毕业设计（论文）苯甲苯分离过程板式精馏塔设计

1、苯-甲苯分离过程板式精馏塔设计 (化学化工学院 2011级化学工程与工艺)指导老师：摘 要本人设计了苯甲苯分离过程板式精馏塔装置，分别是：首先选择和确定生产工艺流程和方案；生产的主要设备板式塔工艺参数计算：精馏塔的物料衡算、塔板数的确定、精馏塔的工艺条件以及有关物性数据的计算、精馏塔的塔体工艺尺寸计算、精馏塔塔板的主要工艺尺寸的计算；绘制了精馏塔设计条件图及生产工艺流程图；对设计过程中的的问题进行了研究和评论。关键词：苯甲苯; 分离过程；精馏塔1引言苯是有机化合物，是组成结构最简单的芳香烃。在常温下是一种无色、有芳香气味的透明液体。易挥发且难溶于水，1L的水中最多溶于1.7g水，易溶于乙醇、乙

2、醚等有机溶剂，苯的自身也是良好的有机溶剂。苯化学性质是易取代，难氧化，难加成。而且苯的产量和生产的技术水平是衡量一个国家石油化工水平的重要标志。 苯是常用溶剂，在化工企业上主要用于生产原料及合成其衍生物。主要用于金属脱脂。苯有减轻爆震的作用，因此而作为汽油的添加剂。此外，苯在工业上最重要的用途是做化工原料。甲苯是最普通的，最重要芳烃化合物之一。在空气中它并不能完全燃烧。有特殊芳香气味，几乎不溶于水，能和酒精以及乙醚任意比例混溶。甲苯很容易发生氧化和硝化。硝化反应生成的对硝基基甲苯和邻硝基甲苯是染料的原料。苯与甲苯性质很相试，是化工工业上很广的原料，其蒸汽有毒。对皮肤和粘膜有刺激性，对中枢神经系

3、统有麻醉作用。急性中毒的重症者可有躁动、抽搐、昏迷。首先，苯与甲苯的性质很相试，分子间的相互作用力几乎相等，符合拉乌尔定律，属于理想溶液。采用连续精馏流程。38%的苯和甲苯混合溶液 原料储存冷凝原料预热分配精馏再沸冷却99.8%的甲苯储存冷却98%的苯储存1板式塔简图与基础数据的搜集塔顶压强回流比单板压降塔釜加热蒸汽压力年工作日进料状况4kp2Rmin7400h泡点进料1.2 基础数据的搜集表1苯与甲苯的密度（液相）温度8090100110120A，kg/m3814805791778763B，kg/m3809801791780768表2苯与甲苯的物理性质项目分子式分子量M沸点（）临界温度tc(

4、)临界压强PC(kPa)苯C6H6甲苯C6H5CH3项目1234567温度80859095100105PA0,mmg240PB0,mmg40240表3苯与甲苯饱和蒸汽压表4苯与甲苯的表面张力（液相）项目12345温度8090100110120A ,mN/m20B ,mN/m图2 板式塔的简图2精馏塔的物料衡算2.1原料液及塔顶、塔底产品的摩尔分数苯：甲苯:MBKg/Kmol XF =XD=XW=2.2原料液及塔顶、塔底产品的平均摩尔质量MFKg/KmolMD Kg/KmolMW Kg/Kmol2.3塔顶、塔底的进料板精馏段的液相平均密 塔顶的质量分率A=0.981 pLDM=Kg/kmol进料

5、板液相平均密度计算：进料板液相质量分率A=8pLFM= 833.3 Kg/kmol塔底液相质量分率A=0Plwm=769.23 Kg/kmol精馏段液相平均的密度：pLM=提馏段液相平均密度pLM=802.22W=Kmol/h总物料衡算 F=D+72.10(1)苯物料衡算F0.658=0.984D+0.0024(2)解(1)(2)得 F=144.63 Kmol/h Kmol/h2.5 塔板数的计算与确定常压下苯甲苯的气液平衡数据温度（）液相中苯的摩尔分率x气相中苯的摩尔分率y80859095100105r的求取因为苯-甲苯物系属于理想物系，可以选择用图解法来求精馏塔的理论板层数。绘t-x-y图

6、和x-y图根据苯甲苯的相平衡数据，利用泡点和漏点方程求取xy由上述数据可绘出t-x-y图和x-y图由图的则最小回流比为:Rmin=则操作回流比为：R=2Rmin图3 苯-甲苯物系精馏分离理论塔板数的图精馏塔气、液相负荷的确定LV=V=101.542(q=1)操作线方程精馏段操作线方程y =D=提馏段操作线方程y=w图解法求理论板层数采用图解法求理论板层数，图3所示，求解结果为总理论塔板数为：NT =14（包括再沸器）进料板位置第6板精馏段实际板层数N精=5/0.52=10提馏段实际板层数N提=8/0.52=16总塔板数N总=10+16=263精馏塔工艺条件及有关物性参数的计算 塔顶操作压力 塔

