年处理4万吨苯甲苯精馏装置设计课程设计.docx
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年处理4万吨苯甲苯精馏装置设计课程设计
《化工原理课程设计》报告
年处理5.4万吨苯-甲苯精馏装置设计
指导教师:
完成日期:
2013年1月17日
学
院:
化学化工学院
班
级:
应用化学101班
姓
名:
学
号:
序言
化工原理课程设计是化学工程与工艺类相关专业学生学习化工原理课程必修的三大环节之一,起着培养学生运用综合基础知识解决工程问题和独立工作能力的重要作用。
综合运用《化工原理》课程和有关先修课程(《物理化学》,《化工制图》等)所学知识,完成一个单元设备设计为主的一次性实践教学,是理论联系实际的桥梁,在整个教学中起着培养学生能力的重要作用。
通过课程设计,要求更加熟悉工程设计的基本内容,掌握化工单元操作设计的主要程序及方法,锻炼和提高学生综合运用理论知识和技能的能力,问题分析能力,思考问题能力,计算能力等。
精馏是分离液体混合物(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(有时加质量剂),使气液两相多次直接接触和分离,利用液相混合物中各组分的挥发度的不同,使易挥发组分由液相向气相转移,难挥发组分由气相向液相转移,实现原料混合液中各组分的分离。
根据生产上的不同要求,精馏操作可以是连续的或间歇的,有些特殊的物系还可采用衡沸精馏或萃取精馏等特殊方法进行分离。
本设计的题目是苯-甲苯连续精馏筛板塔的设计,即需设计一个精馏塔用来分离易挥发的苯和不易挥发的甲苯,采用连续操作方式,需设计一板式塔将其分离。
一、化工原理课程设计任书1
二、设计计算3
1)设计方案的选定及基础数据的搜集3
2)精馏塔的物料衡算7
3)塔板数的确定9
4)精馏塔的工艺条件及有关物性数据的计算15
5)精馏塔的塔体工艺尺寸计算21
6)塔板主要工艺尺寸的计算23
7)塔板负荷性能图27
三、个人总结36
四、参考书目37
化工原理课程设计任务书
1)板式精馏塔设计任务书
1、设计题目:
设计分离苯―甲苯连续精馏筛板塔
2)设计任务及操作条件
2、设计任务:
物料处理量:
5.4万吨/年进料组成:
35%苯,苯-甲苯常温混合溶液(质量分率,下同)分离要求:
塔顶产品组成苯
塔底产品组成苯
3、操作条件
>95%
<6%
平均操作压力:
101.3kPa平均操作温度:
93.7C回流比:
3.141单板压降:
0.9kPa
4、工时:
300天/年24小时运行
3)设计方法和步骤
1、设计方案简介
根据设计任务书所提供的条件和要求,通过对现有资料的分析对比,选定适宜的流程方案和设备类型,初步确定工艺流程。
对选定的工艺流程,主要设备的形式进行简要的论述。
2、主要设备工艺尺寸设计计算
(1)收集基础数据
(2)工艺流程的选择
(3)做全塔的物料衡算
(4)确定操作条件
(5)确定回流比
(6)理论板数与实际板数
(7)塔径计算及板间距确定
(8)堰及降液管的设计
(9)塔板布置及筛板塔的主要结构参数
(10)塔板的负荷性能图
(12)塔盘结构
(13)塔高
3、设计结果汇总
4、设计评述
4)参考资料
⑴《化工原理课程设计》,贾绍义,柴诚敬主编,天津大学出版社,2002.8⑵《化工原理》下册,天津大学华工学院柴诚敬主编,高等教育出版社,2006.1
⑶《化工原理课程设计》,大连理工大学化工原理教研室编,大连理工大学出版社,1994.7
⑷《化工原理》第二版下册,天津大学化工学院柴诚敬主编,高等教育出版社,2010.6
⑸《化工单元过程及设备课程设计》,匡国柱,史启才主编,化学工业出版社,2001.10
⑹《传递过程与单元操作》下册,陈维杻主编,浙江大学出版社,1994.8⑺《化工原理课程设计指导》,任晓光主编,化学工业出版社,2009.1
设计计算
1)设计方案的选定及基础数据的搜集
本设计任务为分离苯一甲苯混合物。
由于对物料没有特殊的要求,可以在常压下操作。
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,将原料液通过预热器加热至泡点后送人精馏塔内。
塔顶上升蒸气采用全凝器冷凝,冷凝液在泡点下一部分回流至塔内,其余部分经产品冷却器冷却后送至储罐。
该物系属易分离物系,最小回流比较小,故操作回流比取最小回流比的2倍。
塔底设置再沸器采用间接蒸汽加热,塔底产品经冷却后送至储罐。
塔板的类型为筛板塔精馏,筛板塔塔板上开有许多均布的筛孔,孔径一
般为3~8mm筛孔在塔板上作正三角形排列。
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%,为浮
阀塔的80%左右。
(2)处理能力大,比同塔径的泡罩塔可增加10〜15%。
(3)塔板效率咼,比泡罩塔咼15%左右。
(4)压降较低,每板压力比泡罩塔约低30%左右。
筛板塔的缺点是:
