2022年苯—甲苯混合体系分离过程设计方案.docx

精选学习资料 - - - - - - - - - 化工工程设计训练题目：苯甲苯混合体系分别过程设计 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 指导老师：邹长军2022年 12 月 6 日1 / 41 名师归纳总结 - - - - - - -第 1 页,共 41 页精选学习资料 - - - - - - - - - 一、 设计题目：苯甲苯混合体系分别过程设计二、 设计任务及操作条件1、设计任务 生产才能 <进料量）： 14210 3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、设计方案的挑选及流程说明 3、塔板数的运算 <板式塔）4、主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确定 <2）塔板的流体力学校核2 / 41 名师归纳总结 - - - - - - -第 2 页,共 41 页精选学习资料 - - - - - - - - - <3）塔板的负荷性能图 <4）总塔高、总压降及接管尺寸的确定 5、帮助设备选型与运算 <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、图纸要求 工艺流程图带掌握点 <用 A4 纸）五、设计时间： 2022 年 11月 15 日至 2022 年 12 月 10 日3 / 41 名师归纳总结 - - - - - - -第 3 页,共 41 页精选学习资料 - - - - - - - - - 摘要：精馏是分别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 混合体系分别过程设计；在确定的工艺要求下,确定设计方案,设 计内容包括精馏塔工艺设计运算,塔帮助设备设计运算,精馏工艺 过程流程图,设计说明书；关键词：板式塔、苯 - 甲苯、工艺运算、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；依据塔内气液接触部件的结构型式,可分为板式塔和填料塔；板式塔塔内装有肯定数量的塔盘,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,使气液相亲密接触而进行传质与传热,两相的组份浓度呈阶梯变化；填料塔内有肯定高度的填料,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 表面呈膜状自上而下流淌,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,进展并演化出了很多类型；通常可以依据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4 / 41 名师归纳总结 - - - - - - -第 4 页,共 41 页精选学习资料 - - - - - - - - - 等2；工业上对塔设备的基本要求是：1>满意工艺要求 2>生产才能大,即气液处理量大 3>压力降小,即流体阻力小 4>操作稳固、操作弹性大 5>效率高,即气液两相充分接触,相际间传热面积大 6>结构简洁、牢靠、省材、制造、安装便利,设备成本低 7>耐腐蚀,不易堵塞 8>操作修理便利1；苯的沸点为80.1,熔点为5.5,在常温下是一种无色、味甜、有芳香气味的透亮液体,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 的无机分子的才能很强；甲苯是最简洁,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 ；甲苯带有一种特别的芳香味,在常温常压下是一种无色透亮,清亮如 水的液体,密度为 0866gcm 3,对光有很强的折射作用；甲苯几 乎不溶于水,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；分别苯和甲苯,可以利用二者沸点的不同,采纳塔式设备转变其温 度,使其分别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,可以依据不同塔各自特点挑选所需要的塔；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5 / 41 名师归纳总结 - - - - - - -第 5 页,共 41 页精选学习资料 - - - - - - - - - 经筛孔分散、鼓泡通过板上液层,形成气液亲密接触的泡沫层 <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；其优点是结构简洁,制造修理便利,造 价低,气体压降小,板上液面落差较小,相同条件下生产才能高于 浮阀塔,塔板效率接近浮阀塔；其缺点是稳固操作范畴窄,小孔径 筛板易堵塞,不相宜处理粘性大的、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 采纳大孔径筛板,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；其次章流程方案的确定和说明 一、流程示意图冷凝器冷却器苯苯的储罐原 料原 料 罐器原精 馏 塔料预热再沸器冷却器甲苯甲苯储罐二、加料方式6 / 41 名师归纳总结 - - - - - - -第 6 页,共 41 页精选学习资料 - - - - - - - - - 加料分两种方式：泵加料和高位加料；高位加料通过掌握液位 的高度,可以得到稳固的流量,但要求搭建塔台,增加基础建设费 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 稳固流速也忽大忽小,影响传质效率；靠重力泊流淌方式可省去一 