苯-甲苯连续精馏塔设计

1、1. 流程和工艺条件的确定和说明1.2. 操作条件和基础数据1.2.1. 操作条件1.2.2. 基础数据1.3. 精馏塔的物料衡算1.3.1. 原料液及塔顶、塔顶产品的摩尔分率23.2. 原料液及塔顶、塔底产品的平均摩尔质量23.3. 物料衡算2.4. 塔板数的确定3.4.1. 理论塔板层数Nt的求取 34.1.1. 绘 t-x-y 图和 x-y 图 3.4.1.2. 最小回流比及操作回流比的确定3.4.1.3. 精馏塔气、液相负荷的确定4.4.1.4. 求操作线方程4.4.1.5. 图解法求理论板层数4.4.2. 实际塔板数的求取错误.!未定义书签。5. 精馏塔的工艺条件及有关物性的计算错误

2、!未定义书签。5.1. 操作压力计算错误.!未定义书签。5.2. 操作温度计算错误.!未定义书签。6. 设计实验评论1.1.7. 参考文献1.2.8. 附图（工艺流程简图、主体设备设计条件图）1 2摘要精馏塔作为一种工业生产使用的塔设备，在化工、医药、食品等行业得到广泛应用。根据精馏原理可知，精馏塔实现精馏操作，必须同时拥有塔底再沸器和塔顶冷凝器，有时还有配原料液、预热器、回流液泵等附属设备。本次设计根据实际操作条件，设计苯-甲苯连续精馏塔，即需设计一个精馏塔用来分离易挥发的苯和不易挥发的甲苯，采用连续操作方式，需设计一个筛板式塔将其分离。综合工艺操作方便、经济及安全等多方面考虑，本设计采用塔

3、板为碳钢材料，按照逐板计算求得理论板数为11。塔顶使用全凝器，部分回流。精馏段实际板数为6，提馏段实际板数为9。 全塔塔径为2.0m。 通过对塔内物料物性数据的分析，按照工程实践经验，设计了塔的工艺尺寸，确定了操作点符合操作要求。最后，对塔的附属设备进行了设计，主要是接口管径的设计计算，从而完成了此次设计任务。关键词 ：苯 -甲苯分离；精馏塔；塔板1 . 流程和工艺条件的确定和说明本设计任务为分离苯甲苯混合物。对于二元混合物的分离，应采用连续精馏流程。设计中采用泡点进料，将原料液通过预热器加热至泡点后送入精馏塔内。塔顶上升蒸气采用全凝器冷凝，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

4、却后送至储罐。该物系属易分离物系，最小回流比较小，故操作回流比取最小回流比的2.5倍。塔釜采用间接蒸汽加热，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 （表压）进料热状态泡点进料（ q 1 ）回流比 2.5倍2.2. 基础数据进料中苯含量（质量分数）50%塔顶苯含量（质量分数）95%塔釜苯含量（质量分数）2%生产能力（吨/日）100（ 20h/d）3 . 精馏塔的物料衡算苯的摩尔质量M A 78.11kg / kmol甲苯的摩尔质量M B 92.13kg / kmol3.1. 苯的各摩尔分率苯的摩尔质量MA 78.11kg/kmol甲苯的摩尔质

5、量 M B 92.13kg / kmol原料液含苯的摩尔分率0.5/78.11X 0.5/78.11 0.5/92.130.5410.95/78.11塔顶含苯的摩尔分率XD0.9570.95/78.11 0.05/92.13塔底含苯的摩尔分率0.02/78.11Xw0.02/78.11 0.98/92.13一 一22.35 103.2. 原料液及塔顶、底苯的平均摩尔质量 原料液平均摩尔质量MF 0.541 78.11 (1 0.541) 92.13 84.54kg/kmol塔顶液平均摩尔质量MD 0.957 78.11 (1 0.957) 92.13 78.71kg/kmol塔底液平均摩尔质量

