。首先，卓老师在理论上给予了我很大的引导，在做设计之前，她找来了大量与设计相关的文献资料，让我细心的研读。在阅读文献资料的过程中，我遇到了不少困难，对于那些难懂的文献资料和我们没有学过的科学现象，她都为我做了详尽的解读并教会我如何查找资料。然后是督促我写开题报告，让我总结在阅读文献资料过程中的心得，计划实验方案，设计详细可行的实验步骤，为我能够成功完成设计奠定了坚实的基础。在设计试验阶段我遇到困难后百思不得其解的情况下我就会虚心的请教卓老师，卓老师一会在百忙中抽出时间来解释给我听。在卓老师的指导下，我的设计试验得以有条理的进行了并取得了满意的结果。在设计撰写阶段，卓老师力求精益求精，她不厌其烦地对我的设计进行了多次修改。终于，在卓老师的指导和建议下，我完成了设计定稿。在和卓老师做设计的这段时间里，我从她那里学到了很多东西，认真的态度，严谨的思维，坚毅的恒心等，这些优良的品质将会使我终生受益。在此再次向卓馨老师表示我由衷的感谢！还有在我做设计的阶段里帮助过我的同学们，尤其是我的师姐，每当我感觉无从下手时都是他们在旁边鼓励我，支持我，正是由于他们的帮助我才能静下心来认认真真的查看文献，查找资料以及论文的撰写，衷心的感谢你们，谢谢你们的热心帮助。 最后，特别要感谢我的家人，他们默默的支持和无私奉献的精神，让我的心安定下来，专心的完成学校工作，使我能够顺利完成学业。