苯甲苯连续精馏塔方案 .docx

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1、精品名师归纳总结设计任务书一 设计题目试设计一座苯甲苯连续精馏塔，要求年产纯度为 95%的苯 2.952 万吨/ 年，塔顶馏出液中含苯不得低于 95% ，塔釜馏出液中含苯不得高于 2%，原料液中含苯 39% 。 操作条件1 塔顶压力 常压2 进料热状态 自选3 回流比 自选4 塔底加热蒸气压力 0.5Mpa 单板压降 0.7kPa6 塔顶操作压力 4kPa三 塔板类型自选四 工作日每年工作日为 300 天，每天 24 小时连续运行 7200 小时。五 设计说明书的内容1. 设计内容1 流程和工艺条件的确定和说明2 操作条件和基础数据3 精馏塔的物料衡算。 4 塔板数的确定。5 精馏塔的工艺条件

2、及有关物性数据的运算。 6 精馏塔的塔体工艺尺寸运算。7 塔板主要工艺尺寸的运算。 8 塔板的流体力学验算。 9 塔板负荷性能图。10主要工艺接管尺寸的运算和选取 塔板主要结构参数表12 对设计过程的评述和有关问题的争论。2. 设计图纸要求：1 绘制生产工艺流程图 绘制精馏塔设计条件图 A3 号图纸）。可编辑资料 - - - 欢迎下载精品名师归纳总结目录1. 流程和工艺条件的确定和说明 12. 操作条件和基础数据 12.1. 操作条件 12.2. 基础数据 13. 精馏塔的物料衡算 13.1. 原料液及塔顶、塔顶产品的摩尔分率13.2. 原料液及塔顶、塔底产品的平均摩尔质量23.3. 物料衡算

3、 24. 塔板数的确定 24.1. 理论塔板层数 NT 的求取 24.1.1. 绘 t-x-y 图和 x-y 图 24.1.2. 最小回流比及操作回流比的确定44.1.3. 精馏塔气、液相负荷的确定44.1.4. 求操作线方程 44.1.5. 图解法求理论板层数 44.2. 实际塔板数的求取 45. 精馏塔的工艺条件及有关物性的运算45.1. 操作压力运算 55.2. 操作温度运算 55.3. 平均摩尔质量运算 5 5.4.平均密度运算 55.4.1. 气相平均密度运算55.4.2. 液相平均密度运算5.5. 液体平均表面张力运算665.6. 液体平均黏度运算 75.7. 全塔效率运算 75.

4、7.1. 全塔液相平均粘度运算75.7.2. 全塔平均相对挥发度运算 8可编辑资料 - - - 欢迎下载精品名师归纳总结5.7.3. 全塔效率的运算 86. 精馏塔的塔体工艺尺寸运算 86.1. 塔径的运算 86.2. 精馏塔有效高度的运算 97. 塔板主要工艺尺寸的运算 107.1. 溢流装置运算 107.1.1. 堰长 lW107.1.2. 溢流堰高度 hW107.1.3. 弓形降液管宽度 Wd 和截面积 Af107.1.4. 降液管底隙高度 h0117.2. 塔板布置 117.2.1. 塔板分布 117.2.2. 边缘区宽度确定 117.2.3. 开孔区面积运算 117.2.4. 筛孔运

5、算及其排列 118. 筛板的流体力学验算 128.1. 塔板压降 128.1.1. 干板阻力 hc 运算 128.1.2. 气体通过液层的阻力 h1 运算 128.1.3. 液体表面张力的阻力 h运算 128.2. 液面落差 138.3. 液沫夹带 138.4. 漏液 148.5. 液泛 149. 塔板负荷性能图 149.1. 漏液线 149.2. 液沫夹带线 159.3. 液相负荷下限线 16 9.4.液相负荷上限线 16可编辑资料 - - - 欢迎下载精品名师归纳总结9.5.液泛线 1610. 主要工艺接管尺寸的运算和选取1810.1. 塔顶蒸气出口管的直径dV1810.2. 回流管的直径

