苯甲苯連續(xù)精餾塔設計

1、 TOC o 1-5 h z 1,流程和工藝條件的確定和說明 .1.操作條件和基礎數(shù)據(jù)1.操作條件1.基礎數(shù)據(jù)1.精儲塔的物料衡算 1.原料液及塔頂、塔頂產品的摩爾分率 2原料液及塔頂、塔底產品的平均摩爾質量 2物料衡算2.塔板數(shù)的確定3.理論塔板層數(shù)Nt的求取 3繪 t-x-y 圖和 x-y 圖3最小回流比及操作回流比的確定 .3微塔氣、液相負荷的確定 3.求操作線方程 4.圖解法求理論板層數(shù) 4.實際塔板數(shù)的求取 錯誤!未定義書簽。.精儲塔的工藝條件及有關物性的計算錯誤!未定義書簽。操作壓力計算 錯誤!未定義書簽。操作溫度計算 錯誤!未定義書簽。1 / 14 TOC o 1-5 h z .

2、設計實驗評論1.07參考文獻11.8.附圖（工藝流程簡圖、主體設備設計條件圖） 112 / 14摘要精儲塔作為一種工業(yè)生產使用的塔設備，在化工、醫(yī)藥、食品等 行業(yè)得到廣泛應用。根據(jù)精儲原理可知，精儲塔實現(xiàn)精儲操作，必須 同時擁有塔底再沸器和塔頂冷凝器，有時還有配原料液、預熱器、回 流液泵等附屬設備。本次設計根據(jù)實際操作條件，設計苯-甲苯連續(xù)精儲塔，即需設 計一個精儲塔用來分離易揮發(fā)的苯和不易揮發(fā)的甲苯， 采用連續(xù)操作 方式，需設計一個篩板式塔將其分離。綜合工藝操作方便、經濟及安 全等多方面考慮，本設計采用塔板為碳鋼材料，按照逐板計算求得理 論板數(shù)為11。塔頂使用全凝器，部分回流。精儲段實際板數(shù)

3、為 6,提 儲段實際板數(shù)為9。全塔塔徑為2.0m。通過對塔內物料物性數(shù)據(jù)的分 析，按照工程實踐經驗，設計了塔的工藝尺寸，確定了操作點符合操 作要求。最后，對塔的附屬設備進行了設計，主要是接口管徑的設計 計算，從而完成了此次設計任務。關鍵詞：苯-甲苯分離；精儲塔；塔板3 / 141,流程和工藝條件的確定和說明本設計任務為分離苯一甲苯混合物。 對于二元混合物的分離，應 采用連續(xù)精儲流程。設計中采用泡點進料，將原料液通過預熱器加熱 至泡點后送入精儲塔內。塔頂上升蒸氣采用全凝器冷凝，冷凝液在泡 點下一部分回流至塔內，其余部分經產品冷凝冷卻后送至儲罐。 該物 系屬易分離物系，最小回流比較小，故操作回流比

4、取最小回流比的 2.5倍。塔釜采用間接蒸汽加熱，塔底產品經冷卻后送至儲罐。.操作條件和基礎數(shù)據(jù)操作條件塔頂壓力 常壓4kPa （表壓）進料熱狀態(tài)泡點進料 （q 1）回流比2.5倍基礎數(shù)據(jù)進料中苯含量（質量分數(shù)）50%塔頂苯含量（質量分數(shù)）95%塔釜苯含量（質量分數(shù)）2%生產能力（噸/日）100 （20h/d）.精儲塔的物料衡算苯的摩爾質量M A 78.11 kg / kmol甲苯的摩爾質量 M B 92.13kg / kmol1 / 14苯的各摩爾分率苯的摩爾質量Ma 78.11kg/kmol甲苯的摩爾質量Mb 92.13kg / kmol原料液含苯的摩爾分率0.5/78.11Xf 0.5/7

5、8.11 0.5/92.130.541塔頂含苯的摩爾分率0.95/78.11XD0.9570.95/78.11 0.05/92.13塔底含苯的摩爾分率0.02/78.11Xw0.02/78.11 0.98/92.13一 一22.35 10原料液及塔頂、底苯的平均摩爾質量 原料液平均摩爾質量MF 0.541 78.11 (1 0.541) 92.13 84.54kg/kmol塔頂液平均摩爾質量Md 0.957 78.11 (1 0.957) 92.13 78.71kg/kmol塔底液平均摩爾質量MW 0.0235 78.11 (1 0.0235) 92.13 91.80kg/kmol物料衡算 生

