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精馏塔苯和甲苯

作者:高考题库网
来源:https://www.bjmy2z.cn/gaokao
2021-02-08 16:46
tags:

-

2021年2月8日发(作者:jnk)















化工原理课程设计















专业班级



学生姓名



指导教师






















苯—甲苯精馏






食品与生物工程学院































食工


145




















2016




11






23



















































本次课程设计是利用板式精馏 塔分离苯


-


甲苯,采取连续精馏已得到纯


度较高的馏出物,


根据已给出的设计条件,


我们操作条件选取 了泡点进料,


操作


压力选为


4Kpa< /p>


,具体设备选取筛板塔,筛板塔具有结构简单,造价低,效率高


等 优点,但易堵塞,不宜处理粘性大、脏的和带固体粒子的料液。设计过程中根


据要求对精 馏塔的结构尺寸进行了准确计算和相关流体力学校核,


以及接管尺寸

的计算,绘制出了装配图。




工业上对塔设备的主要要求


: (



)



(



)


、液处理量大,即生产能力


大时,仍不致发生大量的雾沫夹带、拦液或液泛等破坏操作的现象。


(



)


操作


稳 定,弹性大,即当塔设备的气


(



)< /p>


、液负荷有较大范围的变动时,仍能在较高


的传质效率下进行稳定 的操作并应保证长期连续操作所必须具有的可靠性。


(



)


流体流动的阻力小,


即流体流经塔设备的 压力降小,


这将大大节省动力消耗,



而降低操作费用。


对于减压精馏操作,


过大的压力降还将使整个 系统无法维持必


要的真空度,最终破坏物系的操作。


(



)


结构简单,材料耗用量小,制造和安


装容易。


(



)


耐腐蚀和不易堵塞,方便操作、调节和检修。


(



)


塔内的滞留量


要小。




实际上


,

任何塔设备都难以满足上述要求


,


因此

,


设计者应根据塔型特点


,


物系性 质


,


生产工艺条件


,

< br>操作方式


,


设备投资


.


操作与维修费用等技术经济评价


以及设计经验等因素

,


依矛盾的主次


,


综合考虑


,


选择适宜的塔型。



关键词:




甲苯



分离过程:精馏塔











Abstract



This


course


is


designed


for


separation


of


benzene


and


methylbenzene


by


distillation column, taking distillate continuous distillation has high purity, according


to the design conditions have been given, we select the operating conditions of bubble


point feed operation pressure is 4Kpa, the specific equipment selection of sieve plate


tower,


plate


tower


has


the


advantages


of


simple


structure,


low


cost,


efficiency


the


advantages, but not easy to be blocked, the viscous, dirty and solid particles of liquid.


According


to


the


requirements


of


the


design


process,


the


structure


size


of


the


distillation


column


was


calculated


and


correlated


with


the


fluid


mechanics


and


the


calculation of the nozzle main requirements of tower equipment industry: (1)


gas


(steam),


liquid


processing


capacity,


production


capacity


is


large,


still


without


entrainment,


a


liquid


blocking


or


flooding


damage


operation


phenomenon.


(2)


the


operation


stability,


flexibility,


i.e.


when


the


tower


equipment


gas


(steam),


liquid


loading


of


a


wide


range


of


changes,


still


can


stabilize


the


operation


in


the


mass


transfer


efficiency


under


the


conditions


of


high


reliability


and


should


ensure


long-term continuous


operation must have


the.(3) the fluid


flow resistance is


small,


the fluid flow through the device of the small pressure drop, which will greatly reduce


the


power


consumption,


thereby


reducing


operating


costs.


For


vacuum


distillation


operation, too much pressure drop will make the entire system can not maintain the


necessary vacuum degree, the ultimate failure of the operation of the system. (4) the


structure


is


simple,


the


material


consumption


is


small,


and


the


manufacture


and


installation


are


easy.


(5)


corrosion


resistance


and


not


easy


to


plug,


convenient


operation, adjustment and maintenance. (6) retention tower to be small.
















< /p>



............................ ..................................


1


Abstract................................. ...........................


2



1




绪论


............................ .............




!


未定义书签。



1.1


概述


................................. ........




!