6、 dR1910.3. 进料管的直径 dF1910.4. 塔底出料管的直径 dW1911. 塔板主要结构参数表1912. 设计试验评论 20 13.参考文献 2114.附图工艺流程简图、主体设备设计条件图）21可编辑资料 - - - 欢迎下载精品名师归纳总结1. 流程和工艺条件的确定和说明本设计任务为分别苯甲苯混合物。对于二元混合物的分别，应采纳连续 精馏流程。设计中采纳泡点进料，将原料液通过预热器加热至泡点后送入精馏 塔内。塔顶上升蒸气采纳全凝器冷凝，冷凝液在泡点下一部分回流至塔内，其 余部分经产品冷凝冷却后送至储罐。该物系属易分别物系，最小回流比较小， 故操作回流比取最小回流比的1.4 倍。

7、塔釜采纳间接蒸汽加热，塔底产品经冷却后送至储罐。2. 操作条件和基础数据2.1. 操作条件塔顶压力 常压 4kPa 进料热状态 泡点进料回流比 1.759 倍塔底加热蒸气压力 0.5Mpa表压） 单板压降 0.7kPa。2.2. 基础数据进料中苯含量 质量分数） 39%塔顶苯含量 质量分数） 95%塔釜苯含量 质量分数） 2%生产才能 万吨/年）2.9523. 精馏塔的物料衡算3.1. 原料液及塔顶、塔顶产品的摩尔分率甲醇的摩尔质量 MA=78.11 kg/kmol水的摩尔质量MB=92.13 kg/kmolxF =0.430xD=0.957可编辑资料 - - - 欢迎下载精品名师归纳总结xW

8、=0.0243.2. 原料液及塔顶、塔底产品的平均摩尔质量MF = 0.43078.11+1-0.430） 92.13=86.10kg/kmol MD= 0.95778.11+1-0.957） 92.13=78.71 kg/kmol MW= 0.02478.11+1-0.024） 92.13=91.79 kg/kmol3.3. 物料衡算生产才能 F=47.62 kmol/h总物料衡算47.62=D+ W苯物料衡算 47.620.430=0.957D+0.02W联立解得D=20.72 kmol/h W=26.90 kmol/h4. 塔板数的确定4.1. 理论塔板层数 NT 的求取苯甲苯属抱负物系

9、，可采纳图解法求理论板层数。4.1.1. 绘 t-x-y 图和 x-y 图由手册1 查的甲醇 -水物系的气液平稳数据表一 苯甲苯气液平稳 苯101.3KPa）/%mol） 沸点/110.56105.71101.7898.2595.2492.43气相组成0.020.837.250.761.971.3液相组成0.010.020.030.040.050.0沸点/89.8287.3284.9782.6181.2480.01气相组成79.185.791.295.998.0100.0液相组成60.070.080.090.095.0100.0由上数据可绘出和t-x-y 图和x-y 图。可编辑资料 - - -

10、 欢迎下载精品名师归纳总结图一图二可编辑资料 - - - 欢迎下载精品名师归纳总结4.1.2. 最小回流比及操作回流比的确定采纳作图法求最小回流比。由于是泡点进料，就xF =x q，在图二中对角线上，自点 0.430， 0.430）作垂线即为进料线 D =采纳图解法求理论板层数，如图二所示。求解结果为总理论塔板数NT=16包括再沸器）进料板位置NF=92逐板运算求理论塔板数x8xq 换提馏段方程逐板运算进料板在 NF =8 x16/0.54=28实际进料板位置 Nm=NR+1=16精馏段实际板层数 N 精=8/0.54=15提馏段实际板层数 N 提=7/0.54=134.2. 实际塔板数的求取

11、可编辑资料 - - - 欢迎下载精品名师归纳总结5. 精馏塔的工艺条件及有关物性的运算5.1. 操作压力运算可编辑资料 - - - 欢迎下载精品名师归纳总结塔顶操作压力PD=101.30 + 4 =105.30 kPa每层塔板压降 P=0.70 kPa进料板压力PF=101.30+0.7015=115.80 kPa精馏段平均压力 Pm=105.30+115.80 /2=110.60 kPa1）由图二得出塔顶温度tD=82.2oC进料板温度tF=99.6oC精馏段平均温度tm=82.2+99.6） /2=90.9oC5.2. 操作温度运算可编辑资料 - - - 欢迎下载精品名师归纳总结2） 示

