苯甲苯工艺设计毕业论文.doc

1、 西南交通大学本科毕业设计（论文） 第 1 页 引言 1.1 塔设备的分类 塔设备是能够实现蒸馏的气液传质设备，广泛应用于化工、石油化工、石油等工业中，其结构形式基本上可以分为板式塔和填料塔两大类。 板式塔内设置一定数量的塔板，气体以鼓泡或喷射的方式 穿过板上的液层，进行传质于传热。在正常操作下，气相为分散相，液相为连续相，气相组成呈阶梯变化，属于 逐级接触逆流操作过程。 填料塔内装有一定高度的填料层，液体自塔顶沿填料表面下流，气体逆流向上 (有时也采用并流向下 )流动，气体两相密切接触进行传热与传质。在正常操作过程中，气相为连续相，液相为分散相，气相组成呈连 续变化，属于微分接触逆流操作过程

2、 。 1.2 塔设备在化工生产中的作用和地位 精馏过程的实质是利用混合物中各组分具有不同的挥发度。即在同一温度下，各组分的饱和蒸汽压不同这一性质，使液相中的轻组分转移到汽相中，汽相中的重组分转移到液相中，从而达到分离的目的。因此精馏塔操作弹性的好坏直接关系到石油化工企业的经济效益。 在化工生产中，塔设备的性能对于整个装置的产品产量、质量、生产能力和消耗定额，以及三废处理和环境保护等各个方面，都有非常重大的影响。 1.3 设计条件 进料量每小时 160 千摩尔，原料中含苯 55%（ 摩尔分率），以沸点状态送入塔内。要求塔顶馏出物含苯 96%（摩尔分率），塔釜残液中含苯不大于4%，操作回流比取最小

3、回流比的 2.5 倍。 1.4 问题研究 本设计是针对苯 甲苯的分离而专门设计的塔设备。根据设计条件以及给出的数据描述出塔温度的分布，求得最小回流比以及塔顶的相对挥发度、塔釜的相对挥发度、全塔平均相对挥发度，又根据物料平衡公式分别计算出精馏段和提馏段的汽、液两相的流量。之后，计算塔板数、塔径等。根据这些计算结果进行了塔板结构的设计等。计算和设计这些之后进行了有关的力学性能计算和一系列的校核。 2板式 塔的设计 2.1 工业生产对塔板的要求 ： 通过能力要大，即单位塔截面能处理的气液流量大。 塔板效率要高。 西南交通大学本科毕业设计（论文） 第 2 页 塔板压力降要低。 操作弹性要大。 结构简单

4、，易于制造。在这些要求中，对于要求产品纯度高的分离操作，首先应考虑高效率；对于处理量大的一般性分离（如原油蒸馏等），主要是考虑通过能力大。 2 2设计方案的确定 2 2.1 装置流程的确定 精馏装置包括精馏塔，原料预热器，再沸器，冷凝器，釜液冷却器和产品冷却器等设备。蒸馏过程按操作方式不同，可分为连续精馏 和间歇精馏两种流程。 在本次的设计中，是为分离苯 甲苯混合物。对于二元混合物的分离，应该采用连续精馏流程。 2.2.2 操作压力的选择 蒸馏过程按操作压力不同，可分为常压蒸馏，减压蒸馏和加压蒸馏。一般除热敏性物系外，凡通过常压 分离要求，并能用江河水或循环水将馏出物冷凝下来的物系，都应采用

5、常压精馏。 根据本次任务的生产要求，应采用常压精馏操作。 2.2 3 进料热状况的选择 蒸馏操作有五种进料热状况，它的不同将影响塔内各层塔板的汽、液相负荷。工业上多采用接近泡点的液体进料和饱和液体进料，通常用釜残 液预热原料。 所以这次采用的是泡点进料。 2.2.4 加热方式的选择 由于采用泡点进料，将原料液加热至泡点后送入精馏塔内。塔顶上升蒸汽采用全凝气冷凝，冷凝液在泡点下一部分回流至塔内，其余部分经产品冷却后送至储罐。 2.2.5 回流比的选择 回流比是精馏操作的重要工艺条件，其选择的原则是使设备费用和操作费用之和最低。 苯 甲苯混合液是属易分离物系，最小回流比较小，故操作回流比取最小回流

6、比的 2.0 倍。塔釜采用间接蒸汽加热，塔顶产品经冷却后送至储罐。 3 工艺流程图 板式塔主 要由筒体、封头、塔内构件（包括塔板、降液管和受液盘）、人孔、进出口管和群座等组成。 西南交通大学本科毕业设计（论文） 第 3 页 按照塔内气、液流动的方式，可将塔板分为错流与逆流塔板两类。工业应用以错流式塔板为主，常用的由泡罩塔、筛板塔、浮阀塔等。 此次设计按照要求选用筛板塔来分离苯 -甲苯系。 4工艺计算及主体设备的计算 4.1 精馏塔的物料衡算 进料量每小时 160 千摩尔，原料中含苯 55%（摩尔分率），以沸点状态送入塔内。要求塔顶馏出物含苯 96%（摩尔分率），塔釜残液中含苯不大于4%，操作回

