苯-甲苯分離過程板式精餾塔設計論文

1、2011屆本科生畢業(yè)設計 苯-甲苯分離過程中板式精餾塔設計 苯-甲苯分離過程板式精餾塔設計黃友(化學化工學院 2011級化學工程與工藝)指導老師：卓馨摘 要本人設計了苯甲苯分離過程板式精餾塔裝置，分別是：首先選擇和確定生產工藝流程和方案；生產的主要設備板式塔工藝參數(shù)計算：精餾塔的物料衡算、塔板數(shù)的確定、精餾塔的工藝條件以及有關物性數(shù)據(jù)的計算、精餾塔的塔體工藝尺寸計算、精餾塔塔板的主要工藝尺寸的計算；繪制了精餾塔設計條件圖及生產工藝流程圖；對設計過程中的的問題進行了研究和評論。關鍵詞：苯甲苯; 分離過程；精餾塔1引言1.1苯與甲苯1.1.1苯的性質及其用途苯是有機化合物，是組成結構最簡單的芳香烴

2、。在常溫下是一種無色、有芳香氣味的透明液體。易揮發(fā)且難溶于水，1L的水中最多溶于1.7g水，易溶于乙醇、乙醚等有機溶劑，苯的自身也是良好的有機溶劑。苯化學性質是易取代，難氧化，難加成。而且苯的產量和生產的技術水平是衡量一個國家石油化工水平的重要標志。 苯是常用溶劑，在化工企業(yè)上主要用于生產原料及合成其衍生物。主要用于金屬脫脂。苯有減輕爆震的作用，因此而作為汽油的添加劑。此外，苯在工業(yè)上最重要的用途是做化工原料。1.1.2甲苯的性質及其用途甲苯是最普通的，最重要芳烴化合物之一。在空氣中它并不能完全燃燒。有特殊芳香氣味，幾乎不溶于水，能和酒精以及乙醚任意比例混溶。甲苯很容易發(fā)生氧化和硝化。硝化反應

3、生成的對硝基基甲苯和鄰硝基甲苯是染料的原料。1.1.3甲苯的危害苯與甲苯性質很相試，是化工工業(yè)上很廣的原料，其蒸汽有毒。對皮膚和粘膜有刺激性，對中樞神經(jīng)系統(tǒng)有麻醉作用。急性中毒的重癥者可有躁動、抽搐、昏迷。1.2苯與甲苯分離過程的工藝流程原理及設計首先，苯與甲苯的性質很相試，分子間的相互作用力幾乎相等，符合拉烏爾定律，屬于理想溶液。采用連續(xù)精餾流程。38%的苯和甲苯混合溶液 原料儲存冷凝原料預熱分配精餾再沸冷卻99.8%的甲苯儲存冷卻98%的苯儲存1板式塔簡圖與基礎數(shù)據(jù)的搜集1.1操作條件的確定塔頂壓強回流比單板壓降塔釜加熱蒸汽壓力年工作日進料狀況4kp2Rmin0.7kPa0.50mPa74

4、00h泡點進料1.2 基礎數(shù)據(jù)的搜集表1苯與甲苯的密度（液相）溫度8090100110120A，kg/m3814805791778763B，kg/m3809801791780768表2苯與甲苯的物理性質項目分子式分子量M沸點（）臨界溫度tc()臨界壓強PC(kPa)苯C6H678.1180.1288.56833.4甲苯C6H5CH392.13110.6318.574107.7項目1234567溫度80859095100105110.6PA0,mmg101.33116.9135.5155.7179.2204.2240PB0,mmg4046.054.063.374.386.0240表3苯與甲苯飽和

5、蒸汽壓表4苯與甲苯的表面張力（液相）項目12345溫度8090100110120A ,mN/m21.22018.817.516.2B ,mN/m21.720.619.518.417.31.3板式塔簡圖圖2 板式塔的簡圖2精餾塔的物料衡算2.1原料液及塔頂、塔底產品的摩爾分數(shù)苯：甲苯:MB =92.13Kg/Kmol XF =0.658XD=0.984XW=0.00242.2原料液及塔頂、塔底產品的平均摩爾質量MF=78.11×0.683+(1-0.683)×92.13=82.55Kg/KmolMD=78.11×0.984+(1-0.984)×92.13=