7、底操作压力 每层塔板压降 进料板压力PF=106.3+0 精馏段平均压力PmkPa 3.2 操作温度计算由计算可知，计算过程略。计算结果如下：塔顶温度tw进料板温度tf塔底温度tw=105.1精馏段平均温度=（ 82.794.2）/2=88.5提馏段平均温度=（94.2+105.1）/2=99.7塔顶平均摩尔质量计算 代入数据解得0,根据相平衡关系式代入y1=0.984,得x1MVDM=Kg/KmolMLDM=0.935KgK/mol xF=0.658, 带入的yF MVFM=Kg/Kmol MLFMKg/Kmol 精馏段平均摩尔质量 MVM Kg/Kmol MLMKg/Kmol 由理想气体状

8、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；P 塔顶液相平均表面张力计算 mN/m 进料板平均表面张力计算 塔底液相平均表面张力计算 mN/m 查化工原理附录114的A=0.300mPa.s B=0.塔底液相平均粘度：由tw查的A=0.244mPa.s B=0.213mPa.s 4精馏塔的塔体工艺尺寸计算 精馏段的汽、液相体积流率为：Vs=LLh 初选间距HT=0.45m, 板上液层高度hL HT-hL=0.45-0.07=0.38 查书287页的C205 C=C20(L/20)1/2代入数据的umax= 取安全系数 maxD=塔截面积为：AT=2实际空塔气速为： u=提馏段气、

9、液相体积流率为：Vs=LS=由，横坐标为：取板间距HT=0.50，板上液高度hL=0.08m，则C20C=C20()=0.085()代入数据的umax 取安全系数0.7，umaxD=按标准塔径圆整后为：塔截面积为：实际空塔气速为：u= 故精馏塔高度为：Z塔5塔板主要工艺尺寸的计算5.1 溢流装置计算因塔径D=1.2m，选用单溢流弓形降液管，采用凹形受液盘6。各项计算如下： 堰长：lw 溢流堰高度hw;由hw=hL-hOW选用平直堰，堰上液层高度近似取E=1，则how=E()2/3=取板上清液层高度 hL则hwmd和截面积AfAf/At= 0.09 Wd则Wd Atm2 Af=0.09D2m2验

10、算液体在降液管中停留时间，即 =6.375s5s符合要求故降液管设计合理0取 则h0=m hw-h0m故降液管底隙高度设计合理。因D=1.6m0.80m，所以采用分块式。塔板分为5块7取 ,开口区面积Aa的计算如下其中x=D/2-(Wd-WSmm则Aa2苯甲苯体系处理的物系无腐蚀性8，选用筛孔直径=3mm的碳钢板，取筛孔直径d0=5mm且取t/d0=3.0。筛孔按正三角排列，取孔中心距t为t=35=15mm筛孔数目n为n=Aa=3633个开孔率为A0气体通过阀孔的气速为： u0=6筛板的流体力学验算 干板阻力hc计算由 由，C0故hc=0.0512 =0.0319m 液柱 气体通过液层的阻力计

11、算气体通过液层的阻力hL为：h1=hL ua=Fa=ua=0.770（2.850）1/2故h1=hL=(hw+how) 液体表面张力的阻力计算的液体表面张力所产生的阻力 h=气体通过每层塔板的液柱高度hp=hc+h1+h气体通过每层塔板的压降=hppLgkPakPa(设计允许值)对于筛板塔，液面落差很小，且本例的塔径和液流量均不大，故可忽略液面落差的影响9。液沫夹带量由式，hfL故ev=在本设计中液沫夹带量ev在允许范围内筛板塔漏液点气速计算实际孔速为： u0=10.99u稳定系数为： K=故在本设计中无明显液漏。为防止塔内发生液泛，降液管内液层高应服从关系取，则（HT+hw而板上不设进口堰H

12、d=0.153(Hd故在本设计中不会发生液泛现象。 干板阻力干板阻力由hc=0.0512 气体通过液层的阻力计算气体通过液层的阻力为：h1=hLua=0.788 F0=ua 故h1=hL液体表面张力所产生的阻力为：h=气体通过每层塔板的液柱高度为：hp=hc+h1+h气体通过每层塔板的压降Pp=hpplg=kpkp对于筛板塔，液面落差很小，且本例的塔径和液流量均不大，故可忽略液面落差的影响5 液模夹带量由式 故ev=在本设计中液沫夹带量在允许范围内筛板塔漏液点的气速为：稳定系数为： K=u0/u 故在本设计中无明显漏液。为防止塔内发生液泛，降液管内液层高Hd应服从关系 取得（HT+hw）mhd