(1)塔板安装的水平度要求较咼,否则气液接触不匀
(2)操作弹性较小(约2〜3)。
(3)小孔筛板容易堵塞。
下图是板式塔的简略图2-1:
表2-1苯和甲苯的物理性质
项目
分子式
分子量M
沸点(C)
临界温度tc(C)
临界压强PC
(kPa)
苯A
C6H6
78.11
80.1
288.5
6833.4
甲苯B
C6H—CH
92.13
110.6
318.57
4107.7
表2-2苯和甲苯的饱和蒸汽压
温度°C
80.1
85
90
95
100
105
110.6
f0
Pa,kPa
Pb0,kPa
101.33
116.9
135.5
155.7
179.2
204.2
240.0
40.0
46.0
54.0
63.3
74.3
86.0
表2-3常温下苯一甲苯气液平衡数据
温度0C
80.1
85
90
95
100
105
110.6
液相中苯的摩尔分率
1.000
0.780
0.581
0.412
0.258
0.130
0
汽相中苯的摩尔分率
1.000
0.900
0.777
0.630
0.456
0.262
0
表2-4纯组分的表面张力
温度
80
90
100
110
120
苯,mN/m
21.2
20
18.8
17.5
16.2
甲苯,Mn/m
21.7
20.6
19.5
18.4
17.3
表2-5组分的液相密度
温度(C)
80
90
100
110
120
苯,kg/m3
814
805
791
778
763
甲苯,kg/m3
809
801
791
780
768
表2-6液体粘度g
温度(C)
80
90
100
110
120
苯(mPa.s)
0.308
0.279
0.255
0.233
0.215
甲苯(mFa.s)
0.311
0.286
0.264
0.254
0.228
表2-7常压下苯甲苯的气液平衡数据
温度t
C
液相中苯的摩尔分率
x
气相中苯的摩尔分率
y
110.56
0.00
0.00
109.91
1.00
2.50
108.79
3.00
7.11
107.61
5.00
11.2
105.05
10.0
20.8
102.79
15.0
29.4
100.75
20.0
37.2
98.84
25.0
44.2
97.13
30.0
50.7
95.58
35.0
56.6
94.09
40.0
61.9
92.69
45.0
66.7
91.40
50.0
71.3
90.11
55.0
75.5
80.80
60.0
79.1
87.63
65.0
82.5
86.52
70.0
85.7
85.44
75.0
88.5
84.40
80.0
91.2
83.33
85.0
93.6
82.25
90.0
95.9
81.11
95.0
98.0
80.66
97.0
98.8
80.21
99.0
99.61
80.01
100.0
100.0
2)精馏塔的物料衡算
(1)原料液及塔顶、塔底产品的摩尔分率进料液苯的质量分数F=35%
塔顶液苯的质量分数d=95%
塔底液苯的质量分数W=6%
苯的摩尔质量M苯=78.11kg/mol
甲苯的摩尔质量M甲苯=92.13kg/mol
f/M苯
XF
F/M苯
1-
F
/M甲苯
Xf
0.35/78.11
0.388
0.35/78.111-0.35/92.13
Xd
d/M
苯
0.95/78.11
D/M苯
1-
/M甲苯
XD
0.957
D
0.95/78.111-0.95/92.13
xw
w/M
苯
0.06/78.11
W/M苯
1-
/M甲苯
XW
0.070
W
0.06/78.111-0.06/92.13
(2)原料液及塔顶、塔底产品的平均摩尔质量
Mf
XfM苯(1
Xf)
M甲苯
Mf
0.38878.11
(1
0.388)
Md
XDM苯(1
Xd)
M甲苯
Md
0.95778.11
(1
0.957)
Mw
XWM苯(1
xw)
M甲苯
Mw
0.07078.11
(1
0.070)
92.13
92.13
92.13
86.68kgkmol
78.71kg.kmol
91.15kgkmol
(3)物料衡算
年处理量:
5.4万吨
原料处理量qnF5400000086.52kmol/h
86.687200
苯物料衡算qn,FxFqn,DxDqn,WxW
联立(即采出率qn,D/qn,F(xFxW)/(xDxW))解得:
qn,D31.05kmol/hqn,W55.47kmol/h
式中qn,F原料液流量
qn,D塔顶产品量
qn,W塔底产品量
3)塔板数的确定
(1)理论板层数Nt的求取
苯一甲苯属理想物系,可采用图解法求理论板层数。
1由手册查得苯一甲苯物系的气液平衡数据,绘出x-y图,见下图
100
90
80
70
60
•■■■■■■■■■■■■■■■■■■■■■■■■■■■■■■■
■■■■■■■■■・■■■■■■■:
■■■■■■■■:
■■■・m
:
:
:
=:
:
:
;!