6、78.33 Kg/KmolMW=78.11×0.0024+(1-0.0024)×92.13=92.10 Kg/Kmol2.3塔頂、塔底的進料板精餾段的液相平均密 塔頂?shù)馁|量分率A=0.981 pLDM=977.5Kg/kmol進料板液相平均密度計算：進料板液相質量分率A=0.68pLFM= 833.3 Kg/kmol塔底液相質量分率A=0.0020Plwm=769.23 Kg/kmol精餾段液相平均的密度：pLM=905.4提餾段液相平均密度pLM=802.222.4物料衡算產品產量W=98.22Kmol/h總物料衡算 F=D+72.10(1)苯物料衡算F×0.6

7、58=0.984×D+0.0024(2)解(1)(2)得 F=144.63 Kmol/h D=72.53Kmol/h2.5 塔板數(shù)的計算與確定常壓下苯甲苯的氣液平衡數(shù)據(jù)溫度（）液相中苯的摩爾分率x氣相中苯的摩爾分率y801.0001.000850.7800.900900.5800.776950.4110.6231000.2570.4551050.1290.260110.60.0000.0002.5.1理論塔板層數(shù)Nr的求取因為苯-甲苯物系屬于理想物系，可以選擇用圖解法來求精餾塔的理論板層數(shù)。繪t-x-y圖和x-y圖根據(jù)苯甲苯的相平衡數(shù)據(jù)，利用泡點和漏點方程求取xy由上述數(shù)據(jù)可繪出t-

8、x-y圖和x-y圖2.5.2最小回流比和操作回流比的確定由圖的則最小回流比為:Rmin=0.200則操作回流比為：R=2Rmin=0.400圖3 苯-甲苯物系精餾分離理論塔板數(shù)的圖精餾塔氣、液相負荷的確定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)操作線方程精餾段操作線方程y =D=0.286x+0.703提餾段操作線方程y=w=1.710x-0.00232圖解法求理論板層數(shù)采用圖解法求理論板層數(shù)，圖3所示，求解結果為總理論塔板數(shù)為：NT

9、=14（包括再沸器）進料板位置第6板2.6實際塔板數(shù)的求取精餾段實際板層數(shù)N精=5/0.52=10提餾段實際板層數(shù)N提=8/0.52=16總塔板數(shù)N總=10+16=263精餾塔工藝條件及有關物性參數(shù)的計算3.1操作壓力計算 塔頂操作壓力101.3+5=106.3kPa 塔底操作壓力=119.4kPa 每層塔板壓降 進料板壓力PF=106.3+0.7×5=109.8 精餾段平均壓力Pm=（106.3+109.8）/2=108.5kPa 提餾段平均壓力Pm=（106.3+119.4）/2 =114.6kPa3.2 操作溫度計算由計算可知，計算過程略。計算結果如下：塔頂溫度tw=82.7進

10、料板溫度tf=94.2塔底溫度tw=105.1精餾段平均溫度=（ 82.794.2）/2=88.5提餾段平均溫度=（94.2+105.1）/2=99.73.3平均摩爾質量計算塔頂平均摩爾質量計算 代入數(shù)據(jù)解得=4.20,根據(jù)相平衡關系式代入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進料板平均摩爾質量計算 xF=0.658, 帶入的yF=0.890 MVFM=0.890×

11、;78.11+(1-0.890)×92.13=79.63Kg/Kmol MLFM=0.658×78.11+(1-0.658)×92.13=82.91Kg/Kmol 精餾段平均摩爾質量 MVM =(78.33+79.63)/2=78.98Kg/Kmol MLM=(79.01+82.91)/2=80.96Kg/Kmol 由理想氣體狀態(tài)方程計算，精餾段的平均氣相密度即 Pv,m=Pm ×MV,m/RTm代入數(shù)據(jù)得2.85 提餾段的平均氣相密度；P·v,m=Pm ×MV,m/RTm帶入數(shù)據(jù)得2.983.5液體平均表面張力計算 塔頂液相平均表面

