苯甲苯混合体系分离过程设计.doc
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1、 化工工程设计训练题 目:苯甲苯混合体系分离过程设计 姓 名: 张 招 勤 学 院: 应 用 技 术 学 院 专 业: 石油化工生产技术 学 号: 0 8 1 5 0 1 0 1 4 2 指导教师: 邹 长 军 2023年12月6日一、 设计题目:苯甲苯混合体系分离过程设计二、 设计任务及操作条件1、 设计任务生产能力(进料量): 142103吨/年操作周期 : 30024=7200小时进料组成 : 50%(质量分率,下同)塔顶产品组成 : 99%塔底产品组成 : 2%2、操作条件操作压力 : 常压 (表压)进料热状态 : 泡点进料冷却水 : 20加热蒸汽 : 0.2Mpa塔顶为全凝器,中间泡
2、点进料,连续精馏。3、设备型式 筛板式三、设计内容1、概述2、设计方案的选择及流程说明3、塔板数的计算(板式塔)4、重要设备工艺尺寸设计 板式塔:(1)塔径及提馏段塔板结构尺寸的拟定 (2)塔板的流体力学校核 (3)塔板的负荷性能图 (4)总塔高、总压降及接管尺寸的拟定 5、辅助设备选型与计算(泵、塔顶冷凝器和塔釜再沸器) 6、设计结果汇总 7、工艺流程图 8、设计评述四、图纸规定工艺流程图带控制点(用A4纸)五、设计时间:2023年11月15日至2023年12月10日摘要: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中得到广泛的应用。本设计的题目是苯甲苯混合体系分离过程
3、设计。在拟定的工艺规定下,拟定设计方案,设计内容涉及精馏塔工艺设计计算,塔辅助设备设计计算,精馏工艺过程流程图,设计说明书。关键词:板式塔、苯-甲苯、工艺计算、工艺流程图第一章 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。板式塔塔内装有一定数量的塔盘,是气液接触和传质的基本构件;属逐级(板)接触的气液传质设备,气体自塔底向皮鼓泡或喷射的形式穿不定过塔板上的液层,使气液相密切接触而进行传质与传热,两相的组份浓度呈阶梯变化。填料塔内有一定高度的填料,是气液接触和传质的基本构件,属微分接触型气液传质设备,液体在填料表面呈膜状自
4、上而下流动,气体呈连续相自下而上与液体作逆流流动,并进行气液两相的传质和传热,两相的组份深度或温度沿塔高连续变化1。板式塔在工业上的应用由来已久,发展并演变出了很多类型。通常可以按照塔板有无降液管划分为:(1)有降液管式塔板(也称溢流式塔板或错流式塔板)如泡罩、浮阀、筛板和无降液管式塔板(也称穿流式塔板或逆流式塔板)如穿流式筛板(栅板)、穿流式波纹板。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2。工业上对塔设备的基本规定是:(1)满足工艺规定(2)生产能力大,即气液解决量大(3)压力降小,即流体阻力小(4)操作稳定、操作弹性大(5)效率高,即气液两相充足接触,相际间传热面积大(6
5、)结构简朴、可靠、省材、制造、安装方便,设备成本低(7)耐腐蚀,不易堵塞(8)操作维修方便1。苯的沸点为80.1,熔点为5.5,在常温下是一种无色、味甜、有芳香气味的透明液体,易挥发。苯比水密度低,密度为0.88g/mL,但其分子质量比水重。苯难溶于水,1升水中最多溶解1.7g苯;但苯是一种良好的有机溶剂,溶解有机分子和一些非极性的无机分子的能力很强。 甲苯是最简朴,最重要的芳烃化合物之一。在空气中,甲苯只能不完全燃烧,火焰呈黄色。甲苯的熔点为-95 ,沸点为111 。甲苯带有一种特殊的芳香味,在常温常压下是一种无色透明,清澈如水的液体,密度为0866gcm3,对光有很强的折射作用。甲苯几乎不
