18216吨每年苯一甲苯连续精馏装置工艺设计_课程设计(编辑修改稿)

18216吨每年苯一甲苯连续精馏装置工艺设计_课程设计(编辑修改稿)内容摘要：

.............20 塔壁面积计算 .................................................................................................................20 塔板面积计算 .................................................................................................................20 ...................................................................................................20 .......................................................................................................20 主要操作费计算（ 10年）（ R1为例） ...............................................................................20 ..............................................................................................................20 过热蒸汽的用量费用 ..................................................................................................20 p...................................................................................21 六、 个人总结及对本设计的评述 ...................................................................................................错误 !未定义书签。 七 、 参 考 文献 ...................................................................................................................................25 一、前言 化工原理课程设计是培养学生化工设计能力的重要教学环节， 是理论系实际的桥梁。 通过 课程设计使我们初步掌握化工设计的基础知识、设计原则及方法 ；学会各种手册的使用方法及物理性质、化学性质的查找方法和技巧； 掌握各种手册的使用方法及物理性质，能画出工艺流程图、塔板结构等图形。 在 设计过程中不 仅要考虑理论上的可行性， 还要考虑生产上的安全性、 经济合 理性。 同时，通过课 程设计，还可以使我们树立正确的设计思想，培养实事求是、严肃认真、高度负责的工作作风。 5 二、设计方案的确定 处理量确定 依设计任务书可知，处理量为 :1500+8*100=2300Kg/h,2300*24*330= 万吨 /年 设计题目与设计进程 该次设计题目为： 万吨 /年苯 — 甲苯连续精馏装置工艺设计。 本次设计为俩周，安排如下：表 21. 进程表 找数据与上课 全部设计计算 画图 写说明书 第一周的周一、二 第一周的周三到周日 第二周的周一到周四 剩余时间 概述 塔设备是炼油、化工、石油化工等生产中广泛应用的气液传质设备。 根据塔内气液接触部件的结构型式，可分为板式塔和填料塔。 板式塔大致可分为两类：有降液管的塔板和无降液管的塔板。 工业应用较多的是有降液管的塔板，如浮阀、筛板、泡罩塔板等。 浮阀塔广泛用于精馏、吸收和解吸等过程。 其主要特点是在塔板的开孔上装有可浮动的浮阀，气流从浮阀周边以稳定的速度水平地进入塔板上液层进行两相接触。 浮阀可根据气体流量的大小而上下浮动，自行调节。 浮阀塔的主要优点是生产能力大，操作弹性较大，塔板效率高，气体压强降及液面落差较小，塔的 造价低，塔板结构较泡罩塔简单 . 二、 装置流程概述 塔设备的工业要求 总的要求是在符合生产工艺条件下，尽可能多的使用新技术，节约能源和成本，少量的污染。 精馏塔对塔设备的要求大致如下： 一：生产能力大：即单位塔截面大的气液相流率，不会产生液泛等不正常流动。 二：效率高：气液两相在塔内保持充分的密切接触，具有较高的塔板效率或传质效率。 三：流体阻力小：流体通过塔设备时阻力降小，可以节省动力费用，在减压操作是时，易于达到所要求的真空度。 四：有一定的操作弹性：当气液相流率有一定波动时，两相均能维持正常 的流动，而且不会使效率发生较大的变化。 五：结构简单，造价低，安装检修方便。 六：能满足某些工艺的特性：腐蚀性，热敏性，起泡性等 . 工艺流程如下 ： 苯与甲苯混合液（原料储罐） → 原料预热器 → 浮阀精馏塔（塔顶： → 全凝器→ 分配器 → 部分回流，部分进入冷却器 → 产品储罐） (塔釜：再沸器 → 冷却器 →产品进入储罐） 流程的说明 本方案主要是采用浮阀塔，苯和甲苯的原料混合物进入原料罐，在里面停留一定的时间之后，通过泵进入原料预热器，在原料预热器中加热到 度，然后，原料从进料口进入到 精馏塔中。 