< p>
未定义书签。



1.2


设 计依据


.................................... .




!


未 定义书签。



第二章设计内容


.... ..................................




!


未定义书签。



2.1


设计内容


.......... ...........................




!


未定义书签。



2.2


精馏塔的设计内容


............. ................



!


未定义书签。



2.3


筛板塔的主要优缺点:


...................... ...................


3


2.4


主要参数表


.......................... .........................


4



第三章



塔的工艺的计算


............................................. ..


5


3.1


精馏塔的物料衡算< /p>


........................................ .....


6


3.2


塔板数的确定



.......... ......................................


6


3.3


精馏段的平均温度计算


.........................................


8


3.4


密度的计算



........... ......................................


10


3.5


液体平均表面张力计算:


......................................


11


3.6


液体平均黏度计算


.......................................... ..


11



第四章



塔体和塔板主要工艺尺寸计算


..................................


13


4.1


塔径

................................................ ........


14


4.2


溢流 装置


..................................... ...............


14


4.3


塔板布置


.............................. ......................


15


4. 4


筛孔率与开口率


.................... ..........................


16



第五章



塔板的流体力学验算


................... .......................


17


5.1


精馏段气体通过筛板压强降相当的液柱高度



.....................


17


5.2


气流穿过板的液层压降相当的液柱高度


..........................


17

5.3


克服液体表面张力压降相当于的液体高度


..... ...................


17


5.4


精馏段雾沫夹带量的计算


................... ...................


17


5.5


精馏段漏液



........... ......................................


18


5.6


精馏段液泛的校核管中清 液层高度:


............................


18



第六章塔板负荷性能图


........................................... ....


19


6.1


漏液线



............. ........................................


19


6.2


液沫夹带线



........... ......................................


19


6.3


精馏段液相负荷上限线< /p>


........................................


20


6.4


精馏段液相负荷下限线< /p>


........................................


20


6.5


精馏段液泛线



.......... .....................................


20


第七章



筒体与封头


................................. .................


22


7.1


主要接管尺寸的选取


....................... ...................


22


7.2


法兰的选取


......................... .........................


23


7.3


封头的选取


................... ...............................


23


第八章



筛板塔工艺设计计算结果汇总


..................................


24



8.1


精馏塔工艺设计汇总



........................................... .


24


8.2


塔附件设计汇总< /p>


........................................ .........


25


参考文献


.................................................. .........


26





........................... ................................


27







1





绪论



1.1


概述





精馏是分离液体混合物最常用的一 种单元操作,


在化工,


炼油,


石油化工 等工


业得到广泛应用。


它通过气,


液两 相多次直接接触和分离,


利用各组分挥发度的


不同,

< p>
使挥发组分由液相向气相传递,


难挥发组分由气相向液相传递,

< p>
是汽液相


之间的传质传热的过程。





根据生产上的不同要求,精馏操作 可以是连续或间歇的


;


有些特殊的物系,还

可以采用恒沸精馏或萃取精馏等特殊方法进行分离。



精馏 过程其核心为精馏塔,


板式塔类型:


气-液传质设备主要分为板 式塔和填料


塔两大类。


精馏操作既可采用板式塔,


也可采用填料塔,


板式塔为逐级接触型气


-液传质设 备,


其种类繁多,


根据塔板上气-液接触元件的不同,


可分为泡罩塔、


浮阀塔、筛板塔、穿流多孔板塔、舌形塔、浮动舌形塔和 浮动喷射塔等多种。板


式塔在工业上最早使用的是泡罩塔


(18 13



)


、筛板塔

(1832



)