:
:
=:
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:
:
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:
I:
:
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:
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:
:
■■■■■■■■■■■■■■■■■■■■■■■■■■■■■■■I
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:
:
:
:
:
:
=
i;mi丑
L:
口14丄口IfH:
』
「I[3p[4
■r
50
40
30
20
10
0
:
!
!
!
!
■■■■■■SB—
0102030405060708090100
图2-2苯一甲苯物系的气液平衡图
2求最小回流比及操作回流比。
采用作图法求最小回流比。
液体为泡点进料,所以q1。
在上图中对角线上,自点(0.388,0.388)作垂线,即为进料线(q线),该
线与平衡线的交点坐标为
故最小回流比为Rmin
XDyq
yqXq
xq0.388yq0.608
0.9570.608
1.588
0.6080.388
取操作回流比为R2Rmin21.588=3.175
3求精馏塔的气、液相负荷
qn,V
(R1)qn,D(3.1751)31.05129.64kmo^h
qn,V'
qn,V
129.64kmol/h
(由于泡点进料)
qn,L'
R
qn,Dqqn,F3.17531.05186.52185.11kmol/h
4求操作线方程
精馏段操作线方程为
yn1
RXd
^7Xn
3.175
3.1751Xn
0.957
3.1751
0.760xn0.229
Ym1
厲丄,「qn,W-
XmXw
qn,V'qn,v
提馏段操作线方程为
18511Xm^5470.0701.428Xm0.030
129.64129.64
根据两操作线方程可以做如下图:
100
90
80
70
60
50
40
30
20
10
10
1r:
丨hn丨
!
[
II[
■
30405060708090100
IIIIL•H
==;=;====r■SiSSSSI^J=====VJl
■■■■■■■■■■
■■■■■■.w・
20
图2-3作图法求理论塔板数
由上图可知精馏段为6块板,提馏段为4块板。
(2)逐板法求理论板
苯的沸点为80.1T,甲苯的沸点为110.6C。
两组分的平均沸点为
95.35C。
假定整个蒸馏过程中不同温度的饱和蒸汽压与此温度下的两组分的饱和蒸汽压相等,即假定整个蒸馏过程中两组分的饱和蒸汽压不变。
95C
下两组分的饱和蒸汽压通过查表可得:
PA0155.7kPaFB063.3kPa
PA
155.7
2.460
Pb0
63.3
又根据R
1
Fin
(1Xd)]
1Xf]
可解得
相平衡方程
x
1
(1)x
2.460x
1(2.4601)x
2.460x
11.460x
精馏段理论板数计算:
精馏段操作线方程:
yn1—’xn0.759xn0.231
R1R1
y-ixD0.957
X1
y1(1%)
0.957
0.9572.460(10.957)
0.900
y2
R
X1R1
Xd
0.759
0.900
0.231
0.914
7
%0812
R1
X2
y2
0.812
(1y2)
ya
0.759X2
0.231
0.847
x3
y3
0.693
y3
(1
y3)
y4
0.759x3
0.231
0.757
x4
y4
0.559
y4
(1
y4)
y5
0.759x4
0.231
0.655
X5
y5
0.435
y5
(1
y5)
y6
0.759x5
0.231
0.561
X6
y6
0.342
y6
(1
y6)
因为x6xF精馏段理论板n5
提馏段理论板数计算:
'qn,L'「’
qn,W…
X
Ym1Xm
XW
y
qn,V'
qn,V'
1
(1)x
x
X6
0.342
Y2
qn,L''
X1
qn,V'
qn,W
XW
qn,V'
1.431x10.0300.460
1
X2
1
y2
1
0.257
1
y:
1.431x2
0.030
0.338
y2
(1新
1
X3
1
y:
1
0.172
y
1.431x'3
0.030
0.216
y
(1y:
)
1
X4
1
y4
1
0.101
y
1.431x'4
0.030
0.114
y
(1J。
)
1
X5
1
y5
1
0.050
(1Vs)
1
X5
Xw
所以提馏段理论板
n=4
全塔效率的计算(查表得各组分黏度
10.269
,2
0.277)
m
XF1
(1XF)2
0.388
0.269
(10.388)0.2770.274
Et
0.17
0.616lgm
0.17
0.616lg
0.27451.6%
Nt
9
Et
