年产30000吨苯工艺设计毕业设计(编辑修改稿)

年产30000吨苯工艺设计毕业设计(编辑修改稿)内容摘要：

60 80 100 120 苯 3/kg m 甲苯 3/kg m 表 23 苯、甲苯的表面张力 温度℃ 0 20 40 60 80 100 120 苯 /mNm 甲苯 /mNm 表 24 苯、甲苯的摩尔定比热容 温度℃ 0 50 100 150 苯 / ( )kJ kmol k 甲苯 / ( )kJ kmol k 表 25 苯、甲苯的汽化潜热 温度℃ 20 40 60 80 100 120 苯 /kJ kg 甲苯 /kJ kg 第二章 塔板的工艺设计 5 精馏塔的物料衡算 （ 1）原料液及塔顶、塔底产品的摩尔分率 苯的摩尔质量  /kg kmol 甲苯的摩尔质量 BM = /kg kmol 0 . 4 5 7 8 . 1 1x 0 . 4 9 10 . 4 5 7 8 . 1 1 0 . 5 5 9 2 . 1 3F kg/kmol 0 . 9 9 7 8 . 1 1x 0 . 9 9 20 . 9 9 7 8 . 1 1 0 . 0 1 9 2 . 1 3D kg/kmol w 0 . 0 1 7 8 . 1 1x = =0 . 0 1 20 . 0 1 7 8 . 1 1 0 . 9 9 9 2 . 1 3kg/kmol （ 2）原料液及塔顶、塔底产品的平均摩尔质量 MF= +() = MD= +() = MW= +() =（ 3）物料衡算 原料处理量 30000 吨苯， 1 年 310 天，每天 24 小时计算。 30000000 4 7 .3 08 5 .2 5 3 1 0 2 4F = 总物料衡算 D+W= 苯物料衡算 =+ 联立解得 W= D=式中 F原料液流 量 D塔顶产品量 第二章 塔板的工艺设计 6 W塔底产品量 塔板数的确定 由文献 [1]中苯与甲苯的汽 液平衡组成可以找出 10 1021  m 算出。 如 表 26 苯 — 甲苯（ ）的 txy 相平衡数据 苯摩尔分数 温度℃ 苯摩尔分数 温度℃ 液相 气相 液相 气相 1 =BABA yy xx // = )( )(  = 同理可算出其它的  从而推出 m 所以平衡线方程xxxxy )1(1   因为 q=1 即 Fe x 7 0  y e m in0 . 9 9 0 . 7 0 7 1 . 40 . 7 0 7 0 . 4 9D eeeyxR y x    取操作回流比。 R== 2 3 4 5 6 7 8 9 10 第二章 塔板的工艺设计 7 求精馏塔的气、液相负荷 L=RD==V=(R+1)D=(+1)=V39。 =(R+1)D(1q)F=(+1)= kg/kmol(泡点进料： q=1) L39。 =RD+qF=+= 求操作线方程 （ 1）精馏段操作线方程为： 1 11y DnnRRRxx = 1 0. 67 7 0. 32nnyx  提馏段操作线方程为 : 1 39。 1 . 3 3 7 0 . 0 0 439。 39。 wn n nWxLy x xVV     （ 2）逐板法求理论板 相平衡方程 axy= 1 a1 x（ ） 解得 =1  变形得 yx= 用精馏段操作线和相平衡方程进行逐板计算 1 = ， 11 11yx = = 0 .9 8y a 1y （ ） 2y = 1x +=， 2 yx = = y 3y = 2x +=， 3 yx = = y 4y = 3x +=， 4 yx = = 7 7 y 第二章 塔板的工艺设计 8 5y = 4x +=， 5 yx = = y 6y = 5x +=， 6 yx = = y 7y = 6x +=, 7 yx = = y 8y = 7x +=, 8 yx = = y 9y = 8x +=, 9 yx = = y 因为， 9x =＜ fx = 故精馏段理论板 n=8，用提留段操作线和相平衡方程继续逐板计算 10y = 9x =， 10 yx = = 0 .4 1 72 .4 7 1 .4 7 y 11y = 10x =， 11 yx = = 0 .3 3 42 .4 7 1 .4 7 y 12y = 11x =， 12 yx = = 0 .2 4 32 .4 7 1 .4 7 y 13y = 12x =， 13 yx = = 7 7 y 14y = 13x =， 14 yx = = 0 .0 9 72 .4 7 1 .4 7 y 15y = 14x =， 15 yx = = 0 .0 5 42 .4 7 1 .4 7 y 16y = 15x =， 16 yx = = 28 7 7 y 第二章 塔板的工艺设计 9 17y = 16x =，17 yx = = y 因为 17x =＜ wx = 所以总理论板数为 17 块（包括再沸器），第 8 块板上进料。 全塔效率的计算 查文献得，塔顶温度 DT =℃，塔釜温度 WT =110℃，全塔平均温度 Tm =℃ 分别查得苯、甲苯在平均温度下的粘度 A =()， B =() 平均粘度由公式，得 m = + = 全塔效 TE 0 . 2 4 50 . 4 9 ( 0 . 