混合物中既有气相混合物，又有液相混合物，这时候原料混合物就分开了，气相混合物在精馏塔中上升，而液相混合物在精馏 6 塔中下降。 气相混合物上升到塔顶上方的冷凝器中，这些气相混合物被降温到泡点，其中的液态部分进入到塔顶产品冷却器中，停留一定的时间然后进入苯的储罐，而其中的气态部分重新回到精馏塔中，这个过程就叫做回流。 液相混合物就从塔底一部分进入到塔底产品冷却器中，一部分进入再沸器，在再沸器中被加热到泡点温度重新回到精馏塔。 塔里的混合物不断重复前面所说的过程，而进料口不断有新鲜原料的加入。 最终，完成苯与甲苯的 分离。 本次设计的要求是先算出最小回流比，然后随意选三个系数得到三个回流比，最后比较那个最好，而不是找出最佳的回流比。 三、精馏塔设计 工艺条件的确定 苯与甲苯的基础数据 表 31 常压下的相平衡数据 温度 /℃ 85 90 95 100 105 /AP kpa /BP kpa 40 46 54 86  x 0 y 0 表 32 苯与甲苯的物理性质 物质 分子式 相对分子量 沸点 /℃ 临界温度 /℃ 临界压力 /Pa 苯 C6H6 甲苯 C7H8 表 33 Antoine 常数值 物质 A B C 苯 甲苯 表 34 苯与甲苯的液相密度 温度 /℃ 80 90 100 110 120 130 3, / ( / )L kg m 苯 815 3, / ( / )L kg m 甲 苯 810 表 35 液体的表面张力 温度 /℃ 80 90 100 110 120 130 //mN m苯 （ ） 7 //mN m甲 苯 （ ） 表 36 液体的黏度 温度 /℃ 80 90 100 110 120 130 /mpa s 苯 /mpa s 甲 苯 表 液体的汽化热  温度 /℃ 80 90 100 110 120  苯 /(KJ/Kg)  甲苯 /(KJ/Kg) 7080901001101200 1 原料液及塔顶、塔底产品的摩尔分率 苯的摩尔质量： MA=甲苯的摩尔质量： MB= xf=()/(+)= xD=()/(+)= xw=()/(+)= 原料液及塔顶、塔底产品的平均摩尔质量 MF=xFMA+(1xF)MB= +（ ） = 8 MD=xDMA+(1xD)MB= +() =MW=xWMA+(1xW)MB= +() = kg/kmol 操作压力选定 最底操作压力：取回流罐物料的温度为 30℃，查手册得 POA =，POB = XD=(P 回 POB)/(POA POB)=,可得 P 回 =. Pmin==+= 取塔顶操作压力 P==*= 物料衡算 原料处理量 F=2300/= kmol/h 总物料衡算 F=D+W= kmol/h ……………… ① 苯物料衡算 = D+ W …… ② 联立①②解得 D= kmol/h W= kmol/h F=2300 kg/h=W=D= 物料 kg/h kg/s 万吨 /年 kmol/h kmol/s F 2300 ` D W 四、塔板数的确定 理论板层数 NT的求取 苯 — 甲苯属理想物系，可采用图解法求理论塔板层数。 ①、由手册查得苯 — 甲 苯物系的气液平衡数据，绘出 xy 图，见图 1 所示。 9 图 1 图解法求理论塔板层数 ②、求最小回流比及操作回流比。 采用作图法求最小回流比。 在图 1 中对角线上，自点 e（ ,） 以及斜率 q/(q1)=0/(01)=0 作直线 ef交平衡线于 q。 q点坐标由图可得 q（ ,） 故，最小回流比为： Rmin=(XDYq)/(YqXq)=()/()= 取操作回流比 为： R== 10 ③、求精馏塔的气、液相负荷。 L=R D= = kmol/h V=(R+1) D= = kmol/h L’ =L+q F=+0 = kmol/h V’ = V+(q1)F=+1 =④、求操作线方程。 精馏段操作线方程为： y=Rx/(R+1)+ xD/(R+1)=(+1)x++ 作出精馏段操作线 ab 与 ef线交于 d点 提馏段操作线为：连接点 c（ ,）及 d 点即为提馏段操作线。 ⑤、图解法求理论板层数，如图 1 所示。 求得结果为： 总理论板层数 NT=16（包括再沸器）。 其中 NT精=8， NT提=7(不包括再 沸器 ) 进料板位置为第 9层。 实际板层数的求取 ． 求平均塔效率 ET 根据苯 甲苯物系 Txy 图可以查出 TF=℃ TD=℃ TW=℃ 4． 2． 1． 精馏段平均塔效率 精馏段的平均温度： Tm=(+)/2=℃ 由安托尼方程 lg PO =AB/(t+C),及相关系数表计算得 对应的 TF=℃ :POA= POB = TD=℃ :POA= POB = TW=℃ :POA= POB = D =W =F =相对挥发度 1  m  m μ L如下： 由 t x y 图查得该温度下 xA=，以及该温度下由表得 μ 苯 =，μ 甲苯 = μ L= xAμ 苯 +（ 1xA）μ 甲苯 = + = 故  μ L=*= 塔效率 ET= =  = 11 4． 2． 1． 提馏段平均塔效率 提馏段的平均温度： Tm=(+)/2=℃ 同上可得出 ET= ． 实际板层数的求取 精馏段的实际板层数 N 精 =8/=， 取 16 精馏段的实际板层数 N 提 =7/=， 取 14 五、精馏塔的工艺条件及有关物性数据的计算 (以精馏段为例 ) 操作压力计算 塔顶操作压力计算 PD= 98kPa 每层塔板压降 △ P= 第二塔板 P1 =98+= 精馏塔进料口上第三板 P2=98+*11= 精馏塔进料口下第二板 P3=98+*15= 操作温度确定 塔顶温度 TD=℃ 进料板温度 TF=℃ 精馏段平均温度 Tm=(+)/2=℃ 第二塔板的温度： T1 =（16  15） =℃ 精馏塔进料口。