6、產能力：100t/d=5000kg/h進料流量：F 5000 59.14kmol/h 84.54總物料衡算：F D W苯物料衡算：XfF XdD XwW聯(lián)立解得:D 32.73kmol / hW 26.41kmol /h2 / 144,塔板數(shù)的確定理論塔板層數(shù)Nt的求取苯一甲苯屬理想物系，可采用圖解法求理論板層數(shù)。繪苯一甲苯溶液的y-x圖沸點110.6105.7110298.2595.292.489.8287.328582.6181.280.81:氣相組成020.837.250.761.971.379.185.791.295.998100液相組成010203040506070809095100

7、苯一一甲苯體系相平衡曲線圖X（苯）（圖一）最小回流比及操作回流比的確定平均相對揮發(fā)度，回流比與最小回流比之比為 2.5Rnin1 XD(1 Xd)1 Xf1XF1.02操作回流比R 1.02 2.5 2.55精微塔氣、液相負荷的確定3 / 14L RD 2.55 32.73 83.46kmol / hV (R 1)D (2.55 1) 32.73 116.19kmol /h求操作線方程 平衡線方程5x2 3xxy 1 (1)x精微段操作方程VnRXdXn 1R 1 R 10.72xn 1 0.27塔釜氣相回流比Xf XwXd XwR (R 1)- (q 1) 4.42 XD XFXD XF提微

8、段操作方程Vn1 R kn ? 1.23Xn 0.005R R求理論板層數(shù)1）采用圖解法求理論板層數(shù)，如圖二所示（圖二）求解結果為4 / 14總理論塔板數(shù)Nt=11 （包括再沸器）進料板位置NF=5精儲段的理論板數(shù)為4提儲段的理論板數(shù)為6第11塊板為再沸器實際塔板數(shù)的求取塔板效率：0.7精儲段實際板層數(shù)Nj 4/0.7 6提儲段實際板層數(shù)Nt 6/0.7 9實際板數(shù)（不含再沸器）N 6 9 155.精儲塔的塔體工藝尺寸計算塔徑的計算0.3-0.35m已知：塔徑：0.5-0,8m塔板間距：選取塔徑：0,6m塔板間距：0.32m精儲塔有效高度的計算塔頂：0.81.5m 塔釜：2-2.5m塔頂：1.

9、0m 塔釜：2.2m精微段有效高度為Z （N青 1） Ht 6 1 0.32 1.6m提儲段有效高度為Z是（電 1） Ht 9 1 0.32 2.56m精儲塔總高度5 / 14ZwZ提 1.0 2.2 7.36m6精儲塔的工藝條件及有關物性數(shù)據(jù)的計算操作壓力的計算塔頂操作壓力Pd 101.30 4 105.30kpa每層塔板的壓降P0.70kpa進料板壓力Pf 105.30 0.40 6 107.70kpa塔底壓強 Pw 105.300.40 15111.30kpa精微段平均壓強Pm(105.30107.70)/2106.50kpa提儲段平均壓強Pm(107.30111.30)/2109.50

10、kpa操作溫度的計算塔頂溫度tD 80oC塔底溫度tw 100oC進料板溫度tF 97.46oC精微段平均溫度tm (80 97.46) / 2 88.73oC提儲段平均溫度tm(100 97.46)/2 98.73oC平均摩爾質量計算(1)塔頂平均摩爾質量由 Xd y 0.957 ,查圖得 xi 0.90塔頂氣相平均分子量MVDm 0.957 78.11 (1 0.957) 92.13 78.71kg/kmol塔頂液相平均分子量6 / 14LDm0.90 78.11 (1 0.90) 92.13 79.51kg/kmol(2)進料板平均摩爾質量計算由圖解理論板，得yF 0.658, Xf 0

11、.451進料板氣相平均分子量MVm0.65878.11(1 0.658)92.1382.90kg/kmol進料板液相平均分子量M Lm0.45178.11(1 0.451)92.1385.81kg / kmol(3)塔釜平均摩爾質量計算塔釜組成yW 0.0235,xw 0.0264塔釜氣相平均分子量MVwm0.0235 78.11(10.0235)92.1391.80kg / kmol塔釜液相平均分子量M Lwm0.0264 78.11(10.0264)92.1391.76kg / kmol精微段氣相平均分子量MVm 78.71 82.90 /2 80.81kg/kmol精儲段液相平均分子量M