笔费用；本次加料选泵加料,泵和自动调剂装置协作掌握进料；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；冷液进料对分别有利,但会增加操作费 用；泡点进料对塔操作便利,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洁,而其他方式进料 对设备的要求高,设计起来难度相对加大,所以采纳泡点进料；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,且本次分别是为了分别苯与甲苯,且制造 设备较为简洁且节约资金,选全凝器；五、 回流方式 宜采纳重力回流,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；缺点：回流掌握较难安装,但强 制回流需用泵、安装费用、电耗费用大,故不用强制回流,塔顶上 升蒸气采纳冷凝冷却回流入塔内；六、 加热方式7 / 41 名师归纳总结 - - - - - - -第 7 页,共 41 页精选学习资料 - - - - - - - - - 采纳间接加热,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,利用直接蒸气加热时,所需理论塔 板数比用间接蒸气要多一些,如待分别的混合液为水溶液,且水是 难挥发驵分,釜液近于纯水,这时可采纳直接加热方式；由于本次 分别的是苯与甲苯混合体系,故采纳间接加热；七、 加热器 选用管壳式换热器；只有在工艺物料的特点性或工艺条件特别 时才考虑选用其他型式；例如,热敏性物料加热多采纳降膜式或者 波纹管式换热器或者换热器流路匀称、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；一般采纳常 压精馏,压力对挥发度的影响不大；在常压下不能进行分别或达不 到分别要示时,采纳加压精馏,对于热敏性物质采纳减压精馏；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,相对挥发度降低,管径较小,壁厚增加；本次设计选用是常压 作为操作压力；第三章塔板运算 3.1 设计方案的确定 本设计任务为分别苯甲苯混合物；对于二元混合物的分别,应采 用连续精馏流程；设计中采纳泡点进料,将原原料液通过预热器加 热至泡点后送入精馏塔内；塔顶上升采纳全凝器,冷凝液在泡点下 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8 / 41 名师归纳总结 - - - - - - -第 8 页,共 41 页精选学习资料 - - - - - - - - - 物系属于分别物系,最小回流比较小,故操作回流比取最小回流比的 2 倍；塔釜采纳间接蒸气加热,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 : nA142100010000.5107.034kmol/h h720092.13苯的进料摩尔流量 : nB1421000100005.126. 246kmol/720078.11总物料摩尔流量：FnAn B107. 034126.246233. 280koml/h甲苯的进料摩尔分率 : xA107. 0340.4588233. 280苯的进料摩尔分率 : xB1x A10458820 .54122）塔顶产品流量及摩尔分率: 总物料质量流量：MF1421000100019722.222kg/h7200总物料质量守衡：MFMDMW 苯的质量守衡：MAMD,AMW,A 由两式联立求解得：M W9962.772kg/h7547kmol/hMDMFMW19722. 2229962.7729759.45kg/h苯的摩尔流量：nD,A9759. 45. 99123.6954kmol/h78.11甲苯的摩尔流量：n D,B9759. 450 .011. 0593kmoi/h92.13塔顶产品流量：Dn D,AnD,B123.69541 .0593124.苯的摩尔分率：xD, A123.69540. 9915124.7547甲苯的进料摩尔分率：x D,B1xD10. 99150. 00859 / 41 名师归纳总结 - - - - - - -第 9 页,共 41 页精选学习资料 - - - - - - - - - 3）塔底产品的流量及分率：苯的摩尔流量：nW,A9962. 7720.022.5509kmol/hkmol/h78. 11塔底产品的流量：WFD233.298124.7547108.5433苯的摩尔分率：xW,A2 .55090.02350 .9765108. 5433甲苯的进料摩尔分率：x W,B1xW,A10 .02354）精馏塔的物料衡算表 物料衡算表工程摩尔流量 <kmol/h）摩尔分率组分进料苯126246 05412 塔顶甲苯107034 04588 总计233280 10000 苯1236954 09915 塔底甲苯10593 00085 总计1247547 10000 苯2.5506 00235 甲苯105.9927 09765 总计1085433 10000 33 相对挥发度 常压下苯甲苯的气液平稳与温度关系温度 T/<）液相中苯的摩尔分数 /x 气相中苯的摩尔分数 /y 1106 000 000 1061 0088 0212 1022 0200 0370 986 0300 0500 952 0397 0618 921 0489 0710 10 / 41 名师归纳总结 - - - - - - -第 10 页,共 41 页精选学习资料 - - - - - - - - - 894 0592 0789 868 0700 0853 844 0803 0914 823 0903 0957 812 0950 0979 802 100 100 由于泡点进料 q=1,由气液平稳相数据,用内插法求进料温度：解得：tF900.4890.3970. 54120 .397. 