2022年苯甲苯连续精馏浮阀塔设计方案.docx
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1、精选学习资料 - - - - - - - - - 1 苯-甲苯连续精馏浮阀塔设计 1课程设计的目的 课程设计是 “化工原理 ”课程的一个总结性教案环节,是培育同学综合运用本门 课程及有关先修课程的基本学问去解决某一设计任务的一次训练,在整个教案 方案中它也起着培育同学独立工作才能的重要作用,通过课程设计就以下几个 方面要求同学加强训练 1查阅资料选用公式和搜集数据的才能 2树立既考虑技术上的先进性与可行性,又考虑经济上的合理性,并留意到操 作时的劳动条件和环境爱护的正确设计思想,在这种设计思想的指导下去分析 和解决实际问题的才能;3快速精确的进行工程运算 包括电算)的才能;4用简洁文字清楚表达
2、自己设计思想的才能;2 课程设计题目描述和要求 精馏是分别液体混合物 含可液化的气体混合物)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应用;精馏过程在能量剂驱动下 % 原料处理量:质量流量 =10-0.1*学号) t/h 单号 产品要求:质量分率: xd=98%,xw=2% 单号 xd=96%,xw=1% 双号 2 工艺操作条件如下: 10+0.1*学号) t/h 双号 常压精馏,塔顶全凝,塔底间接加热,泡点进料,泡点回流,R=1.22)Rmi n; 3课程设计报告内容 3.1 流程示意图冷凝器 塔顶产品冷却器 苯的储罐 苯 回流 原料 原料罐 原料预热器 精馏塔回流 再沸
3、器 塔底产品冷却器 甲苯的储罐 甲苯 3.2 流程和方案的说明及论证1 / 10 名师归纳总结 - - - - - - -第 1 页,共 10 页精选学习资料 - - - - - - - - - 3.2.1 流程的说明 第一,苯和甲苯的原料混合物进入原料罐,在里面停留肯定的时间之后,通过 泵进入原料预热器,在原料预热器中加热到泡点温度,然后,原料从进料口进 入到精馏塔中;由于被加热到泡点,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
4、到塔顶产品冷却器中,停留肯定的时间然后 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,而进料口不断有新奇原料的加入;最终,完成苯与甲苯的分别;3.2.2 方案的说明和论证 本方案主要是采纳浮阀塔;精馏设备所用的设备及其相互联系,总称为精馏装置,其核心为精馏塔;常用 的精馏塔有板式塔和填料塔两类,通称塔设备,和其他传质过程一样,精馏塔 对塔设备的要求大致如下: 3 一:生产才能大:即单位塔截面大的气液相流率,不会产生液泛等不正常
5、流 动;二:效率高:气液两相在塔内保持充分的亲密接触,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,可以节约动力费用,在减压操 作是时,易于达到所要求的真空度;四:有肯定的操作弹性:当气液相流率有肯定波动时,两相均能维护正常的流 动,而且不会使效率发生较大的变化;五:结构简洁,造价低,安装检修便利;六:能满意某些工艺的特性:腐蚀性,热敏性,起泡性等;而浮阀塔的优点正 是:而浮阀塔的优点正是:1生产才能大,由于塔板上浮阀支配比较紧凑,其开孔面积大于泡罩塔板,生 产才能比泡罩塔板大 20%40%,与筛板塔接近;2操作弹性大,由于阀片可以自由升降以适应气量的变化,因此维护
6、正常操作 而答应的负荷波动范畴比筛板塔,泡罩塔都大;3塔板效率高,由于上升气体从水平方向吹入液层,故气液接触时间较长,而 雾沫夹带量小,塔板效率高;4气体压降及液面落差小,因气液流过浮阀塔板时阻力较小,使气体压降及液 面落差比泡罩塔小;5塔的造价较低,浮阀塔的造价是同等生产才能的泡罩塔的 50%80%,但是 比筛板塔高 20%30;但是,浮阀塔的抗腐蚀性较高防止浮阀锈死在塔板上),所以一般采纳不锈钢作成,致使浮阀造价昂贵,推广受到肯定限制;随着科学技术的不断进展,各 种新型填料,高效率塔板的不断被研制出来,浮阀塔的推广并不是越来越广;2 / 10 名师归纳总结 - - - - - - -第 2
7、 页,共 10 页精选学习资料 - - - - - - - - - 近几十年来,人们对浮阀塔的争论越来越深化,生产体会越来越丰富,积存的设计数据比较完整,因此设计浮阀塔比较合适;3.3 设计的运算与说明 4 3.3.1 全塔物料衡算 依据工艺的操作条件可知:料液流量 F=10-0.5*19)t/h=2.25Kg/s =94.285Kmol/h 料液中易挥发组分的质量分数 xf =流量 D=41.067 Kmol/h=0.89Kg/s;塔底产品 釜液 流量 W=53.218Kmol/h=1.360 Kg/s;3.3.2分段物料衡算 lgPa*=6.02232-1206.350/t+220.237
8、 安托尼方程 lgPb*=6.07826-1343.943/t+219.377 安托尼方程 xa=P 总-Pb*/Pa*-Pb* 泡点方程 依据 xa从化工原理 P204表61查出相应的温度 依据以上三个方程,运用试差法可求出 Pa*,Pb* 当 xa=0.395 时,假设 t=92 Pa*=144.544P,Pb*=57.809P, Pa*=100.432P,Pb*=38.904P, 当 xa=0.98 时,假设 t=80.1 当 xa=0.02 时,假设 t=108 Pa*=222.331P,Pb*=93.973P, t=92,既是进料口的温度,t=80.1是塔顶蒸汽需被冷凝到的温度,t=
