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1、 南 京 工 业 大 学 材料工程基础课程设计 设计题目： 集团苯与甲苯精馏厂 专 业： 班 级： 0701 学 号： 姓 名： 几度生 日 期： 2010/7/5 指导教师： 叶旭初 设计成绩： 日 期： 苯甲苯连续精馏塔设计 几度生 目目 录录 第一章第一章 概述概述2 第二章工艺设计计算第二章工艺设计计算3 2.1 板式精馏塔设计任务书3 2.2 工艺流程图3 2.3.全塔总物料衡算4 2.4.理论板计算和实际板数4 2.5.塔内物性数据计算7 2.6.精馏塔塔体工艺尺寸计算11 2.7 塔板流体力学验算18 2.8 塔板负荷性能图22 2.9 筛板塔主要设计参数工艺参数汇总27 第三章
2、第三章 结论结论30 3.1 设计感想30 3.2 参考资料：.30 1 - - - 苯甲苯连续精馏塔设计 几度生 第一章第一章 概述概述 塔设备是化工、炼油生产中最重要的设备之一。塔设备的设计和研究，已经 受到化工行业的极大重视。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。 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
3、经济效益。 筛板塔是扎板塔的一种，内装若干层水平塔板，板上有许多小孔，形状如 筛；并装有溢流管或没有溢流管。操作时，液体由塔顶进入，经溢流管（一部分 经筛孔）逐板下降，并在板上积存液层。气体（或蒸气）由塔底进入，经筛孔上 升穿过液层，鼓泡而出，因而两相可以充分接触，并相互作用。泡沫式接触气液 传质过程的一种形式，性能优于泡罩塔。为克服筛板安装水平要求过高的困难， 发展了环流筛板；克服筛板在低负荷下出现漏液现象，设计了板下带盘的筛板； 减轻筛板上雾沫夹带缩短板间距， 制造出板上带挡的的筛板和突孔式筛板和用斜 的增泡台代替进口堰，塔板上开设气体导向缝的林德筛板。筛板塔普遍用作 H2S-H2O 双温
4、交换过程的冷、热塔。应用于蒸馏、吸收和除尘等。 泡罩塔板是 工业上应用最早的塔板， 它主要由升气管及泡罩构成。 泡罩安装在升气管的顶部， 分圆形和条形两种，以前者使用较广。泡罩有 f80、f100、f150mm 三种尺寸，可 根据塔径的大小选择。泡罩的下部周边开有很多齿缝，齿缝一般为三角形、矩形 或梯形。泡罩在塔板上为正三角形排列。 操作时，液体横向流过塔板，靠溢流 堰保持板上有一定厚度的液层，齿缝浸没于液层之中而形成液封。升气管的顶部 应高于泡罩齿缝的上沿，以防止液体从中漏下。上升气体通过齿缝进入液层时， 被分散成许多细小的气泡或流股，在板上形成鼓泡层，为气液两相的传热和传质 提供大量的界面
5、 泡罩塔板的优点是操作弹性较大，塔板不易堵塞；缺点是结构 复杂、造价高，板上液层厚，塔板压降大，生产能力及板效率较低。泡罩塔板已 逐渐被筛板、浮阀塔板所取代，在新建塔设备中已很少采用。 浮阀塔板具有泡 罩塔板和筛孔塔板的优点，应用广泛。浮阀的类型很多，国内常用的有 F1 型、 V-4 型及 T 型等。浮阀塔板的优点是结构简单、造价低，生产能力大，操作弹性 大， 塔板效率较高。 其缺点是处理易结焦、 高粘度的物料时， 阀片易与塔板粘结； 在操作过程中有时会发生阀片脱落或卡死等现象，使塔板效率和操作弹性下降。 2 - - - 苯甲苯连续精馏塔设计 几度生 第二章工艺设计计算第二章工艺设计计算 2.