13、=0.153(Hd=hp+hl+hd 故在设计负荷下不会发生液泛。7塔板负荷性能图由代入数据整理得在操作区间内，任选数个Ls的数值，并计算出Vs的数值，计算的数值结果如下表项目12345Ls,m3/sVs,m3/s表6漏液数据以ev11气为限，求Vs-Ls关系如下：由hf=2.5(hw+h02/3故带入数据整理得Vs2/3计算的数值结果如下表表7 液沫夹带数据项目12345Ls,m3/sVs,m3/s对于平直堰，取堰上液层高度how=m作为最小液体负荷标准。由下式how=L=6.9710-4m2/s则可以作出与气体流量无关的垂直液相负荷下限线。以=5s作为液体在降液管中停留时间的下限，则 得L

14、=(AfHT)/LS据此可作出与气体流量无关的垂直液相负荷上限线。7.5 液泛线hcs2hls2/3 hp=hc+hls2/3S2hd=0.153(S2 V2S2/3-12949LS2 计算的数值结果如下表表8 液泛数据项目12345Ls,m3/sVs,m3/s由上表数据可以作出液泛线。气相体积流量Vx(m3/s)图5 塔板负荷性能图由图5得： 因此操作弹性为：8主要工艺接管尺寸的选取和计算v、 操作压力为常压时，蒸气导管中常用流速为12-20 m/s，蒸气管的直径为：其中塔顶蒸气导管内径m塔顶蒸气量m3/s取uv=m/s则dv故选取接管外径厚度 63020mmR流速uR可取。取，则故选取接管

15、外径厚度252mmF料液速度可取 故取料液速度m/s，故选取接管外径厚度21914mmw 塔底出料管的料液流速为：则9结论化工原理是一门很好的把理论现实和实践结合的一门科学。通过学了化工原理，我们用自己所学到的知识来克服一个个设计问题。本论文设计了一个把苯和氯苯分离的精馏塔，为了设计出完美的精馏塔，我对精馏塔的工艺条件、物料衡算、塔体和塔板工艺尺寸进行计算。绘制了工艺流程图。过这次毕业设计，本人从中获益颇多，不仅学会了对精馏塔的物料衡算，工艺流程图的绘制及对参考文献的查阅，而且还巩固了已学的化工原理及相关课程知识。10精馏塔的设计计算结果汇总 表9 精馏塔的设计计算结果一览表序号项目数值1平均

16、温度 tm 2平均压力 Pm kPa3气相流量 Vs m3/s4液相流量 Ls m3/s5实际塔板数266有效段高度 Z m 7精馏塔塔径 m8板间距 m9溢流形式单溢流10降液管形式弓形11堰长 m12堰高 m13板上液层高度 m14堰上液层高度 m15降液管底隙高度 m16安定区宽度 m17边缘区宽度 m18开孔区面积 m219空塔气速 m/s20筛孔气速 m/s21稳定系数22精馏段每层塔板压降 Pa 70023负荷上限/下限液泛控制/漏液控制24液沫夹带 ev (0.1kg液/kg气)25气相负荷上限/下限m3/s26操作弹性 附录一 绘制生产工艺流程图 附录二 绘制精馏塔设计条件图参

17、考文献1 夏元洵. 化学物质毒性全书M.上海市：上海科学技术文献出版社，1991:363-375.2 钱伯章，王祖刚. 精细化工技术进展与市场分析M.北京市：化学工业出版社，2005:40-45.3 陈敏恒.化工原理M.北京：化学工业出版社，2000:359-369.4 杨祖荣.化工原理M.北京：化学工业出版社，2009:45-54.5 侯丽新. 板式精馏塔M.北京：化学工业出版社，2000:88-94.6 贾邵义，柴诚敬.化工原理课程设计M.天津：天津大学出版社，2002:68-79.7 国家医药管理局上海医药设计院.化学工艺设计手册.第二版.上册M.北京：化学工业出版社，1996：189-

18、200.8 汪恺主编.机械设计标准应用手册.第1版M.机械工业出版社，1997:68-76.9 Azmi Mohd Shariff, Chan T. Leong, Dzulkarnain Zaini. Using process stream index (PSI) to assess inherent safety level during preliminary design stage J. Safety Science,2012,16(2):145-154.10 Mohsen Behnam, Anthony G. Dixon, Paul M. Wright, et al. Comparison of CFD simulations to esperiment under methane steam reforming reacting conditionsJ. Chemical Engineering Journal, 2012,12(9):34-39. 致 谢本文的工作首先感谢卓馨老师的悉心指导和热情的帮助，衷心感谢卓老师的帮助，正是