12、張力計算 A=20.94mN/m B=21.39mN/m lDm=0.98×20.94+(1-0.984)×21.39=20.95mN/m 進料板平均表面張力計算 A=19.36mN/m B=20.21mN/m LFm=0.658×19.36+(1-0.658)×20.21=19.65mN/m 塔底液相平均表面張力計算 由tD=101.5查手冊的A=19.10mN/m B=19.48mN/m Lwm=0.0014×19.10+(1-0.0024)×19.84=19.84mN/m精餾段液相平均表面張力：Lm=(20.95+19.65)/

13、2=20.30mN/m提餾段液相平均表面張力：Lm=（19.65+19.84）/2=19.74mN/m3.6液相平均粘度計算 塔頂平均粘度計算：由tD=82.7查化工原理附錄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精餾段液相平均

14、粘度：Lm=(0.310+0.272)/2=0.219mPa.s提餾段液相平均密度：Lm=（0.310+0.213）/2=0.262mPa.s4精餾塔的塔體工藝尺寸計算 4.1精餾塔塔徑的計算精餾段的汽、液相體積流率為：V=(R+1)D=1.4×72.53=101.542Vs=L=RD=0.400×72.53=29.012Lh=0.0072×3600=25.92 初選間距HT=0.45m, 板上液層高度hL=0.08m HT-hL=0.45-0.07=0.38 查書287頁的C205=0.0701 C=C20(L/20)1/2=0.0706代入數(shù)據(jù)的umax=1.

15、35 取安全系數(shù)0.7 u=0.7umax=1.35×0.7=0.945D=1.025按標準塔徑圓整后為： D=1.2m塔截面積為：AT=2=1.130實際空塔氣速為： u=0.78÷1.130=0.6904.2提餾段塔徑的計算提餾段氣、液相體積流率為：Vs=0.803L=qF+L=29.012+144.63=173.642LS=0.0054由，橫坐標為：代入數(shù)據(jù)的：0.110取板間距HT=0.50，板上液高度hL=0.08m，則C20=0.085C=C20()0.2=0.085×()0.2=0.084代入數(shù)據(jù)的umax = 1.38 取安全系數(shù)0.7，umax=

16、0.7×1.38=0.966D=0.841m按標準塔徑圓整后為：塔截面積為：實際空塔氣速為：u=1.024m/s4.3精餾塔高度的計算精餾塔有效高度為： Z=(10-1)×0.45=4.05m提餾段有效高度為： Z=(16-1)×0.5=7.5m 故精餾塔高度為：Z塔=4.05+7.5+0.8+2.0+1.5=15.85m5塔板主要工藝尺寸的計算5.1 溢流裝置計算因塔徑D=1.2m，選用單溢流弓形降液管，采用凹形受液盤6。各項計算如下： 堰長：lw=0.7D=0.7×1.6=0.84m 溢流堰高度hw;由hw=hL-hOW選用平直堰，堰上液層高度近似取

17、E=1，則how=E()2/3=2/3=0.0256m取板上清液層高度 hL=0.07m則hw=0.07-0.02560=0.0444m5.1.1弓形降液管寬度Wd和截面積Af由lw/D=0.7查圖的Af/At= 0.09 Wd/D=0.15則Wd=0.18m At=1.133m2 Af=0.09×D2=0.102m2驗算液體在降液管中停留時間，即 =6.375s>5s符合要求故降液管設計合理5.1.2降液管底隙高度h0取 則h0=0.0303m hw-h0=0.0444-0.0303=0.01410.006m故降液管底隙高度設計合理。5.2塔板布置因D=1.6m>0.8