7、流比取最小回流比的 2.5 倍。 苯的摩尔质量 =78.11 kg/kmol 甲苯的摩尔质量 =93.13 kg/kmol 原料处理量 F=160 kmol/h 进料苯的摩尔分率 Fx =0.55 塔顶苯的摩尔分率 Dx =0.96 塔顶易挥发组分的回收率 =94% 总物料衡算： 西南交通大学本科毕业设计（论文） 第 4 页 F = D + W 易挥发（苯）组分衡算： WF D WF x D x x 塔顶易挥发组分（苯）的回收率： = DD 100%F Fxx 联立解得 9 4 % 1 6 0 0 .5 5 / 8 6 .2 /0 .9 6FDFxD m o l h m o l hx 1 6

8、0 8 6 . 2 7 3 . 8 /W F D m o l h 1 6 0 0 . 5 5 8 6 . 2 0 . 9 6 0 . 0 7 17 3 . 8FDW F x D xx W 4.2 塔板数的确定 4.2.1 理论板层数 TN 的求取 苯 -甲苯属理想物系，可采用图解法求理论板层数。 由手册查得苯 -甲苯物系的气液平衡数据，绘出 x-y 图，见图 1。 求最小回流比及操作回流比 采用作图法求最 小回流比。在图 1 中对角线上，自点 e（ 0.55， 0.55）作垂线 ef即为进料线 (q线 )，该线与平衡线的交点坐标为 qy = 0.75 qx = 0.55 故最小回流比为 Rmi

9、n = 0 .9 6 0 .7 5 1 .0 50 .7 5 0 .5 5Dqqqxyyx 取操作回流比为 R=2 =2 1.05=2.1 求精馏塔的气、液相负荷 2 . 1 8 6 . 2 1 8 1 . 0 2 /L R D m o l h ( 1 ) ( 2 . 1 1 ) 8 6 . 2 2 6 7 . 2 2 /V R D m o l h 1 8 1 . 0 2 1 6 0 3 4 1 . 0 2 /L L F m o l h 西南交通大学本科毕业设计（论文） 第 5 页 2 6 7 .2 2 /V V m o l h 求操作线方程 精馏段操作线方程 1 8 1 . 0 2 8 6

10、. 2 0 . 9 6 0 . 6 7 7 0 . 3 1 02 6 7 . 2 2 2 6 7 . 2 2DLDy x x x xVV 提留段操作线方程 3 4 1 . 0 2 7 3 . 8 0 . 0 7 1 1 . 2 7 6 0 . 0 1 9 6 2 6 7 . 2 2 2 6 7 . 2 2WLWy x x x xVV 图解法求理论塔板数 采用图解法求理论塔板数，如图 1 所示。求解结果为： 总理论板层数 NT = 10.5(包括再沸器 ) 进料板位置 NT = 5 图 1 图解法求理论板层数 4.2.2 实际板层数的求解 精馏段实际板层数 N精 = 4 7.69 80.52 西

11、南交通大学本科毕业设计（论文） 第 6 页 提留段实际板层数 N提 = 6.5 12.5 130.52 4.3 精馏塔的工艺条件及有关物性数据计算 以 精馏段为例进行计算 4.3.1 操作压力的计算 设塔顶表压 P 表 = 4 kPa 塔顶操作压力 PD = 101.3 + 4 =105.3 kPa 每层塔板压降 P = 0.7 kPa 进料板压力 PF = 1 0 5 .3 0 .7 8 1 1 0 .9 kPa 精馏段的平均压力 1 0 5 .3 1 1 0 .9 1 0 8 .12mP kPa 4.3.2 操作温度计算 依据操作压力，由泡点方程通过试差法计算出泡点温度，其中苯、甲苯的饱和

12、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 82.1 进料板温度 tF =泡点温度 确定在 110.9kPa 下溶液的泡点需采用试差法。经过几次试差后， 得到泡点 t = 92 进料板温度 tF = 92 精馏段平均温度 tm （ 82.l 92） /2 = 87.05 4.3.3 平衡摩尔质量的计算 塔顶平均摩尔质 量计算 由 xD = y1 = 0.96, 查平衡曲线（见图 1），得 x1 = 0.889 MVDm = 0.96 78.11 + (1-0.96) 92.13 = 78.67kg/kmol MLDm =0.889 78.11 + (1-0.889)

13、 92.13 = 79.67kg/kmol 进料板平均摩尔质量计算 西南交通大学本科毕业设计（论文） 第 7 页 由图解理论板 (见图 1)，得 yF = 0.702 查平衡曲线 （见图 1），得 xF = 0.495 MVFm = 0.702 78.11 + (1-0.702) 92.13 =82.29kg/kmol MLFm =0.495 78.11 + (1-0.495) 92.13 = 85.19kg/kmol 精馏段平均摩尔质量 MVm = ( 78.67+82.29) /2 = 80.48kg/kmol MLm = (79.67 + 85.19) / 2 = 82.43kg/kmo