,其后,特别是在


本世纪五十年代以后,


随着石油、


化学 工业生产的迅速发展,


相继出现了大批新


型塔板,如

< p>
S


型板、浮阀塔板、多降液管筛板、舌形塔板、穿流式波纹塔板、浮


动喷射塔板及角钢塔板等。


目前从国内外实际使用情况看,

< p>
主要的塔板类型为浮


阀塔、筛板塔及泡罩塔,而前两者使用尤为广泛。精馏 操作既可采用板式塔,也


可采用填料塔,


板式塔为逐级接触型气 -液传质设备,


其种类繁多,


根据塔板上


气-液接触元件的不同,可分为泡罩塔、浮阀塔、筛板塔、穿流多孔板塔、舌形


塔等。


目前从国内外实际使用情况看,


主要的塔板类型为浮阀塔、


筛板塔及泡罩


塔。






塔设备 是最常采用的精馏装置,无论是填料塔还是板式塔都在化工生产过程


中得到了广泛的应用 ,


在此我们作板式塔的设计以熟悉单元操作设备的设计流程


和应 注意的事项是非常必要的。



塔设备一般分为阶跃接触式和连续 接触式两大


类。前者的代表是板式塔,后者的代表则为填料塔。



1.2


设计依据





本设计采用筛板精馏塔,进行苯< /p>


-


甲苯二元物系的分离,精馏塔,原料预热器,

< br>蒸馏釜,再沸器及泵等附属设备。






筛板塔也是传质过程常用的塔设备,它的主要优点有:






1



结构比浮阀塔更简单,


易于加工,


造价约为泡罩塔的


60


%,

< br>为浮阀的


80



左右。






2


)处理能力大,比同塔径的泡罩塔可增加


10



15


%。






3


)塔板效率高,比泡罩塔高


15


%左右。< /p>






4


)压降较低,每板压力比泡罩塔约低


30< /p>


%左右。



筛板塔的缺点是:






1


)塔板 安装的水平度要求较高,否则气液接触不匀。






2


)操作 弹性较小


(



2



3)







3


)小孔 筛板容易堵塞。






















第二章设计内容



2.1


设计内容



1.


设计方案的确定及流程说明。



2.


塔的工艺计算。



3.


塔和塔板主要工艺尺寸的设计。




1


)塔高塔径及塔板结构尺寸的确定 。




2


)塔 板的流体力学验算。




3

< p>
)塔板的负荷性能图



2.2.2


精馏塔的设计内容




①根据分离任务和有关要求确定设计方案




②初步确定精馏塔的结构尺寸




③核算流体力学




④确定塔的工艺结构。




⑤绘制塔板的负荷性能图。



2.2.3


筛板塔的主要优缺点:




筛板塔的主要优点:





1


) 结构比浮阀塔更简单,易于加工,造价约为泡罩塔的


60


%,为 浮阀的


80


%左右。





2


) 处理能力大,比同塔径的泡罩塔可增加


10


< br>15


%。





3


)塔板效率高,比泡罩塔高

15


%左右。



< p>


4


)压降较低,每板压力比泡罩塔约低


30


%左右。




筛板塔的主要缺点是:





1


)塔板安装的水平度要求较高,否则气液 接触不匀。





2


)操作弹性较小


(



2



3)






3


)小孔筛板容易堵塞。







主要物性参数表



1


.苯和甲苯的物理性质



项目





分子式



C


6


H


6



分子量



M


78



11


92



13


沸点





80



1


110



6


临界温度


t


c


,




288



5


318



57


临界压强



Pc,KPa


6833



4


4107



7


甲苯



C


6< /p>


H


5


-CH


3< /p>



2.


常压下苯——甲苯的气液平衡数据



温度,℃



110



56


109



91


108



79


107



61


105



05


102



79


100



75


98



84


97



13


95



58


94



09


92



69


91



40


90



11


88



80


87



33


86



52


85



44


84



40


83



33


82



25


81



11


80



66


80



21


80



01


3


.饱和蒸气压


P


< br>


苯甲苯的饱和蒸气压可用方程求算,即



液相中苯的摩尔分数,


x


气相中苯的摩尔分数,


y


0



00


1



00


3



00


5



00


10



0


15



0


20



0


25



0


30



0


35



0


40



0


45



0


50



0


55



0


60



0


65



0


70



0


75



0


80



0


85



0


90



0


95



0


97



0


99



0


100



0


0



00


2



50


7



11


11



2


20



8


29



4


37



2


44



2


50



7


56



6


61



9


66



7


71



3


75



5


79



1


82



5


85



7


88



5


91



2


93



6


95



9


98



0


98



8


99



61


100



0


lg


p


*


?


A


?


B



t


?