Np
18
Np
51.6%
精馏段实际板层数为N精5/51.6%9.6910,
提馏段实际板层数为N提4/51.6%7.758
进料板在第11块板
捷算法求理论板数
D2.453
F2.016
1.704
2.302
Xd1Xw
5.8319
0.002743/X
Nmin1/lnmln[(—)(W)]1
1XdXw
由公式Y0.5458270.591422X
RRmin
R1
2.921.46
0.374
3.92
代入Y0.329
NN
由Nfo.3165,n10
N2
1\df2.224
Xd1Xf
Nmin,11/ln伽
(二)(肓)]}
4)精馏塔的工艺条件及有关物性数据的计算
以逐板法所计算所得的板数为例:
(1)操作压力计算
假定塔顶操作压力FD=93.2kPa
每层塔板压降P=0.9kPa
塔底操作压力PwPdNpP93.2180.9109.4kPa
进料板压力PFPd10P93.2100.9102.2kPa
精馏段平均压力Pm=(PD+PF)/2=(93.2+102.2)/2=97.7kPa
提馏段平均压力Pm=(Pw+R)/2=(109.4+102.2)/2=105.8kPa
(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tD803C
塔底温度tw=107.1C
进料板温度tF95C
80395
精馏段平均温度tm一一一87.65C
2
提馏段平均温度t'm=95+107.1=101.05C
2
(3)平均摩尔质量计算
塔顶平均摩尔质量计算
由y
Xd0.957,代入相平衡方程得为
0.900
ML,Dm
0.90078.11(10.900)92.13
79.51kg.kmol
Mv,Dm
0.95778.11(10.957)92.13
78.71kgkmol
进料板平均摩尔质量计算
由上面理论板的算法,得yF0.610,
xF0.388
MV,Fm
0.61078.11(10.610)92.13
83.57kgkmol
ML,Fm
0.38878.11(10.388)92.13
86.68kgkmol
塔底平均摩尔质量计算
由XW
0.070
J
由相平衡方程,得
yW0.156
MV,Wm
0.156
78.11
(10.156)
92.13
89.94kgkmol
ML,Wm
0.070
78.11
(10.070)
92.13
91.15kgkmol
精馏段平均摩尔质量
MV,m
78.7183.57
2
kgkmol
81.14kg.kmol
ML,m
79.5186.68
2
kgkmol
83.09kgkmol
提馏段平均摩尔质量
MV,m83.57289.94kg/kmol86.76kg/kmol
M'L,m86.68291.15kg/kmol88.92kg/kmol
(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
v,m
PmMv,m97.781.14
RTm8.314(273.1587.65)
2.64kg'm3
提馏段的平均气相密度
v,m
PmMv,m105.886.76
RTm8.314(273.15105.8)
2.95kg;m3
②液相平均密度计算
液相平均密度依下式计算,即
1/
Lm
A/LAB/LB
塔顶液相平均密度的计算,由tD803C,查手册得
a813.73kgm3,b808.76k^m3
塔顶液相的质量分率
0.95778.11
0.95778.1192.130.043
0.95
1/L,Dm0.95/813.730.05/808.76L,Dm=813.48kg/m3
进料板液相平均密度的计算,由tF95C,查手册得
A798.337kgm3,B796.405kgm3
进料板液相的质量分率
0.38878.11
0.38878.1192.13(10.388)
0.35
1LFm0.35/798.3370.65/796.405,L,Fm797.08kg/kmol
塔底液相平均密度的计算,由tw=107.1C,查手册得
a781.77kgm3,b783.19kgm3
塔底液相的质量分率
0.06
0.0778.11
0.0778.1192.130.93
1L,wm0.06/781.77
0.94/783.19,L,wm783.10kg/kmol
精馏段液相平均密度为
L,m
813.48797.08
2
805.28kgkmol
提馏段液相平均密度为
L,m
797.08783.10
2
790.09kgkmol
(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一
i
塔顶液相平均表面张力的计算,由tD803c,查手册得
A21.2mN/mB21.7mN/m
LDm0.95721.2(10.957)21.721.2mN/m
进料板液相平均表面张力的计算,由tF95C,查手册得
A19
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