14、l 4.3.4 平均密度的计算 气相平均密度计算 由理想气体状态方程计算， 即 Vm =mVmmRTMP = 1 0 8 .1 8 0 .4 88 .3 1 4 (8 7 .0 5 2 7 3 .1 5 ) = 2.91kg/m3 液相平均密度计算 液相平均密度依下式计算，即 1 i i ia 塔顶液相平均密度的计算 由 tD 82.1 ，查手册得 A = 812.7 kg/m3 B = 807.9 kg/m3 LDm = 1(0 .9 6 / 8 1 2 .7 0 .0 4 / 8 0 7 .9 ) =812.5kg/m3 进料板液相平均密度的计算 由 tF 92 ，查手册得 A = 734

15、.1kg/m3 B = 734.3 kg/m3 进料板液相的质量分率 西南交通大学本科毕业设计（论文） 第 8 页 aA = 0 .4 9 5 7 8 .1 10 .4 9 5 7 8 .1 1 0 .5 0 5 9 2 .1 3 = 0.454 1 7 3 4 . 20 . 4 5 4 0 . 5 4 6()7 3 4 . 1 7 3 4 . 3L F m 精馏段液相平均密度为 Lm =（ 812.5+734.2） /2 = 773.35kg/m3 4.3.5 液体平均表面张力计算 液相平均表面张力依下式计算，即 Lm i ix 塔顶液相平均表面张力的计算 由 tD 82.1 ，查手册得 A

16、 =21.24 mN/m B =21.42 mN/m LDm = 0.96 24.21 0.0421.42 = 21.25mN/m 进料板液相平均表面张力的计算 由 tF 92 ，查手册得 A =19.82mN/m B =20.61mN/m 0 . 4 9 5 1 9 . 8 2 0 . 5 0 5 2 0 . 6 1 = 2 0 . 2 2 m N / mL F m 精馏段液相平均表面张力为 Lm =（ 21.25+20.22） /2 = 20.74mN/m 4.3.6 液体平均粘度计算 液相平均粘度依下式计算，即 lg lgLm i ix 塔顶液相平均粘度的计算 由 tD 82.1 ，查手

17、册得 A =0.302 mPas B =0.306 mPas lg LDm = 0.96lg(0.302)+ (1 -0.96)lg(0.306) LDm =0.302 mPas 西南交通大学本科毕业设计（论文） 第 9 页 进料板液相平均粘度的计算 由 tF 92 ，查手册得 A =0.276 mPas B =0.283 mPas lg LFm = 0.495lg(0. 276)+ (1-0.495)lg(0. 283) LFm =0.280 mPas 精馏段液相平均表面张力为 Lm = （ 0.302 +0.280） /2 = 0.291mPas 4.4 精馏塔的塔体工艺尺寸计算 4.4.

18、1 塔径计算 精馏段的气、液相体积流率为 Vs = VmvmVM3600 = 32 6 7 .2 2 8 0 .4 8 2 .0 5 3 /3 6 0 0 2 .9 1 ms Ls = LmLmLM3600 = 31 8 1 .0 2 8 2 .4 3 0 .0 0 5 3 6 /3 6 0 0 7 7 3 .3 5 ms 由 umax = CVVL 式中 C由式 5-5 计算，其中的 由图 5-1 查取，图的横坐标为 hhLV ( 2/1)VL = 0.00536 36002.053 3600 ( 1/2773.35)2.91 = 0.0426 取板间距 HT =0.40m，板上液层高度 h

19、L = 0.06m,则 HT - hL = 0.40-0.06 = 0.34m 查图 5-1得， C20 = 0.075 C = C20 ( 2.0)20L = 0.075( 0.220.74)20 = 0.0755 u max = 0.0755 773.35 2.912.91 = 1.228 m/s 西南交通大学本科毕业设计（论文） 第 10 页 取安全系数为 0.7，则空塔系数为 u = 0.7 umax = 0.7 1.228 = 0.860 D = uVs4= 4 2 .0 5 3 1 .7 4 40 .8 6 0 m 按标准塔径圆整后为 D 1.8 m 塔截面积为 AT = 4D2

20、= 4 1.82 =2.543 m2 实际空塔系数为 u = 2.053 0.807 /2.543 ms 4.4.2 精馏塔有效高度的计算 精馏段有效高度为 Z 精 = （ N 精 -1） HT = (8-1) 0.4=2.8m 提馏段有效高度为 Z 提 = （ N 提 -1） HT=（ 13-1） 0.4=4.8m 在进料板上方开一人孔，其高度为 0.8m 故精馏塔的有效高度为 Z= Z 精 + Z 提 +0.8=2.8+4.8+0.8=8.4m 4.5.塔板主要工艺尺寸的计算 4.5.1 溢流装置计算 因塔径 D 1.8m，可选用 单 溢流弓形降液管，采用凹形受液盘。各项计算如下： 堰长 lW 取 lW= 0.66D = 0.661.8 = 1.19m 溢流堰高度 hw 由 W L OWh h h 选用平直堰，堰上液层高度 hOW 由式 5-7 计算，即 hOW =100084.2 E( 2/3)hWLl