34192.195.2Ft95.2C苯与甲苯的安托尼常数组分A B C 6031 1211 2208 苯甲苯1345 608 2195 安托尼方程：lg p A BT C注：p o 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：pA137. 721 kPapB54.827kPa相对挥发度：pA137 .7212.512pB54. 82734 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：x dxF0 .5412,依据相平稳方程有：11 / 41 名师归纳总结 - - - - - - -第 11 页,共 41 页精选学习资料 - - - - - - - - - y d1xF1x F12.5120 . 54120 .74762.51210 .5412最小回流比：Rminx Dyd0. 99150 .74761 .182y dx d0. 74760 .5412回流比：R2Rmin21. 1822.36435 理论塔板数 NT 精馏段的操作线方程：y n1RR1x nR11x D22.3641xn2 .110 . 99150. 7027xn0.2947. 364364提馏段操作线方程：y n1RRDqFqFxn_R1 FDqFxw1. 2586xn0 .0061 D1D 1相平稳方程；y1x1）x12.512xx1 .512联 立 精 馏 段 操 作 线 方 程 与 进 料 线 E0.5412,0.675>；理论板运算过程 : y1xD0.9915相平稳x10.9789y20. 9825相平稳x20 .9571y30. 9672相平稳x30 .9215y40. 9422相平稳x40 .8664y50. 9035相平稳x50 .7884y60. 8487相平稳x60 .6907y70. 7800相平稳x70 .5853y80. 7076相平稳x80 .4887q 线 方 程 求 解 得 交 点由于 x8<xe,所以第 8 块板为加料板,第 8 块板开头改用提馏段运算气12 / 41 名师归纳总结 - - - - - - -第 12 页,共 41 页精选学习资料 - - - - - - - - - 相组成；y90.6090相平稳x90 .382714 块板为再沸器,因此全塔y100 .4631相平稳x100.2556y110 .3157相平稳x110.1152y120.1893相平稳x120. 0850y130 .10089相平稳x130. 0428y140 .0478相平稳x140.0196由于x14<xWX W=0.0235>,所以第共需要理论塔板数NT=13 块板；36 全塔效率 ET1）由苯与甲苯的气液平稳数据作出 t-x-y 图：依据塔顶、塔釜的气液相组成在 t-x-y 图上查得：tD80.30CtW108.89C全塔平均温度 : TtD2tW80. 30108.8994.595C22）平均黏度苯与甲苯的液体黏度温度80 90 100 110 120 13 / 41 名师归纳总结 - - - - - - -第 13 页,共 41 页精选学习资料 - - - - - - - - - L,苯/mPa.s0.308 0.279 0.255 0.233 0.215 L,甲苯/mPa.s0.311 0.286 0.264 0.254 0.228 在全塔平均温度下的苯与甲苯的黏度：L,苯0.2679mPa. sL,甲苯0.2759mPa. s全塔温度下的平均黏度：m05142苯0 . 4588甲苯0 . 27153）全塔效率：ET0.170. 616lgm0 .518837 实际塔板数精馏段实际塔数 : N 精NT 精0714ET0. 5188精馏段实际塔数 : N 提NT 提612ET0.5188全塔实际塔板数 : NNT1326ET. 5188第四章设备主要工艺尺寸 一、塔径及提馏段塔板结构尺寸1 塔径的运算 1）平均摩尔质量的运算 进料板平均摩尔质量：由理论塔板数运算得：yF00.706xF0.4887/kmol 1.70692. 1382. 232kgMVFm0 .70678.11MLDm0. 488778 .11 10 .488792 .1385.278kg/kmol塔釜平均摩尔质量：由理论塔板的运算过程可得：y130. 10098x130 .04214 / 41 名师归纳总结 - - - - - - -第 14 页,共 41 页精选学习资料 - - - - - - - - - MVWm0.1009878.1110.1009892.1390.714kg/kmolMLWm0.042878.11 10 .042892. 1391.529kg/kmol提馏段平均摩尔质量：MVm82.232290.71486. 473kg/kmolMLm91. 52985.27888.403kg/kmol22）平均密度的运算气相平均密度的运算 : 由抱负气态方程运算 : vmpmMvm8 .101.32586.473152 .827kg/m3RTm31499.61273.液相平均密度的运算 : 塔釜液相平均密度的运算：由tW108.89C,查手册得：A781 . 654 kg/3 mB781 . 41 kg/3 m塔釜的液相平均密度：LDm0 .99781.10.01781. 41781.652kg/m3654进料板液相的摩尔质量：由t90.341查手册得：803.511 kg 799 . 862 kg进料板液相的质量分数：A0. 48870.488778.1192.130.447678. 110.5113进料板的液相密度：LFM0 .4476803.51110 .5524799.862801. 