9、108是釜液需被加热的温度;依据衡摩尔流假设,全塔的流率一样,相对挥发度也一样;a=Pa*/Pb*=144.544P/57.809P =2.500x=2.500x/1-xf/a-1 1.426,所以 R=1.5Rmin2.139,所以精馏段液相质量流量 LKg/s RD2.139*0.89=1.904,精馏段气相质量流量 VKg/sR+1D3.139*0.89=2.794,所以,精馏段操作线方程 yn+1=R*xn/R+1+xd/R+1 =0.681xn+0.311 由于泡点进料,所以进料热状态 q=1 所以,提馏段液相质量流量 LKg/sL+qF 1.904+1*2.25=4.154,提馏段
10、气相质量流量 VKg/sV-1-qF2.794;所以,提馏段操作线方程 ym+1= Lxm/ V-Wxw/ V 3 / 10 名师归纳总结 - - - - - - -第 3 页,共 10 页精选学习资料 - - - - - - - - - =1.487xm-0.008 3.3.3 理论塔板数的运算1)联立精馏段和提馏段操作线方程解得 0.9514 其次板 y2=0.681x1+0.311 0.9592 x2=y2/y2+a1-y2 0.9039 第三板 y3=0.681x2+0.311 0.9268 x3=y3/y3+a 0.8351 第四板 y4=0.681x3+0.311 0.8799 x
11、4=y4/y4+a1-y4 0.7456 第五板 y5=0.681x4+0.311 0.8189 x5=y5/y5+a1-y5 0.6440 第六板 y6=0.681x5+0.311 0.7497 x6=y6/y6+a1-y6 0.5451 第七板 y7=0.681x6+0.311 0.6823 x7=y7/y7+a1-y7 0.4621 第八板 y8=0.681x7+0.311 0.6258 x8=y8/y8+a1-y8 0.4008 第九板 y9=0.681x8+0.311 0.5840 x9=y9/y9+a1-y9 0.3596 x9< ;xd所以本设计中共需八块精馏板,第九块板为进
12、料板;从第十块板开头,用提馏段操作线求 yn, 用平稳方程求 xn,始终到 xn< ;xw;第十板 y10=1.487x9-0.008 0.5267 x10=y10/y10+a1-y10 0.3080 第十一板 y11=1.487x10-0.008 0.4500 x11=y11/y11+a1-y11 0.2466 第十二板 y12=1.487x11-0.008 0.3587 x12=y12/y12+a1-y12 0.1828 第十三板 y13=1.487x12-0.008 0.2638 x13=y13/y13+a1-y13 0.1254 第十四板 y14=1.487x13-0.008 0.
13、1784 x14=y14/y14+a1-y14 0.0799 第十五板 y15=1.487x14-0.008 0.1108 x15=y15/y15+a1-y15 0.0475 第十六板 y16=1.487x15-0.008 0.0626 x16=y16/y16+a1-y16 0.0260 4 / 10 名师归纳总结 - - - - - - -第 4 页,共 10 页精选学习资料 - - - - - - - - - 第十七板 y17=1.487x16-0.008 0.0307 x17=y17/y17+a1-y17 0.0125 x17< ;xw ,由于釜底间接加热,所以共需要 17-1=16
14、块塔板;精馏段和提馏段都需要八块板;3.3.4 实际塔板数的运算 依据内插法,可查得:苯在泡点时的黏度 amPa.s0.25,甲苯在泡点是的黏度 bmPa.s0.27,所以:平均黏度 avmPa.s a*xf+ b*1-xf0.25*0.395+0.27e0.2450.544 实际板数 Ne=Nt/Et29.41230 实际精馏段塔板数为 Ne1=14.705=15 实际提馏段塔板数为 Ne2=14.705=15 由上可知,在求取实际板数时,以精馏段,提馏段分别运算为佳;而且设计时,往往精馏段,提馏段都多加一层至几层塔板作为余量,以保证产品质量,并便于操作及调剂;.塔径运算 由于液流量不大,所
15、以选取单流型,由于提馏段液相流量较大,所以以提馏段的数据确定全塔数据更为安全牢靠;所以 :气相体积流量 Vhm3/h3325.713219,Vsm3/s0.923809227,液相体积流量 Lhm3/h25.123146, Lsm3/h0.006978652;查表得,液态苯的泡点密度 aKg/m3792.5,液态甲苯的泡点密度 bKg/m3790.5,依据公式 1/ l=x1/ a+1-x1/ b得,液相密度 lKg/m3791.1308658,依据公式 苯的摩尔分率 y1/78/yi/78+1-yi/92 M=苯的摩尔分率 *M 苯甲苯的摩尔分率 *M 甲苯 v=M/22.4*273/273
16、+120*P/P0得 气相密度 vKg/m32.742453103;气液流淌参数, Flv=Lh/Vh* l/ v0.50.12830506,依据试差法,设塔径 Dm1.2,依据体会关系 : 可设板间距 Ht0.45m, 清液层高度 Hl 常压塔 ) 取为 mm, 所以液体沉降高度 Ht-hl.m;依据下图可查得,气相负荷因子 C20= 0.065, 液体表面张力 mN/m,100所以,平均液体表面张力为 19.26427815,时, 查表 苯 18.85 甲苯 19.49 依据公式 : C=C20* /200.2得, C= 0.064514585. 所以,液泛气速 ufm/sC* l- v0
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- 2022 甲苯 连续 精馏 浮阀塔 设计方案
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