C


式中


t


________


物系温度,℃


P



________


饱和蒸气压,< /p>


Kpa


ABC


______ __


Antoine


常数,其值见附表:



组分





甲苯



4.


苯与甲苯的液相密度


< p>
温度


t





ρ


L


< br>,


kg/m



3


A


6



032


6



078


B


1206



35


1343



94


C


220



24


219



58


80


815


810


90


803.9


800.2


100


792.5


790.3


110


780.3


780.3


120


768.9


770.0 < /p>


ρ


L


甲苯


,


kg/m




5.


液体表面张力


< br>温度


t




80


3


90


20.06


20.59


100


18.85


19.94


110


17.66


18.41


120


16.49


17.31


σ





,


21.27


mN/m


σ


21.69




,


mN/m


6


.液体粘度μ


L



温度


t


,℃



μ




mP< /p>


a


.s


μ


甲苯



mP


a


.s



7


.液体汽化热



温度


t




γ




KJ/Kg


γ


甲苯



KJ/Kg


8


.塔板分块数表



80


394.1


379.9


[4]


80


0.308


0.311


90


0.279


0.286


100


0.255


0.264


110


0.233


0.254


120


0.215


0.228


90


386.9


373.8


100


379.3


367.6


110


371.5


361.2


120


363.2


354.6


塔板分块



3


4


5


6


第三章



塔的工艺的计算



3.1


精馏塔的物料衡算



甲苯摩尔质量:


92


苯摩尔质量:


78


进料口甲苯摩尔分数:




x


D


?



0


.


96


/


78


.


11


?


0


.


966



0


.


96


/


78


.


11


?


0


.


04


/

< p>
92


.


13


x

< p>
F


?



0


.


41


/


78


.


11


?


0

< br>.


450



0

< br>.


41


/


78

< br>.


11


?


0

.


59


/


92

.


13


x


W


?


0


.


01


/


78


.


11


?


0


.


012


0


.


01


/


7 8


.


11


?


0


.


99


/


92


.


13



< /p>


塔顶产品中苯的摩尔分数:


M


F



0.450


×


78. 11+



1-0.450


)×


92.13



85.82Kg/Kmol


M


D



0.966


×


78.11+


1-0.966


)×


92.13



78.59Kg/Kmol


M


W



0.012


×


7 8.11+



1-0.012


)×


92.13



91.96Kg/Kmol< /p>



物料衡算



原料处理量


F


=(

< br>65000/7200


)×


1000

÷


82.821=105.19Kmol/h


总物料恒算


F=D+W



105.19



D



W


D


?


54


.


89


kmol


/


h


,


W


?


74


.


37


k mol


/


h



苯物料恒算



Fx

F


?


Dx


D


?


Wx


W


105.19


×


0.450



0.9 66D+0.012W


联立解得


D



48.30Kmol/h W



56.89Kmol/h



3.2


塔板数的确定


< p>
1.


理论板层数


N


T


的求取



苯-甲苯理想物系,可采取图解求理论板层数





由手册(表


2


)查苯-甲苯物系的气液平衡数据绘出


X-Y



,


见下图。




苯-甲苯物系的气液平衡图





求最小回流比及操作回流比



采用图解 法求最小回流比。在上图中对角线线上,自点


e



0.45



0.45


)作< /p>


垂线


ef


即为进料线(

< br>q


线)


,


该线与平衡线交点坐标 为



y


q


=0.667 x


q


=0.450


故最小回流比为


:


R


min



x


D


?


y


q


y

q


?


x


q


?


0


.


966


?


0


.


667


?


1


.


38



0


.


667


?


0


.


450


可 取操作回流比为


R=2 R


min


=2


×


1.38=2.76




求精馏的气、液相负荷



L=RD



2.76


×


48 .3



133.31Kmol/h


V =(R+1)D



(2.76+1)


×


48.3



181.61Kmol/h


L


?=


L+F



133.31+105.19=238.50Kmol/h


V


?=


V



1 81.61Kmol/h




求操作线方程



精馏段操作线方程



y


?


L


D


184


.


56


66


.


87


x


?


x

< br>D


?


x


?


?


0


.


966


?


0


.


734


x


?


0


.


2 57



V


V


2 51


.


43


251

.