6、溶于水,但可以和二硫化碳、酒精、乙醚以任意比例混溶,在氯仿,丙酮和大多数其他常用有机溶剂中也有很好的溶解性。甲苯的粘性为0.6 mPa .s,也就是说它的粘稠性弱于水。 分离苯和甲苯,可以运用两者沸点的不同,采用塔式设备改变其温度,使其分离并分别进行回收和储存。板式筛板塔、浮阀塔都是常用的塔类型,可以根据不同塔各自特点选择所需要的塔。筛板是在塔板上钻有均布的筛孔,呈正三角形排列。上升气流经筛孔分散、鼓泡通过板上液层,形成气液密切接触的泡沫层(或喷射的液滴群)。筛板塔是1932年提出的,塔盘结构由筛孔区、无孔区、降液管及塔板等组成。其优点是结构简朴,制造维修方便,造价低,气体压降小,板上液面落差
7、较小,相同条件下生产能力高于浮阀塔,塔板效率接近浮阀塔。其缺陷是稳定操作范围窄,小孔径筛板易堵塞,不适宜解决粘性大的、脏的和带固体粒子的料液。但设计良好的筛板塔仍具有足够的操作弹性,对易引起堵塞的物系可采用大孔径筛板,故近年我国对筛板的应用日益增多,所以在本设计中设计该种塔型。第二章 流程方案的拟定和说明一、流程示意图原料原料罐原料预热器精馏塔冷凝器冷却器再沸器苯冷却器甲苯储罐甲苯苯的储罐二、加料方式加料分两种方式:泵加料和高位加料。高位加料通过控制液位的高度,可以得到稳定的流量,但规定搭建塔台,增长基础建设费用;泵加料属于强制进料方式,泵加料易受温度的影响,流量不太稳定流速也忽大忽小,影响传
8、质效率。靠重力泊流动方式可省去一笔费用。本次加料选泵加料,泵和自动调节装置配合控制进料。三、 进料状态进料方式一般分为冷液进料、泡点进料、气液混合物进料、露点进料、加热蒸气进料等。冷液进料对分离有利,但会增长操作费用。泡点进料对塔操作方便,不受季节的影响。泡点进料基于恒摩尔流,假定精馏段和提馏段上升蒸气相等,精馏段和提馏段塔径基本相等。由于泡点进料时塔的制造设备较为简朴,而其他方式进料对设备的规定高,设计起来难度相对加大,所以采用泡点进料。四、 冷凝方式选全凝器,塔顶出来的气体温度不高,冷凝后回流液和产品温度不高,无需再次冷凝,且本次分离是为了分离苯与甲苯,且制造设备较为简朴且节省资金,选全凝
9、器。五、 回流方式宜采用重力回流,对于上型塔,冷凝液由重力作用回流入塔。优点:回流冷凝器无需支撑结构。缺陷:回流控制较难安装,但强制回流需用泵、安装费用、电花费用大,故不用强制回流,塔顶上升蒸气采用冷凝冷却回流入塔内。六、 加热方式采用间接加热,由于对同一种进料组成,热状况及回流比得到相同的馏出液组成及回收率时,运用直接蒸气加热时,所需理论塔板数比用间接蒸气要多一些,若待分离的混合液为水溶液,且水是难挥发驵分,釜液近于纯水,这时可采用直接加热方式。由于本次分离的是苯与甲苯混合体系,故采用间接加热。七、 加热器选用管壳式换热器。只有在工艺物料的特性性或工艺条件特殊时才考虑选用其他型式。例如,热敏
10、性物料加热多采用降膜式或者波纹管式换热器或者换热器流路均匀、加热效率高的加热器。八、操作压力 精馏操作压力可分为常压精馏、加压精馏和减压精馏。一般采用常压精馏,压力对挥发度的影响不大。在常压下不能进行分离或达不到分离要示时,采用加压精馏,对于热敏性物质采用减压精馏。当压力较高时,参考塔顶冷凝有利,对塔底加热不利,同时压力升高,相对挥发度减少,管径较小,壁厚增长。本次设计选用是常压作为操作压力。第三章 塔板计算3.1 设计方案的拟定 本设计任务为分离苯甲苯混合物。对于二元混合物的分离,应采用连续精馏流程。设计中采用泡点进料,将原原料液通过预热器加热至泡点后送入精馏塔内。塔顶上升采用全凝器,冷凝液
11、在泡点下一部分回流至塔内,其余问部分经产品冷却器冷却后送至储罐。该物系属于分离物系,最小回流比较小,故操作回流比取最小回流比的2倍。塔釜采用间接蒸气加热,塔底产品经冷却后送至储罐。3.2精馏塔的物料衡算3.2.1原料液及塔顶、塔底产品的摩尔分率1)原料液分率:甲苯的进料摩尔流量: 苯的进料摩尔流量: 总物料摩尔流量: 甲苯的进料摩尔分率: 苯的进料摩尔分率: 2)塔顶产品流量及摩尔分率: 总物料质量流量: 总物料质量守衡: 苯的质量守衡: 由两式联立求解得: 苯的摩尔流量: 甲苯的摩尔流量: 塔顶产品流量: 苯的摩尔分率: 甲苯的进料摩尔分率: 3)塔底产品的流量及分率:苯的摩尔流量: 塔底产