12、差 法 计 算依据操作压力，由泡点方程通过试差法运算出泡点温度，其中苯、甲苯的饱和蒸 气 压 由 安 托 尼 方 程 计 算 ， 计 算 过 程 略 。 计 算 结 果 如 下 ： 塔 顶 温 度tD 82.2 进 料 板 温 度tF 99.6 精馏段平均温度 tm82.299.6）/2 = 90.95.3. 平均摩尔质量运算1） 塔顶平均摩尔质量运算 由 xD=y 1=0.957，逐板运算得x1= 0.901MVDm=0.95778.11+1-0.957） 92.13=78.71 kg/kmol MLDm= 0.901 78.11+1-0.901） 92.13=79.51 kg/kmol2）

13、 进料板平均摩尔质量运算由逐板运算解理论板，得yF=0.628xF=0.406MVFm=0.62878.11+1-0.628） 92.13= 83.32 kg/kmolM LFm=0.406 78.11+1-0.406） 92.13= 86.44 kg/kmol3） 精馏段平均摩尔质量可编辑资料 - - - 欢迎下载精品名师归纳总结MVm=78.71+83.32）/2=81.02 kg/kmolM Lm=79.51+86.44） /2=82.98 kg/kmol5.4. 平均密度运算5.4.1. 气相平均密度运算由抱负气体状态方程运算，即Vm=3kg/m5.4.2. 液相平均密度运算液相平均密

14、度依下式运算，即1/Lm=塔顶液相平均密度的运算有 tD=82.2oC，查手册 2 得A =812.7 kg/m3B=807.9 kg/m3LDm =kg/m3进料板液相平均密度运算有 tF=99.6oC，查手册 2 得A =793.1 kg/mB=790.8kg/m33进料板液相的质量分率A=LFm=kg/m3精馏段液相平均密度为Lm=812.49+791.64） /2=802.07 kg/m35.5. 液体平均表面张力运算液相平均表面张力依下式运算，即塔顶液相平均表面张力的运算有 tD=82.2oC，查手册 2 得可编辑资料 - - - 欢迎下载精品名师归纳总结A =21.24 mN/mB

15、=21.42 mN/mLDm=0.957 21.24+0.043 21.42=21.25 mN/m进料板液相平均表面张力的运算有 tF=99.6oC，查手册 2 得A =18.90 mN/mB=20.04 mN/mLFm=0.406 18.90+0.594 20.04=19.58 mN/m精馏段液相平均表面张力为Lm= 21.25+19.58）/2=20.42 mN/m5.6.液体平均黏度运算液相平均粘度依下式运算，即塔顶液相平均粘度的运算由 tD=82.2 oC，查手册 2 得A=0.302mPasB=0.306mPa解出 LDm=0.302mPas进料板液相平均粘度的运算由 tF=99.6

16、 oC，查手册 2 得A=0.256 mPasB=0.265 mPa s解出 LFm=0.261mPas精馏段液相平均粘度为Lm=0.302+0.261 ）/2=0.2825.7. 全塔效率运算5.7.1. 全塔液相平均粘度运算塔顶液相平均粘度为LDm=0.302mPass塔釜液相平均粘度的运算可编辑资料 - - - 欢迎下载精品名师归纳总结由 tW=117.2oC，查手册 2 得A=0.22 mPa sB=0.24mPa s解出 LWm=0.24mPa s全塔液相平均粘度为L=0.302+0.24 ）/2=0.27 mPa s5.7.2. 全塔平均相对挥发度运算相对挥发度依下式运算，即HT=