43


提馏段操作线方程




y


'


?< /p>


L


'


W


330< /p>


.


21


78


.< /p>


78


x


'


?


x


W


?


x


'


?


?


0


.


012


?


1


.


313


x


'


?


0


.


004



V


'


V

< br>'


251


.


43


251


.


43




图解法求理论塔板层数



采用图解法求理论板层数,如上图所示。求解结果为



总理论板层数


N


T


=< /p>


12.5(


包括再沸器


)


进料板位置


N


F



6


2.


全塔效率


E< /p>


T


的求取



E


T


=1.17-


0.616lg?< /p>


甲苯



根据塔顶塔底液相组成查图,得塔 平均温度为


95.15


℃,该温度下进液相平

< br>均粘度为:



?


m

< p>
=0.450?



+(1-


0.450) ?


甲苯



=0.450


×


0.267+(1-0.450)


×


0.275


=0.271mPa


·


s




E


T


=1.17-0.616


×


lg0.2 71=0.519



52


< p>


3.


实际板层数的求取



精馏段实际板层数


N


< p>


5/0.52



9.6



10


提馏段实际板层数


N=7.5/0.52-1=14.42-1



14



3.3


精馏段的平均温度计算




精馏塔的工艺条件及有关物性数据计算



以精馏段为例进行计算



1.


操作压力计算(每块塔板压降△


P


< p>
0.7Kpa




塔顶操 作压力


P


D


=101.3+4=105 .3KPa


进料板压力


P


F


=105.3+0.7


×


10=112.3KP a


总压降为△


P


< br>=24



P=24


×0.7=< /p>


16.8 KPa


精馏段平均压力


P< /p>


m


?


P


D


?


P


F


105


.


3


?


112


.


3


?


?

< p>
108


.


8


KPa < /p>


2


2


2.


操作温 度计算(试差法)



*


P


?


P


B


泡点方程:


x


A


?


*



*


P


A

< br>?


P


B


安托尼方程:

< p>
lg


P


*


?


A


?



< br>求塔顶温度


t


D



其中


P=105.3KPa


B



t


?


C



x


D


=y


1


=0.966


查 平衡曲线得


x


1


=0.916



t


D


=82.1< /p>


℃,


ɑ


=2.58



lgP


A



=


A


?


B


1 206


.


35


?


6


.


032


?


?


2


.


04


2


P


A



=110.154KPa


t


?


C


82< /p>


.


1


?


220< /p>


.


24


B


134 3


.


94


?


6


.


078


?


?


1


.


62


3< /p>


P


B



=41.976KPa


t


?


C


82< /p>


.


1


?


219< /p>


.


58


lgP


B



=


A


?


*


P


?


P


B


105


.


3


?


4


1.976



x


A


?


*


?


?


0


.


9


23



*


P


A


?


P

B


11


0.154


?


4


1.976



x


值近似相等,故可认为塔顶温度


t


D

< p>


82.1






求进料板温度

t


F



其中


P=112.3KPa


查平衡曲 线得


x


F


=0.388



t


F


=99.5




lgP


A



=


A


?


B


1206


.


35


?


6


.


032


?


?


2


.


2


591


P


A



=181.589KPa


t


?


C


9


9


.


5


?


220


.


24


B


1343


.


94


?< /p>


6


.


078


?< /p>


?


1


.


8


605


P


B



=72.5271KPa


t


?


C


9


9.5


?


219


.


58


lgP


B



=


A


?


*< /p>


P


?


P


B


112


.


3


?


7


2


.


5271



x


A


?


*


?


?


0


.


3


65



*


P


A


?

P


B


1


81


.


589


?


7


2


.


5271



再设


t


F


=99




lgP


A



=


A


?

< br>B


1206


.


35


?


6


.


032


?


?


2


.

< br>2


532


P


A



=179.6755KPa


t


?


C


9


9


?


220


.


24


B


1343


.


94


?


6


.< /p>


078


?


?


1< /p>


.


85


95


P


B



=72.3549KPa


t


?


C


9


9


?


219


.


58


lgP


B


*< /p>


=


A


?


*


P


?


P


B

< p>
112


.


3


?

< p>
7


2


.


3549



x


A


?


*


?