18、0m，所以采用分塊式。塔板分為5塊75.2.1邊緣區(qū)寬度確定取 ,5.2.2開口區(qū)面積計算開口區(qū)面積Aa的計算如下其中x=D/2-(Wd-WS)=0.6-(0.18+0.075)=0.345mR=D/2-Wc=0.6-0.05=0.55m則Aa=0.706m2×苯甲苯體系處理的物系無腐蝕性8，選用篩孔直徑=3mm的碳鋼板，取篩孔直徑d0=5mm且取t/d0=3.0。篩孔按正三角排列，取孔中心距t為t=3×5=15mm篩孔數(shù)目n為n=×Aa=3633個開孔率為A0=0.101×0.706=0.071氣體通過閥孔的氣速為： u0=10.99m/s6篩板的流體

19、力學驗算6.1精餾段計算 干板阻力hc計算由 由，C0=0.78故hc=0.051×2× =0.0319m 液柱 氣體通過液層的阻力計算氣體通過液層的阻力hL為：h1=×hL ua=0.770Fa=ua=0.770×（2.850）1/2=1.30查圖的=0.68故h1=hL=(hw+how)=0.68×0.0747=0.051m液柱 液體表面張力的阻力計算的液體表面張力所產生的阻力 h=0.00183m液柱氣體通過每層塔板的液柱高度hp=hc+h1+h=0.0319+0.051+0.00183=0.0848m液柱氣體通過每層塔板的壓降=hppL

20、g=653.9kPa0.7kPa(設計允許值)對于篩板塔，液面落差很小，且本例的塔徑和液流量均不大，故可忽略液面落差的影響9。液沫夾帶量由式，hf=2.5hL=0.187故ev=3.2=0.008液/kg氣0.1kg液/kg氣在本設計中液沫夾帶量ev在允許范圍內篩板塔漏液點氣速計算 =4.4×0.78=6.11實際孔速為： u0=10.99>u0.min穩(wěn)定系數(shù)為： K=1.79>1.5故在本設計中無明顯液漏。為防止塔內發(fā)生液泛，降液管內液層高應服從關系取，則（HT+hw)=0.5×(0.45+0.0444)=0.247m而板上不設進口堰Hd=0.153

21、5;()=0.000012m液柱Hd=0.0848+0.051+0.000012=0.136m液柱故在本設計中不會發(fā)生液泛現(xiàn)象。6.2提餾段計算 干板阻力干板阻力由hc=0.051×2×=0.064 氣體通過液層的阻力計算氣體通過液層的阻力為：h1=×hLua=0.788 F0=ua=1.360 查圖的 =0.64故h1=×hL=0.048液體表面張力所產生的阻力為：h=0.0020m液柱氣體通過每層塔板的液柱高度為：hp=hc+h1+h=0.0064+0.048+0.0020=0.114m液柱氣體通過每層塔板的壓降Pp=hpplg=696.36kp&l

22、t;0.70kp對于篩板塔，液面落差很小，且本例的塔徑和液流量均不大，故可忽略液面落差的影響5 液模夾帶量由式 故ev=0.0063液/kg氣<0.1液/kg氣在本設計中液沫夾帶量在允許范圍內篩板塔漏液點的氣速為：=4.4×0.8=6.83m/s 穩(wěn)定系數(shù)為： K=u0/u0.min >1.5故在本設計中無明顯漏液。為防止塔內發(fā)生液泛，降液管內液層高Hd應服從關系 取得（HT+hw）=0.2722mhd=0.153×()=0.000024m液柱Hd=hp+hl+hd=0.156m液柱 故在設計負荷下不會發(fā)生液泛。7塔板負荷性能圖7.1漏液線由代入數(shù)據(jù)整理得在操作

23、區(qū)間內，任選數(shù)個Ls的數(shù)值，并計算出Vs的數(shù)值，計算的數(shù)值結果如下表項目12345Ls,m3/s0.0009550.0050.010.0150.0181Vs,m3/s0.9270.9861.0351.0741.095表6漏液數(shù)據(jù)7.2液沫夾帶線以ev=0.1液/kg11氣為限，求Vs-Ls關系如下：由hf=2.5(hw+h0)=0.111+1.714Ls2/3故帶入數(shù)據(jù)整理得Vs=4.50-18.15Ls2/3計算的數(shù)值結果如下表表7 液沫夾帶數(shù)據(jù)項目12345Ls,m3/s0.0009550.0050.010.0150.0181Vs,m3/s4.4904.4123.8253.4753.410