12、品的流量: 苯的摩尔分率: 甲苯的进料摩尔分率: 4)精馏塔的物料衡算表物料衡算表 项目组分摩尔流量(kmol/h)摩尔分率进料苯12624605412甲苯10703404588总计23328010000塔顶苯123695409915甲苯1059300085总计124754710000塔底苯2.550600235甲苯105.992709765总计10854331000033相对挥发度常压下苯甲苯的气液平衡与温度关系温度T/()液相中苯的摩尔分数/x气相中苯的摩尔分数/y110600000010610088021210220200037098603000500952039706189210489
13、07108940592078986807000853844080309148230903095781209500979802100100由于泡点进料q=1,由气液平衡相数据,用内插法求进料温度: 解得: 苯与甲苯的安托尼常数组分ABC苯603112112208甲苯60813452195安托尼方程: 注:po是物质的饱和蒸气压,kPa。 A、B、C是安托尼常数。T是物质的温度,。由安托尼方程求得: 相对挥发度:34最小回流比及回流比由于是饱和液体进料,有q=1,q线为一垂直线,在x-y图上交于一点d,故点d:,根据相平衡方程有:最小回流比: 回流比:35理论塔板数NT精馏段的操作线方程: 提馏段
14、操作线方程: 相平衡方程;联立精馏段操作线方程与进料线q线方程求解得交点E(0.5412,0.675)。理论板计算过程: 由于x8xe,所以第8块板为加料板,第8块板开始改用提馏段计算气相组成。由于x14xW(XW=0.0235),所以第14块板为再沸器,因此全塔共需要理论塔板数NT=13块板。36全塔效率ET1)由苯与甲苯的气液平衡数据作出t-x-y图:根据塔顶、塔釜的气液相组成在t-x-y图上查得: 全塔平均温度:2)平均黏度苯与甲苯的液体黏度温度80901001101200.3080.2790.2550.2330.2150.3110.2860.2640.2540.228在全塔平均温度下的
15、苯与甲苯的黏度:全塔温度下的平均黏度:3)全塔效率:37实际塔板数精馏段实际塔数: 精馏段实际塔数: 全塔实际塔板数: 第四章 设备重要工艺尺寸一、塔径及提馏段塔板结构尺寸1塔径的计算 1)平均摩尔质量的计算进料板平均摩尔质量:由理论塔板数计算得: 塔釜平均摩尔质量:由理论塔板的计算过程可得: 提馏段平均摩尔质量:2)平均密度的计算气相平均密度的计算:由抱负气态方程计算:液相平均密度的计算:塔釜液相平均密度的计算:由,查手册得: 塔釜的液相平均密度: 进料板液相的摩尔质量:由查手册得: 进料板液相的质量分数:进料板的液相密度:提馏段液相平均密度:3)液相平均张力液相平均表面张力依下式计算,即:
16、进料板液相平均表面张力:由查手册得: 塔釜液相平均表面张力:由查手册得: 提馏段液相平均表面张力:4)液相平均黏度液相平均黏度依下式计算,即: 进料板平均黏度:由查手册得: 解得: 塔釜液相平均黏度:由查手册得: 再由: 解得: 提馏段液相平均黏度:5)提馏段的气液相体积流率提馏段气液相负荷: 提馏段的气液相体积流率:6)塔径的计算由,式中C由求取,其中由筛板塔汽液负荷因子曲线图查取,图横坐标为取板间距,板上液层高度,则查筛板塔汽液负荷因子曲线图得取安全系数为0.6,则空塔气速为:按标准塔径圆整后为: 。塔截面积: 实际空速: 2提馏段塔板结构尺寸1)溢流装置地计算因塔径,可选用单溢流弓形降液
17、管,采用凹形受液盘。 堰长根据一般经验,单溢流弓形降液管其,则取: 溢流堰高度液上液层高度how采用弗兰西斯公式:塔的液体流量液流收缩因素查液流收缩系数计算图得: 则: 取板上清液层高度则: 弓形降液管宽度和截面积:由,查弓形降液管参数图得 则: ,验算液体在降液管中停留时间,即:故降液管设计合理。 降液管底隙的流速,则:故降液管底隙高度设计合理。选用凹形受液盘,深度。2)塔板布置塔板的分块塔板分块数表塔径/mm塔板分块数80012003140016004180020235220024006因,故塔板采用分块式,由上表查得塔板分为5块边沿区宽度拟定溢流堰前的安定区域宽度: 溢流堰后的安定区域宽
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