6、1 板式精馏塔设计任务书板式精馏塔设计任务书 （一）设计题目 苯甲苯连续精馏塔设计 （二）设计任务及操作条件 1、进精馏塔料液含苯 40%（质量） ，其余为甲苯 2、塔顶馏出液中含苯量不低于 97%（质量） ， 3、塔底釜液中含苯量不高于 2%(质量) 4、平均挥发度为：2.5 4、生产能力：2500 吨/年 5、操作条件 进料温度 25； 回流比，自选； 精馏塔顶压强，4KPa（表压） ； 加热蒸汽，低压蒸气； 单板压降，不大于 0.7kPa； （三）设备型式 连续筛板塔 （四）厂址 南京浦口 （五）设计内容 1、设计方案的确定以及流程说明 2、塔的工艺设计 3、塔和塔板主要工艺尺寸的设计
7、（1） 塔高、塔径、塔板结构尺寸的确定； （2） 塔板的流体力学验算； （3） 塔板的负荷性能图 4、设计结果概要或设计一览表 5、生产工艺流程图以及精馏塔工艺条件图 6、对本设计的评价或有关问题的分析讨论 2.22.2 工艺流程图工艺流程图 3 - - - 苯甲苯连续精馏塔设计 几度生 2.3.全塔总物料衡算全塔总物料衡算 总物料 F = D + W 易挥发组分 FF = DD + WW 若以塔顶易挥发组分为主要产品，则回收率为 100% D W D W 式中 F、D、W分别为原料液、馏出液和釜残液流量，kmol/h； F、D、W分别为原料液、馏出液和釜残液中易挥发组分的摩尔 分率。 3 2
8、85.38/ ,0.974, 0.974 78.11 0.026 92.1378.47/ 258.38 10 3.64/ 78.47 0.974,0.0235,0.44 D D dwf Dkg h x Mg mol Dkmol h xxx 0.440.0235 /()3.64/()8.31kmol/h 0.9740.0235 FW DW xx FD xx 2.4.理论板计算和实际板数理论板计算和实际板数 （1）相平衡方程： 1 (1) x y x （2） 进料线方程（ q线方程） 查表得x=0.4时t=94.09，x= 0.45时t=92.69 由插值法求的x=0.44时 97.92 b t
9、所以此塔为冷夜进料， 25 f t 平均温度为 1 ()58.9 2 fb ttt9 查表得此温度下苯与甲苯的比热容为895 . 1 pa cKJ(., kj(. 1 )817 . 1 pb c 4 - - - 苯甲苯连续精馏塔设计 几度生 1 ) a 0 (1) 1.859 78.11 0.44 1.817 92.13 0.56 157.63/() pmpafpbbf cc M xc Mx kjkmolc 泡点温度下苯和甲苯汽化热为kgkjrkgkjr mbma /96.371,/00.383 平均摩尔汽化热为： a 4 (1) 78.11 0.44371.96 92.13 0.56 10/
10、 afmbbf M xc Mx kj kmol 383.00 3.235 mm rr () 1 pmbf m ctt q t r m r 是时的汽化热，是 b pm c 1 () 2 fb tt 时的比热容 157.631 (92.9725) 11 3235 .33 q 4.031.33 11 f x q qyxx qq 线方程为： （3）操作线方程 2.5 4.031.33, 1 (2.5 1) x qyx x 线方程相平衡方程y= 0.509,0.721 pp xy连列得 min 1.6762.00RR取 （）精馏段 上升蒸汽量： (1)2 13.6410.92VRD（） 下降液体量： L
11、=RD=3.64 2=7.28 操作线方程： 1 2 0.0325 3 nnDn LD yxxx VV 式中 n 精馏段内第n层板下降液体中易挥发组分的摩尔分率； 5 - - - 苯甲苯连续精馏塔设计 几度生 n+1精馏段内第n+1层板上升蒸汽中易挥发组分的摩尔分率。 （）提馏段 上升蒸汽量： (1)10.920.33 8.3113.66VVqF 下降液体量： 7.28 1.33 8.3118.33LLqF 操作线方程 ： 1 18.334.67 13.6613.66 1.3420.0082 mm mw m LW W yxx VV xx x 式中：m 提馏段内第m层板下降液体中易挥发组分摩尔分
12、率； m+1提馏段内第m+1层板上升蒸汽中易挥发组分摩尔分率。 (4)理论版计算 两操作线交点横坐标 (1)(1) 3 0.440.33 0.974 2 1.33 0.4929 FD f Rxqx x Rq 11 0.9740.9374 d yxx 相平衡方程 22 0.95000.8837yx 33 0.91410.8098yx 44 0.86480.7190yx 55 0.80430.6218yx 66 0.73950.5317yx 77 0.67950.4589 f yx x 第七块板为进料板 88 0.60760.3825yx 6 - - - 苯甲苯连续精馏塔设计 几度生 99 0.5
13、0510.2899yx 1010 0.38080.1975yx 1111 0.25680.1214yx 1212 0.15480.0682yx 1313 1414 0.08340.0351 0.03890.0161 w yx yxx （5）实际塔板数 0.245 0 0.49()E 全塔效率为： ， 的取值见后面液体平均粘度计算 0.2450.245 0 0.49()0.492.5 0.2760.538E （） 0 0 6/11.152 13.5846 /14.1015( 12 1527 NE NE N 精 提 实 （）包括再沸器） 2.5.塔内物性数据计算塔内物性数据计算 1.压强计算 塔顶
14、压强表压为 4kpa 所以 101.3254105.325pkpa 顶 单板压降 p=0.7kpa 进料板压力为 105.30.7 12113.7 F pkpa 塔底压力 105.30.7 27124.2kpap 底 p底 1.5atm 塔底压力符合要求 7 114.75kpa m pp 顶底 平均操作压力p - - - 苯甲苯连续精馏塔设计 几度生 2.操作温度计算 25进料 0 25x0.5317 0.531790.59 f tC xt 进料板上一块塔板组成， 查表x=0.50时t=91.40,x=0.55时t=90.11 求的时 0.3825 0.4094.09,x0.3595.58 0.382594.61 x xtt xt 进料板下一块板组成 查表的时时 求得时 塔顶温度 8 0.974,0.9780.66,0.99t80.21 0.97480.57 d xxtx xt