6、MW 0.0235 78.11 (1 0.0235) 92.13 91.80kg/kmol3.3. 物料衡算 生产能力：100t/d=5000kg/h进料流量：F 5000 59.14kmol/h 84.54总物料衡算：F D W苯物料衡算：XfF XdD XwW联立解得:D 32.73kmol / hW 26.41kmol/h4 .塔板数的确定4.1. 理论塔板层数Nt的求取苯一甲苯属理想物系，可采用图解法求理论板层数。4.1.1. 绘苯一甲苯溶液的y-x图沸点110.6105.7110298.2595.292.489.8287.328582.6181.280.81气相组成020.837.2

7、50.761.971.379.185.791.295.998100液相组成010203040506070809095100苯一一甲苯体系相平衡曲线图X（苯）（图一）4.1.2. 最小回流比及操作回流比的确定平均相对挥发度，回流比与最小回流比之比为 2.5Rmin1 旦 (1 XD)1 021 XF1 XF操作回流比R 1.02 2.5 2.554.1.3. 精微塔气、液相负荷的确定L RD 2.55 32.73 83.46kmol/hV (R 1)D (2.55 1) 32.73 116.19kmol/h4.1.4. 求操作线方程平衡线方程x 5x y 1 (1)x 2 3x精微段操作方程yn

8、 xn1 工 0.72xn1 0.27R 1 R 1塔釜气相回流比R (R 1)xW (q 1)W 4.42 xD xFxD xF提微段操作方程R 1 xWyn1xn 誓 1.23xn 0.005R R4.1.5. 求理论板层数1）采用图解法求理论板层数，如图二所示0.5-0.8m 塔板间距：0.3-0.35m（图二）求解结果为总理论塔板数Nt=11 （包括再沸器）进料板位置NF=5精储段的理论板数为4提储段的理论板数为6第11块板为再沸器4.1.6. 实际塔板数的求取塔板效率：0.7精储段实际板层数Nj 4/0.7 6提储段实际板层数Nt 6/0.7 9实际板数（不含再沸器）N 6 9 15

9、5 .精储塔的塔体工艺尺寸计算选取塔径：0.6m 塔板间距：0.32m5.1. 精馏塔有效高度的计算塔顶：0.81.5m 塔釜：2-2.5m塔顶： 1.0m 塔釜： 2.2m精馏段有效高度为Z青(N青1)HT6 10.32 1.6m提馏段有效高度为Z是(电1)HT9 10.32 2.56m精馏塔总高度Z Z精Z提 1.0 2.2 7.36m6 精馏塔的工艺条件及有关物性数据的计算6.1. 操作压力的计算塔顶操作压力PD 101.30 4 105.30kpa每层塔板的压降P 0.70kpa进料板压力PF 105.30 0.40 6 107.70kpa塔底压强PW 105.30 0.40 15 1

10、11.30kpa精馏段平均压强Pm (105.30 107.70)/2 106.50kpa提馏段平均压强Pm (107.30 111.30)/ 2 109.50kpa6.2. 操作温度的计算塔顶温度tD 80o C塔底温度tW 100oC进料板温度tF 97.46oC精馏段平均温度tm(80 97.46) / 2 88.73oC提馏段平均温度tm(100 97.46) / 2 98.73oC6.3. 平均摩尔质量计算( 1)塔顶平均摩尔质量由 xDy10.957，查图得x1 0.90塔顶气相平均分子量MVDm 0.957 78.11 (1 0.957) 92.13 78.71kg / kmol

11、塔顶液相平均分子量M LDm 0.90 78.11 (1 0.90) 92.13 79.51kg / kmol( 2)进料板平均摩尔质量计算由图解理论板，得yF 0.658, xF0.451进料板气相平均分子量MVm0.658 78.11 (1 0.658) 92.13 82.90kg/ kmol进料板液相平均分子量M Lm 0.451 78.11 (1 0.451) 92.13 85.81kg / kmol(3)塔釜平均摩尔质量计算塔釜组成yW0.0235, xw 0.0264塔釜气相平均分子量MVwm 0.0235 78.11 (1 0.0235) 92.13 91.80kg / kmol