17、15-10.45=6.30 m提馏段有效高度为Z 提=N 提-1HT=13-10.45=5.40m在进料板上方开一个人孔，其高度为0.80m就精馏塔的有效高度为Z= Z 精+ Z 提 +0.80=6.30+5.40+0.80=12.50 m7. 塔板主要工艺尺寸的运算7.1. 溢流装置运算因塔径 D=0.80 m，选用单溢流弓形降液管，采纳凹形受液盘。各项运算如下：7.1.1. 堰长 lW取 lW=0.726D=0.7260.80 =0.581 m7.1.2. 溢流堰高度 hW由 hW=hL-hOW选用平直堰，堰上液层高度 hOW=2/3hOW=0.0101m取板上请液层高度hL=0.06m就

18、 hW=hL-hOW =0.06-0.0101=0.0499m 符合加压情形下 4080mm 的范畴7.1.3. 弓形降液管宽度 Wd 和截面积 Af由 lW/D=0.726查手册弓形降液管的参数图 4 得可编辑资料 - - - 欢迎下载精品名师归纳总结就 Af=0.050 m2=0.125 m验算液体在降液管中停留时间，即=21.43 s5s故降液管设计合理7.1.4. 降液管底隙高度 h0取 u0=0.06 m/s就=0.0301m 符合小塔径 h0 不小于 25mm 的要求。hW-h0=0.0499-0.0301=0.0198m0.006m故降液管底隙高度设计合理。选用凹形受液盘，深度=

19、50mm7.2. 塔板布置7.2.1. 塔板分布因 D=0.80m，所以采纳分块式。查手册 4 得，塔板分为 3 块。7.2.2. 边缘区宽度确定取安定区0.06m，边缘区 Wc=0.05m。7.2.3. 开孔区面积运算开孔区面积 Aa 按下式运算，其中 x=-0.125+0.05=0.225m r=-0.05=0.35m就 Aa=0.292 m27.2.4. 筛孔运算及其排列可编辑资料 - - - 欢迎下载精品名师归纳总结苯 甲 苯体系处 理的物 系 无腐蚀 性， 选用 =3mm 碳钢板， 取筛 孔直径d0=5mm。筛孔按正三角排列，取孔中心距t 为t=2.5 d0=2.55=12.5mm筛

20、孔数目 n 为n=2165 个开孔率为=0.907）2=0.907=14.51%气体通过阀孔的气速为u0=m/s8. 筛板的流体力学验算8.1. 塔板压降8.1.1. 干板压降 hd 运算干板压降可由下式运算，hd=由 d0/=5/3=1.67，查手册干筛孔的流量系数图 4 ，可得孔流系数 C0=0.78故hd=m 液柱8.1.2. 气体通过液层的阻力 hL 运算ua=m/saF =kg1/2/=0.590.0499+0.0101）=0.035m 液柱可编辑资料 - - - 欢迎下载精品名师归纳总结8.1.3. 液体表面张力的阻力 h运算液体表面张力所产生的阻力 h由下式运算h=m 液柱气体通

21、过每层塔板的液柱高度 hp 由下式得hp= h1+ h+ hc=0.034+0.035+0.0021=0.0711m液柱气体通过每层塔板的压降为Pp= hpg=0.0711 802.079.81=559.44 Pa700Pa设计答应值）8.2. 液面落差液面落差由下式运算平均液流宽度m塔板上鼓泡层高度m内外堰间距离m液相流量=0.00105 m3/s故m/0.05=0.0140.5所以液面落差符合要求8.3. 液沫夹带液沫夹带量由下式运算可编辑资料 - - - 欢迎下载精品名师归纳总结hf=2.5hL=2.50.035=0.0875就kg 液/kg 气u0，min 运算正确稳固系数为故在本设计

22、中无明显漏液。8.5. 液泛为防止塔内发生液泛，降液管内液层Hd高应听从下式苯甲苯物系属一般物系，取=0.5，就=0.50.45+0.0499）=0.25m又 Hd=hp+ h L+ hd板上不设计进口堰， hd可由下式算得m 液柱Hd = 0.0711+0.035+0.0096=0.116m液柱就所以本设计中不会发生液泛现象。可编辑资料 - - - 欢迎下载精品名师归纳总结9. 塔板负荷性能图9.1. 漏液线由u0， min=hL=h OW +hWhOW=2/3得=4.40.780.2920.1451整理得=在操作范畴内，任取几个 Ls值，依上式运算出 Vs 值，运算结果如下表二。表二Ls，