491 kg/3 m提馏段液相平均密度：15 / 41 名师归纳总结 - - - - - - -第 15 页,共 41 页精选学习资料 - - - - - - - - - LM801.4912781.652791.574kg/3 m3）液相平均张力 液相平均表面张力依下式运算,即：Lmin1x ii进料板液相平均表面张力：由t90.341查手册得：A20.018 mN/mB20.5678mN/mLFm20.01820.567820.2929mN/m2塔釜液相平均表面张力：由tw108. 89C查手册得：A17. 7921 m N/mB18 .5798m N/m18. 1859m N/mLW m17. 7921218. 5798提馏段液相平均表面张力：Lm20.2929218. 185919.2394m N/m4）液相平均黏度 液相平均黏度依下式运算,即：lgLmx lgi进料板平均黏度：由t90.341查手册得：A00. 278mPs.aB0.285mPa .slg. 285lgLFm0. 4887lg0. 2780. 5113解得：LFm0 .282mPa . S塔釜液相平均黏度：由tw108. 89C查手册得：A0. 235mPa s.B0 .255mPa . slgLWm再由: 0 .0428lg0. 2350 .9572lg0.25516 / 41 名师归纳总结 - - - - - - -第 16 页,共 41 页精选学习资料 - - - - - - - - - 解得：LWm0.254mPa .S提馏段液相平均黏度：Lm0. 25420.2820 .268mPa . S5）提馏段的气液相体积流率提馏段气液相负荷：L'RDF528 .2kmol/hV（R1D419 .675 kmol/h提馏段的气液相体积流率：V sVMvm419.67586.47303 .5659m3/S3600vm36002.827LsLMLm5282.88. 403.0164m3/S3600Lm3600791.5716）塔径的运算由umaxCLVV,式中 C 由CC20L.02求取,其中C20由筛板塔汽液负20荷因子曲线图查取,图横坐标为LhL1 20 . 01643600 3600791 . 591 .2 282712.0 0856/sV hV3 . 5659取板间距H T0 6. m,板上液层高度hL.0 08 m,就HTh L0 6.0 . 080 . 52 m查筛板塔汽液负荷因子曲线图得C200 . 115C0 . 115L0.20. 11519 . 2394200.2.011420u maxCLVV0 . 114791 . 5712 . 8271 . 906 m.2 827取安全系数为 0.6,就空塔气速为：u.0 6umax.0 61 . 906.11436 m/s17 / 41 名师归纳总结 - - - - - - -第 17 页,共 41 页精选学习资料 - - - - - - - - - D4 V S43 . 56591 . 89 mu.3141 . 1436按标准塔径圆整后为：D2m；2塔截面积：AT4D23.14223.14m4实际空速：uV S3 . 56591 . 1356 m/sA T3 . 142 提馏段塔板结构尺寸1）溢流装置地运算因塔径D2 m,可选用单溢流弓形降液管,采纳凹形受液盘； 堰长依据一般体会,单溢流弓形降液管其lw0 .608.D,就取：l w0 . 7D0 . 72.14 m溢流堰高度hw液上液层高度 how 采纳弗兰西斯公式：h ow2. 84ELh231000lwL 塔的液体流量 E 液流收缩因素查液流收缩系数运算图得：E1m就: how2.8410. 016443600230.035710001 .取板上清液层高度hL80 mm就: h wh Lh ow0 . 080 . 03570 . 0443 m 弓形降液管宽度W 和截面积A ：由lw0.7,查弓形降液管参数图得D18 / 41 名师归纳总结 - - - - - - -第 18 页,共 41 页精选学习资料 - - - - - - - - - Af0. 092Wd0. 151ATD就：Af.0 092.3 140 . 289 m2,Wd0 . 1512.0302 m验算液体在降液管中停留时间,即：3600AfHT36000 . 2890 6.10 .57 s5 sLh0 . 01643600故降液管设计合理； 降液管底隙的流速 u ' 0 .0 35 m / s,就：h 0 L h 0 . 0164 3600 0 . 0334 m3600 l w u ' 0 3600 .1 4 .0 35hw h 0 0 . 0443 .0 0334 .0 0109 m .0 006 m故降液管底隙高度设计合理；选用凹形受液盘,深度h w80 mm；2>塔板布置塔板的分块塔板分块数表因D800塔径/mm 塔板分块数80012003 140016004 180020005 220024006 mm,故塔板采纳分块式,由上表查得塔板分为5 块边缘区宽度确定溢流堰前的安定区域宽度：Ws.0 08 m溢流堰后的安定区域宽度：W s0 . 06 m无效区：Wc.0 05 m19 / 41 名师归纳总结 - - - - - - -第 19 页,共 41 页精选学习资料 - - - - - - - - - 开孔区面积开孔区面积A 运算为：2 xr2x2180r2sin1x0. 6182.17m2Aar其中xD WdW s10. 3020.08 0.618m2rDW c10 . 050. 95m.61823.140 .952arcsin2故Aa20. 6180.95201800 .95筛孔运算及其排列筛孔直径：由于处理物无腐蚀性且不易堵塞,故取筛孔径dO8 mm筛板厚度：选用4 mm的碳钢板孔中心距：t2.5do20mm筛孔排列 : 筛孔排列按正三角形排列筛孔数：n1. 55Aa1 .552. 1784092t0. 022开孔率 : 0 .907do 2 t2100%14.51%气体通过筛孔的速度u0V s3 . 565911 .317 m/sA 0.0 14512 . 1720 / 41 名师归纳总结 - - - - - - -第 20 页,共 41 页精选学习资料 - - - - -