化工原理课程设计苯甲苯精馏塔设计说明Word文档下载推荐.docx

1、即对操作费用和设备费用均有影响，因此设计是否合理的利用热能R等直接关系到生产过程的经济问题。第一章 绪论1.1 精馏条件的确定本精馏方案适用于工业生产中苯-甲苯溶液二元物系中进行苯的提纯。精馏塔苯塔的产品要求纯度很高，而且要求塔顶、塔底产品同时合格，普通的精馏温度控制远远达不到这个要求。故在实际生产过程控制中只有采用灵敏板控制才能达到要求。故苯塔采用温差控制。1.1.1 精馏的加热方式蒸馏釜的加热方式通常采用间接蒸汽加热，设置再沸器。有时也可采用直接蒸汽加热。然而，直接蒸汽加热，由于蒸汽的不断通入，对塔底溶液起了稀释作用，在塔底易挥发物损失量一样的情况下，塔底残液中易挥发组分的浓度应较低，因而

2、塔板数稍有增加。采用直接蒸汽加热时，加热蒸汽的压力要高于釜中的压力，以便克服蒸汽喷出小孔的阻力与釜中液柱静压力。1.1.2 精馏的进料状态进料状态直接影响到进料线（q线）、操作线和平衡关系的相对位置，对整个塔的热量衡算也有很大的影响。和泡点进料相比：若采用冷进料，在分离要求一定的条件下所需理论板数少，不需预热器，但塔釜热负荷（一般需采用直接蒸汽加热）从总热量看基本平衡，但进料温度波动较大，操作不易控制；若采用露点进料，则在分离要求一定的条件下，所需理论板数多，进料前预热器负荷大，能耗大，同时精馏段与提馏段上升蒸汽量变化较大，操作不易控制，受外界条件影响大。泡点进料介于二者之间，最大的优点在于受

3、外界干扰小，塔精馏段、提馏段上升蒸汽量变化较小，便于设计、制造和操作控制。故此设计采用泡点进料。1.1.3 精馏的操作压力精馏操作在常压下进行，因为苯沸点低，适合于在常压下操作而不需要进行减压操作或加压操作。同时苯物系在高温下不易发生分解、聚合等变质反应且为液体（不是混合气体）。所以，不必要用加压或减压精馏。另一方面，加压或减压精馏能量消耗大，在常压下能操作的物系一般不用加压或减压精馏。1.2 确定设计方案确定设计方案总的原则是在可能的条件下，尽量采用科学技术上的最新成就，使生产达到技术上最先进、经济上最合理的要求，符合优质、高产、安全、低消耗的原则。为此，必须具体考虑如下几点：1.2.1 工

4、艺和操作的要求所设计出来的流程和设备，首先必须保证产品达到任务规定的要求，而且质量要稳定，这就要求各流体流量和压头稳定，入塔料液的温度和状态稳定，从而需要采取相应的措施。其次所定的设计方案需要有一定的操作弹性，各处流量应能在一定围进行调节，必要时传热量也可进行调整。因此，在必要的位置上要装置调节阀门，在管路中安装备用支线。计算传热面积和选取操作指标时，也应考虑到生产上的可能波动。再其次，要考虑必需装置的仪表（如温度计、压强计，流量计等）与其装置的位置，以便能通过这些仪表来观测生产过程是否正常，从而帮助找出不正常的原因，以便采取相应措施。1.2.2 满足经济上的要求要节省热能和电能的消耗，减少设

5、备与基建费用。如前所述在蒸馏过程中如能适当地利用塔顶、塔底的废热，就能节约很多生蒸汽和冷却水，也能减少电能消耗。又如冷却水出口温度的高低，一方面影响到冷却水用量，另方面也影响到所需传热面积的大小，即对操作费和设备费都有影响。同样，回流比的大小对操作费和设备费也有很大影响。1.2.3 保证安全生产例如苯属有毒物料，不能让其蒸汽弥漫车间。又如，塔是指定在常压下操作的，塔压力过大或塔骤冷而产生真空，都会使塔受到破坏，因而需要安全装置。以上三项原则在生产中都是同样重要的。但在化工原理课程设计中，对第一个原则应作较多的考虑，对第二个原则只作定性的考虑，而对第三个原则只要求作一般的考虑。第二章 设计计算2

6、.1 设计方案的确定本设计采用连续精馏流程，饱和液体进料。塔顶上升蒸汽采用全凝器冷凝，冷凝液在泡点下一部分回流至塔，其余部分经产品冷却器冷却后送至储罐。该物系属于易分离物系，最小回流比比较小，故操作回流比取最小回流比的2倍。塔釜采用饱和蒸汽间接加热，塔底产品冷却后送至储罐。2.2 精馏塔的物料衡算2.2.1原料液进料量、塔顶、塔底摩尔分率 （生产能力）进料量：F=85000t/年苯的摩尔质量 MA=78.11Kg/mol甲苯的摩尔质量 MB=92.13Kg/mol2.2.2原料液与塔顶、塔底产品的平均摩尔质量2.2.3物料衡算 原料处理量 总物料衡算F=D+W=137kmol/h苯物料衡算 联