?


0

< br>.


3


7



*


P


A


?


P


B


17


9


.< /p>


1355


?


7


2


.


3549



再设


t


F


=98.6




lgP


A



=


A


?

B


1206


.


35


?


6


.


032


?


?


2


.

248


P


A



=176.9KPa < /p>


t


?


C


98


.


6


?


220


.


24


B


1343


.


94


?


6< /p>


.


078


?


?< /p>


1


.


854


P


B



=71.4KPa


t


?


C


98< /p>


.


6


?


219< /p>


.


58


lgP


B



=


A


?


*


P


?


P


B


112


.


3


?


71


.


4

< p>


x


A


?


*


?


?


0

.


388


等于


x

< br>F



*


P


A


?


P


B


1 76


.


9


?


7 1


.


4



即进料板温度


t


F


< br>98.6





∴精馏段平均温度


t=(82.4+98.6)/2=90.5




3.


平均摩尔质量计算




塔顶平均摩尔质量计算


< p>


x


D


=y


1


=0.966


,查平衡曲线,得

< br>x


1


=0.916


M


VDm



0.966


×


78.11+(1-0.966)


×


9 2.13



78.59Kg/Kmol


M


LDm



0.916


×


78.11+(1-0.916)


×


92.13



79.29Kg/Kmol


进料板平均摩尔质量计算



由图解理论 板,得


y


F


=0.604

< p>
查平衡曲线,得


x


F


=0 .388


M


VFm


=0.604


×


78.11+



1-0.604



92.13=83.66

< br>Kg/Kmol



0.604



yF


天津大学)


M


LFm


=0.388


×


78.11+(1-0.388)92.13=86.69 Kg/Kmol


精馏段平均摩尔质量



M


Vm


=(78.59+83.66)/2=81.13Kg/Kmol


M


Lm


=(79.29+86.69)/2 =82.99Kg/Kmol



3.4


密度的计算






气相平均密度计算



由理想气体状态方 程计算


,




ρ


vm


=P


m


M


vm


/RT


m


=(108.8


×


81.13)/



8.314


×


(90.8+273.1 5)



=2.92Kg/m


3





液相平均密度计算



液相平均密度计算依下式计算,即



1 /


ρ


Lm


=



a


i


/


ρ


i


1


〉塔顶液相平均密度计算



ρ


B


?


LD

< p>
,


m


?


?


0


.


95


?

< br>?


0


.


05

?


?


3


?


1


?


?


?


?< /p>


?


?


?


?


?


814


.


4


(


kg


/


m


)


?


?


814


.


6


?


?


809


.


6


?


?



t


D

< br>=82.4


℃查得


A


=812. 7Kg/m


3




ρ


=807.9 Kg/m


3


ρ


LDM


=1/ (0.96/812.7+0.04/807.9)=802.5 Kg/m


3



2


〉进料板液相平均密度计算




t


F


=98.6< /p>


℃查得ρ


A


=794.1Kg/m


3



ρ


B


=791.7Kg/m


3


进料板液相的质量分率



α


A



=(0 .388


×


78.11)/



(0.388


×


78.11+0.612


×


92.13)=0.350



ρ


LFM


=1/ (0.35/794 .1+0.65/791.7)=792.5Kg/m


3




∴精馏段液相平均密度为



ρ


Lm


=(812.5+792.5)/2=802.5 Kg/m


3




3.5


液体平均表面张力计算:



液相平均表面张力依下式计算,即



σ


Lm


=



x< /p>


i


σ


i



平均分子量:


x


D


?


y


1


?


0


.


9575


,


得< /p>


x


1


?


0


.


884




塔顶液相平均表面张力的计


算:


< /p>



t


D


=82. 4



,


查表


5


得:



σ


A


=21.24 mN/m


σ


B


=21.42 mN/m


σ


LDm


=0.966


×


21.24+0.034


×


21. 42=21.25 mN/m




进料板液相平均表面张力的计算:




t


F


=98.6



,


查表


5


得:


-


-


-


-


-


-


-


-



本文更新与2021-02-08 16:46,由作者提供,不代表本网站立场,转载请注明出处:https://www.bjmy2z.cn/gaokao/615688.html

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