12、塔釜液相平均分子量Lwm0.0264 78.11 (1 0.0264) 92.13 91.76kg/kmol精微段气相平均分子量MVm78.71 82.90 /2 80.81kg/kmol精储段液相平均分子量MLm 79.51 85.81 /2 82.66kg/kmol提储段气相平均分子量MVm (82.90 91.80)/2 87.35kg / kmol提储段液相平均分子量MLm (85.81 91.76)/2 88.79kg/kmol6.4. 平均密度计算6.4.1. .气相组分密度计算由理想气体状态方程计算精微段气相平均密度VmPmMVm106.50 80.81RTm8.314 88.7

13、3 273.1532.86kg /m有tD 80oC,得提储段气相平均密度VmPmMVm109.50 87.35RTm8.31498.73 273.1533.09kg / m6.4.2. 液相平均密度计算 液相平均密度依下式计算，即1/ Lm i/ i(1)塔顶液相平均密度的计算A 815kg/m3, B 810kg / m3LDm 0.957/815 0.043/810_3814.78kg/m3(2)进料板液相平均密度的计算有 tF97.46oC,得A=792kg /m3 B 790kg / m3进料板液相的质量分率0.451 78.11A0.410.451 78.11 0.549 92.1

14、313LFm 790.82kg /m30.41/ 792 0.59 790(3)塔釜液相平均密度的计算有 tw 100oC,得33A=792.5kg/m B 790.3kg/m0.0264 78.11A0.0264 78.11 0.9736 92.1310.02LWm0.02 /792.50.98 790.3790.34kg/m3精储段液相平均密度为Lm (814.78 790.82) / 2802.8kg/m3提储段液相平均密度为Lm (790.34 790.82)/2790.58kg/m37 .主要工艺接管尺寸的计算和选取7.1. 塔顶蒸汽出口管的直径dv操作压力为常压时，蒸汽导管中常用流

15、速12-20m/s,蒸汽管的直径为dv= JVs- 其中dv是塔顶蒸气量m2/s,取Uv 15.00m/s,则 Uvdv 二4 4.25 =0.6m3.14 15故选取接管外径厚度630 20mm7.2. 回流管的直径dm塔顶冷凝器械安装在塔顶平台时，回流液靠重力自流入塔内，流速Ur可取 0.2-0.5m/s取Ur 0.3m/s,则dR江二 U 0.011 uv-3.14 0.3=0.02m故选取接管外径厚度25 2mm7.3. 进料管的直径dF采用高位梢送料入塔，料液速度可取为uF 0.4 0.8m/s,取料液速度 uF 0.5m/s贝U dF=4 0.014仆 =0.19m3.14 0.5

16、故选取接管外径 厚度219 14mm7.4. 塔底出料管的直径dw一般可选取塔底出料管的料液流速为uw 0.5 1.5m/s,循环式再沸器取 1.0 1.5m/s本设计实验取塔底出料管的料液流速为=；黑8=02m故选取接管外径 厚度133 5.5mm塔顶蒸汽出口管的直径dv回流管的直径dm进料管的直径dF塔底出料管的直径dw630 20mm25 2mm219 14mm133 5.5mm8 .设计实验评论苯是由煤干储、石油催化裂解、催化重整得到，常含有芳香族同 系物、嚷吩及饱和炫等，常采取精微的方法分离提纯苯。苯为无色透 明液体，有芳香族特有的气味，难用于水。苯的危险特性属第3.2类中闪点易燃液体。苯的蒸气对人有强烈的毒性，急性中毒时出现酒醉 状态、晕眩、瞳孔放大、网膜出血、皮肤苍白、体温和血压下降、脉 搏微弱，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离，采用直径为 2m的精储塔，选取效 率较高、塔板结构简单、加工方便的单溢流方式，并采用了弓形降液 盘。该设