7、立解得：D=59.43Kmol/h W=77.57Kmol/h2.3 塔板计算2.3.1理论板数NT的求取（1）相对挥发度的求取查 温度-组成 图得td=80 tw=92.6（由表2）当取td=80时当取 td=92.6时 ，（2）最小回流比的求取由于是饱和液体进料，有q=1，q线为一垂直线，故，根据相平衡方程有最小回流比为对于平衡曲线不正常情况下，取回流比R=（1.1-2）RminR=1.5Rmin=2.16（3）精馏塔的气、液相负荷（4）操作线方程精馏段操作线方程提馏段操作线方程（5）逐板法求理论板数计算过程如下相平衡方程 即 变形得： 用精馏段操作线和相平衡方程进行逐板计算：故精馏段理论

8、板数n=7用提馏段操作线和相平衡方程继续逐板计算：故提馏段理论板数n=8（不包括再沸器）2.3.2全塔效率的计算由 td=80 tw=92.6计算出 tm=93.5 根据表6分别查得苯、甲苯在平均温度下的粘度差法计算出 ，平均粘度由公式，得根据奥康奈尔（Oconnell）公式计算全塔效率2.3.3际板数精馏段实际板层数提馏段实际板层数全塔共有塔板28块，进料板在第14块板。2.3.4有效塔高的计算精馏段有效塔高提馏段有效塔高在精馏段和提馏段各设人孔一个，高度为600mm,故有效塔高2.4 精馏塔的工艺条件与有关物性数据的计算2.4.1操作压力的计算塔顶操作压力P101.3 kPa每层塔板压降

9、P0.7 kPa进料板压力101.3+0.713110.4kPa塔底操作压力=101.3+0.715111.8kPa精馏段平均压力（101.3+110.4）/2105.85 kPa提馏段平均压力=（110.4+111.8）/2 =111.1kPa2.4.2操作温度的计算80精馏段平均温度=（ 80+92.6）/2 = 86.3提馏段平均温度=（92.6+107）/2 =99.82.4.3平均摩尔质量的计算塔顶平均摩尔质量计算 由,得x1=0.959进料板平均摩尔质量计算 由上面理论板的算法，得0.654，0.43塔底平均摩尔质量计算由 =0.01,由相平衡方程，得=0.026 精馏段平均摩尔质

10、量 提馏段平均摩尔质量2.4.4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，精馏段的平均气相密度即 提馏段的平均气相密度液相平均密度计算 液相平均密度依下式计算，即 由tD80，查手册得 塔顶液相的质量分率 求得 得 由tf92.06，查共线图得 塔顶液相的质量分率 求得c.塔底液相平均密度的计算 由tw107， 精馏段液相平均密度为 提馏段液相平均密度为2.4.5液体平均表面力的计算由公式：a.塔顶液相平均表面力的计算 由 tD80，查手册 b.进料板液相平均表面力的计算 由tF92.06，查共线图得 c.塔底液相平均表面力的计算 由tw107，查共线图得 精馏段液相平均表面力为

11、 提馏段液相平均表面力为2.4.6液体平均黏度的计算与查手册得塔顶液相平均黏度的计算由 tD80，查共线图得 a.进料板液相平均黏度的计算由tF92.06，查共线图得b.塔底液相平均黏度的计算由tw107，查共线图得 精馏段液相平均黏度为 提馏段液相平均黏度为2.4.7气液负荷计算精馏段：提馏段：2.5塔径的计算塔板间距HT的选定很重要，它与塔高、塔径、物系性质、分离效率、塔的操作弹性，以与塔的安装、检修等都有关。可参照下表所示经验关系选取。表2.1 板间距与塔径关系塔径DT，m0.30.50.50.80.81.61.62.42.44.0板间距HT，mm20030025035030045035

12、0600400600对精馏段：初选板间距，取板上液层高度，；查史密斯关联图 得C20=0.070；依式校正物系表面力为可取安全系数为0.7，则（安全系数0.60.8）， 按标准塔径圆整为1.6m,则空塔气速0.73m/s。对提馏段：故；查史密斯关联图 得C20=0.065；可取安全系数为0.7，则（安全系数0.60.8），故按标准,塔径圆整为2.0m,则空塔气速0.46m/s。将精馏段和提溜段相比较可以知道二者的塔径不一致，根据塔径的选择规定，对于相差不大的二塔径取二者中较大的，因此在设计塔的时候塔径取2m。2.6 塔板主要工艺尺寸的计算2.6.1溢流装置计算精馏段 因塔径D2m，可选用单溢流弓形降液管，采用平行受液盘。对精馏段各项计算如下：a）溢流堰长：单溢流区=（0.60.8）D，取堰长为=0.60D=0.602.0=1.2mb）出口堰高：，