23、 m3/s0.00700.0100.0300.060Vs，m3/s1.331.371.561.75由上表作出漏液线 1。9.2. 液沫夹带线以 ev=0.1 kg 液/kg 气为限，求 Vs-Ls关系如下： 由ua=hf=2.5hL=2.5hOW +hW）可编辑资料 - - - 欢迎下载精品名师归纳总结hW= 0.036可编辑资料 - - - 欢迎下载精品名师归纳总结hOW=故 hf=0.09+1.22L2/3 s可编辑资料 - - - 欢迎下载精品名师归纳总结可编辑资料 - - - 欢迎下载精品名师归纳总结ssHT hf =0.6就m接管外径 厚度 1335.5mm11. 塔板主要结构参数表

24、表五.筛板塔设计运算结果序号工程数值1平均温度 tm 89.282平均压力 Pm kPa105.153气相流量 Vs m3/s4.254液相流量 Ls m3/s0.0115实际塔板数386有效段高度 Z m22.20可编辑资料 - - - 欢迎下载精品名师归纳总结78精馏塔塔径板间距 mm20.609溢流形式单溢流10降液管形式弓形11堰长 m1.6012堰高 m0.03613板上液层高度m0.06014堰上液层高度m0.02415降液管底隙高度m0.0281617安定区宽度 m边缘区宽度 m0.0600.03018开孔区面积 m22.2819筛孔直径 m0.00420筛孔数目614521孔中

25、心距 m0.01222开孔率 14.5023空塔气速 m/s1.3624筛孔气速 m/s12.9525稳固系数2.1626精馏段每层塔板压降 Pa675.1627负荷上限液泛掌握28负荷下限漏液掌握29液液沫夹带 ev 0.1kg 液/kg 气0.01630气相负荷上限 m3/s0.070313气相负荷下限 m /s-31.36 1032操作弹性1.6912. 设计试验评论苯是由煤干馏、石油催化裂解、催化重整得到，常含有芳香族同系物、噻吩及饱和烃等，常实行精馏的方法分别提纯苯。苯为无色透亮液体，有芳香族可编辑资料 - - - 欢迎下载精品名师归纳总结特有的气味，难用于水。苯的危急特性属第 3.

26、2 类中闪点易燃液体。苯的蒸气对人有剧烈的毒性，急性中毒时显现酒醉状态、晕眩、瞳孔放大、网膜出血、皮肤惨白、体温顺血压下降、脉搏柔弱，终因呼吸麻痹、痉挛而死亡。工业上常用作合成燃料、医药、农药、照相胶片以及石油化工制品的原料，清漆、硝基纤维的稀释剂、脱漆剂、树脂、人造革等溶剂。本设计进行苯和甲苯的分别，采纳直径为 2m 的精馏塔，选取效率较高、塔板结构简洁、加工便利的单溢流方式，并采纳了弓形降液盘。该设计的优点：1. 操用、调剂、检修便利。2. 制造安装较简洁。3. 处理才能大，效率较高，压强较低，从而降低了操作费用。4. 操作弹性较大。该设计的缺点：设备的运算及选型都有较大的误差存在，从而选取的操作点的不是在最好的范畴内，影响了设计的优良性。13. 参考文献1 程能林.溶剂手册 .北京：化学工业出版社， 20022 刘光启等 .化工物性算图手册 , 20023 杨祖荣 .化工原理 .北京：化学工业出版社，20214 贾邵义 柴诚敬 .化工原理课程设计.天津：天津高校出版社，20025 国家医药治理局上海医药设计院 .化学工艺设计手册 .其次版 .上册.北京：化学工业出版社， 1996，2-20014. 附图工艺流程简图、主体设备设计条件图）可编辑资料 - - - 欢迎下载