2 6 9 2 . 5 ) 0 . 5 3 7TE     求实际板数 精馏段实际板层数 = 9 =17N精 提馏段实际板层数 = 8 =15N提 第二章 塔板的工艺设计 10 精馏塔的工艺条件及有关物性数据的计算 （ 1）操作压力计算 塔顶操作压力 P＝ kPa 每层塔板压降 △ P＝ kPa 进料板压力 PF ＝ + 17＝ 塔底操作压力 PW = kPa 精馏段平均压力 Pm1 ＝（ +）／ 2＝ 提馏段平均压力 Pm2 =（ +） /2 = kPa （ 2）操作温度计算 依据操作压力，由泡点方程通过试差法计算出泡点温度，其中苯、甲苯的饱和蒸气压由安托尼方程计算，计算过程略。 计算结果如下： 塔顶温度 tD =℃ 进料板温度 tF ＝ 90℃ 塔底温度 TW =110℃ 精馏段平均温度 tm =（ +90） /2 = ℃ 提馏段平均温度 mt =（ +110） /2 =℃ （ 3）平均摩尔质量计算 塔顶平均摩尔质量计算 由 xD=y1=,代入相平衡方程得 x1= Mm,DL= +（ ）  =( kmolkg ) Mm,DV= +（ ）  =( kmolkg ) 进料板平均摩尔质量计算 由上面理论板的算法，得 yF ＝ ， xF ＝ Mm,FV= +（ ）  =( kmolkg ) Mm,FL= +（ ）  =( kmolkg ) 塔底平均摩尔质量计算 由 xw=,由相平衡方程，得 yw= Mm,WV= +（ ）  =( kmolkg ) 第二章 塔板的工艺设计 11 Mm,WL= +（ ）  =( kmolkg ) 精馏段平均摩尔质量 Mvm =2 =( kmolkg ) Mlm = 2  =( kmolkg ) 提馏段平均摩尔质量 Mvm =2 =( kmolkg ) Mlm = 2  =( kmolkg ) （ 4） 平均密度计算 ①气相平均密度计算 由理想气体状态方程计算，精馏段的平均气相密度即 vm =MMRTPV = ) 7 (3 1 2 9 0 7   =( 3mkg ） 提馏段的平均气相密度 ，vm =MMRTPV = ) 7 1 1 5  （ =( 3mkg ） ②液相平均密度计算 液相平均密度依下式计算，即 LBBAA aa1llm  塔顶液相平均密度的计算 由 tD＝ ℃，查文献 【 2】 得 )( 3mkgA  ； )( 3mkgB  塔顶液相的质量分率 aAD = )9 9 9 9  （ 第二章 塔板的工艺设计 12  LDM = ）（  =( 3mkg ） 进料板 液相平均密度的计算 由 tF＝ 90℃ ，查文献得 )( 3mkgA  ； )( 3mkgB  进料板液相的质量分率 aAF = )4 9 9 9 1..0  （  LFM = ）（  =( 3mkg ） 塔底液相平均密度的计算 由 tw＝ ℃，查文献得 )( 3mkgA  ； )( 3mkgB  塔底液相 的质量分率 aAF = 1 )    （ mLW = ）（  =( 3mkg ） 精馏段液相平均密度为 1lm = 2  = 提馏段液相平均密度为 2mL = 2  = (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 Lm = iix 塔顶液相平均表面张力的计算 由 tD＝ ℃，查文献得 111)( ,   mmNmmNmmNL D M LBLA  进料板液相平均表面张力的计算 第二章 塔板的工艺设计 13 由 tF＝ 90℃，查文献得 111)4 8 ( 8 ,   mmNmmNmmNL F M LBLA  塔底液相平均表面张力的计算 由 tW＝ ℃，查手册得 1114 1 )0 0 2 ( 0 2 ,   mmNmmNmmNL F M LBLA  精馏段 液相平均表面张力为 11  mmNLM 提馏段液相平均表面张力为 12 4 1  mmNLM (6) 液体平均粘度计算 液相平均粘度依下式计算，即 μ Lm=Σ xiμ i 塔顶液相平均粘度的计算 由 tD＝ ℃，查文献得 sam samBA    L D M  samL D M  3  进料板液相平均黏度的计算 由 ℃90Ft 查文献得： sam samBA   31 30  同理可得 samL F M   由 ℃Wt 查文献得： sam samBA   24 23  同理可得 samL W M  2 4  第二章 塔板的工艺设计 14 精馏塔的塔体工艺尺寸计算 塔径的计算 塔板间距 HT 的选定很重要，它与塔高、塔径、物系性质、分离效率、塔的操作弹性，以及塔的安装、检修等都有关。 可参照下表 【 3】 所示经验关系选取。 表 27 板间距与塔径关系 塔径DT， m ～ ～ ～ ～ ～ 板间距HT， mm 200～300 250～350 300～450 350～600 400～600 对精馏段： 初选板间距，取板上液层高度 mhL  精馏段气液相体积流率为 精馏段 13111 6 0 0 2 9 6 0 0  smMVVVMVMS  13111 0 0 1 0 63 6 0 0 6 0 0  smMlLLMlMS  提馏段 13222  s。