24、7.3液相負荷下限線對于平直堰，取堰上液層高度how=0.006m作為最小液體負荷標準。由下式how=0.0284=0.006Ls.min=6.97×10-4m2/s則可以作出與氣體流量無關的垂直液相負荷下限線。7.4液相負荷上限線以=5s作為液體在降液管中停留時間的下限，則 得Ls.min=(AfHT)/LS=0.0185據(jù)此可作出與氣體流量無關的垂直液相負荷上限線。7.5 液泛線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(

25、)=199.4LS2 V2=13.20-61.20LS2/3-12949LS2 計算的數(shù)值結果如下表表8 液泛數(shù)據(jù)項目12345Ls,m3/s0.0009550.0050.010.0150.0181Vs,m3/s3.5753.36253.0322.5852.210由上表數(shù)據(jù)可以作出液泛線。氣相體積流量Vx(m3/s)圖5 塔板負荷性能圖由圖5得： 因此操作彈性為：8主要工藝接管尺寸的選取和計算8.1塔頂蒸汽出口管的直徑dv、 操作壓力為常壓時，蒸氣導管中常用流速為12-20 m/s，蒸氣管的直徑為：其中塔頂蒸氣導管內徑m塔頂蒸氣量m3/s取uv=15.00m/s則dv=0.49m故選取接管外徑

26、×厚度 630×20mm8.2回流管的直徑dR流速uR可取。取，則故選取接管外徑×厚度25×2mm 8.3進料管的直徑dF料液速度可取 故取料液速度m/s，故選取接管外徑×厚度219×14mm8.4塔底出料管的直徑dw 塔底出料管的料液流速為：則接管外徑×厚度133×5.5mm9結論化工原理是一門很好的把理論現(xiàn)實和實踐結合的一門科學。通過學了化工原理，我們用自己所學到的知識來克服一個個設計問題。本論文設計了一個把苯和氯苯分離的精餾塔，為了設計出完美的精餾塔，我對精餾塔的工藝條件、物料衡算、塔體和塔板工藝尺

27、寸進行計算。繪制了工藝流程圖。過這次畢業(yè)設計，本人從中獲益頗多，不僅學會了對精餾塔的物料衡算，工藝流程圖的繪制及對參考文獻的查閱，而且還鞏固了已學的化工原理及相關課程知識。10精餾塔的設計計算結果匯總 表9 精餾塔的設計計算結果一覽表序號項目數(shù)值1平均溫度 tm 88.52平均壓力 Pm kPa108.53氣相流量 Vs m3/s0.784液相流量 Ls m3/s0.00725實際塔板數(shù)266有效段高度 Z m 15.857精餾塔塔徑 m1.28板間距 m0.459溢流形式單溢流10降液管形式弓形11堰長 m0.8412堰高 m0.044413板上液層高度 m0.07014堰上液層高度 m0.

28、02415降液管底隙高度 m0.028016安定區(qū)寬度 m0.06017邊緣區(qū)寬度 m0.03018開孔區(qū)面積 m20.70619空塔氣速 m/s1.220篩孔氣速 m/s10.9921穩(wěn)定系數(shù)2.2022精餾段每層塔板壓降 Pa 70023負荷上限 /下限液泛控制/漏液控制24液沫夾帶 ev (0.1kg液/kg氣)0.0088225氣相負荷上限/下限m3/s3.44/0.9226操作彈性3.74 附錄一 繪制生產工藝流程圖 附錄二 繪制精餾塔設計條件圖參考文獻1 夏元洵. 化學物質毒性全書M.上海市：上?？茖W技術文獻出版社，1991:363-375.2 錢伯章，王祖剛. 精細化工

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