12、Lm 79.51 85.81 /2 82.66kg/kmol提儲段氣相平均分子量MVm (82.90 91.80)/2 87.35kg / kmol提儲段液相平均分子量MLm (85.81 91.76)/2 88.79kg/kmol平均密度計算7 / 146.4.1,氣相組分密度計算由理想氣體狀態(tài)方程計算 精微段氣相平均密度VmPmMvm106.50 80.81RTm8.314 88.73 273.1532.86kg /m提儲段氣相平均密度PmMvmV mRTm109.50 87.358.314 98.73 273.1533.09kg/m6.4.2液相平均密度計算液相平均密度依下式計算，即1/

13、 Lm(1)塔頂液相平均密度的計算有tD 80C,得A 815kg /m3, B 810kg / m3LDm 0.957/815 0.043/8103814.78kg /m(2)進料板液相平均密度的計算有 tF97.46oC,得a =792 kg/m b 790kg / m0.451 78.11進料板液相的質量分率A 0.410.451 78.11 0.549 92.1313LFm790.82 kg/m30.41/ 792 0.59 790(3)塔釜液相平均密度的計算有 tw 100oC ,得8 / 14_ _3_3A=792.5kg/m B 790.3kg/m0.0264 78.110.02

14、0.0264 78.11 0.9736 92.133LWm790.34 kg / m30.02/792.5 0.98 790.3精儲段液相平均密度為Lm (814.78 790.82) / 2 802.8kg/m3提儲段液相平均密度為Lm (790.34 790.82)/2 790.58kg/m3.主要工藝接管尺寸的計算和選取塔頂蒸汽出口管的直徑dv操作壓力為常壓時，蒸汽導管中常用流速12-20m/s,蒸汽管的直徑為dv= J-4Vs-,其中dv是塔頂蒸氣量m2/s,取Uv 15.00m/s,則 Uv軟 4-4.25dv= =0.6m,Uv .3.14 15故選取接管外徑厚度630 20mm回

15、流管的直徑dm塔頂冷凝器械安裝在塔頂平臺時，回流液靠重力自流入塔內，流速Ur可取 0.2-0.5m/s取Ur 0.3m/s,則, 4LR 4 0.011dR=.=0.02m,Uv3.14 0.3故選取接管外徑厚度25 2mm進料管的直徑dF采用高位梢送料入塔，料液速度可取為9 / 14uF 0.4 0.8m/s,取料液速度 uF 0.5m/ s由j4LF (4 0.014 則 dF= JF = J=0.19m Uf 3.14 0.5故選取接管外徑厚度219 14mm塔底出料管的直徑dw一般可選取塔底出料管的料液流速為uw 0.5 1.5m/s,循環(huán)式再沸器取 1.0 1.5m/s本設計實驗取塔

16、底出料管的料液流速為dw=，出=,區(qū)3眄=0.12m uw 3.14 0.8故選取接管外徑厚度133 5.5mm塔頂蒸汽出口管的直徑dv回流管的直徑dm進料管的直徑dF塔底出料管的直徑dw630 20mm25 2mm219 14mm133 5.5mm.設計實驗評論苯是由煤干儲、石油催化裂解、催化重整得到，常含有芳香族同 系物、嚷吩及飽和炫等，常采取精微的方法分離提純苯。苯為無色透 明液體，有芳香族特有的氣味，難用于水。苯的危險特性屬第3.2類中閃點易燃液體。苯的蒸氣對人有強烈的毒性，急性中毒時出現(xiàn)酒醉 狀態(tài)、暈眩、瞳孔放大、網膜出血、皮膚蒼白、體溫和血壓下降、脈 搏微弱，終因呼吸麻痹、痙攣而死亡。工業(yè)上常用作合成燃料、醫(yī)藥、 農藥、照相膠片以及石油化工制品的原料，清漆、硝基纖維的稀釋劑、10 / 14 脫漆劑、樹脂、人造革等溶劑。本設計進行苯和甲苯的分離，采用直徑為 2m的精儲塔，選取效 率較高、塔板結構簡單、加工方便的單溢流方式，并采用了弓