苯-甲苯精馏塔课程设计.docx
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吉林化工学院化工原理课程设计
化工原理课程设计任务书
1.设计题目
苯-甲苯二元筛板精馏塔设计
2.设计条件
在常压下连续筛板精馏塔中精馏分离苯-甲苯混合液。
要求进料组成XD=0.42,塔顶组成XF=0.985,塔底组成XW=0.015.
已知参数:
苯-甲苯混合液处理量80kmol/h,进料热状况q=0.97.塔顶压强1atm(绝压)。
回流比R=(1.1~2.0Rmin)。
单板压降小于0.7KPa.
3.设计任务:
(1)完成该精馏塔的工艺设计,包括辅助设备及进出口管路的计算和选型;
(2)画出带控制点工艺流程图、x-y相平衡图、塔板负荷性能图、塔板布置图、精馏塔工艺条件图;
(3)写出该精馏塔的设计说明书,包括设计结果汇总和设计评价。
指导教师:
庄志军
设计时间:
2012年11月22日-2010年12月16日
专业:
化学工程与工艺
班级:
化工1003班
姓名:
任云霞
学号:
10110307
吉林化工学院
化工原理课程设计
题目筛板精馏塔分离苯--甲苯工艺设计
教学院化工与材料工程学院
专业班级化工1003班
学生姓名
学生学号10110307
指导教师庄志军
2012年12月06日
-49-
目录
摘要 -1-
第1章绪论 -2-
第2章精馏流程确定 -3-
第3章精馏塔的设计计算 -4-
3.1物料衡算 -4-
3.2塔板数的确定 -5-
3.2.1相对挥发度α的求解 -5-
3.2.2确定最小回流比Rmin和回流比 -6-
3.2.3精馏段、q线、提馏段方程求解 -6-
3.2.4逐板计算法求解NT -7-
3.2.5全塔效率ET -8-
3.2.6实际塔板数 -9-
3.3工艺条件的计算 -9-
3.3.1操作压强Pm -9-
3.3.2温度∆tm -10-
3.4物性数据计算 -10-
3.4.1平均相对分子质量Mm -10-
3.4.2平均密度ρm -11-
3.4.3液体表面张力σm -13-
3.4.4液体粘度μLm -15-
3.5塔的气液负荷计算 -16-
3.6塔和塔板主要工艺尺寸计算 -16-
3.6.1塔径D -16-
3.6.2溢流装置 -18-
3.6.3塔板布置 -19-
3.6.4筛孔数n与开孔率φ -20-
3.6.5塔的有效高度Z -21-
3.7筛板的流体力学验算 -21-
3.7.1塔板压降验算 -21-
3.7.2雾沫夹带量ev的验算 -22-
3.7.3漏液的验算 -22-
3.7.4液泛验算 -23-
3.8塔板负荷性能图 -24-
3.8.1雾沫夹带线
(1) -24-
3.8.2液泛线 -26-
3.8.3液相负荷性能图 -28-
3.8.5液相负荷下限线 -29-
3.8.6操作弹性 -30-
第4章塔的热量衡算 -32-
4.1加热介质的选择 -32-
4.2冷却剂的选择 -32-
4.3比热容及汽化潜热的计算 -32-
4.3.1塔顶温度tD下的比热容 -32-
4.3.2进料温度tF下的比热容 -32-
4.3.3塔底温度tW下的比热容 -33-
4.3.4塔顶温度tD下的汽化潜热 -33-
4.4热量衡算 -34-
4.4.10℃时塔顶上升的热量QV的求解 -34-
4.4.2回流热的热量QR -34-
4.4.3塔顶馏出液的热量QD -34-
4.4.4进料的热量QF -34-
4.4.5塔底残液的热量QW -35-
4.4.6冷凝器消耗的热量QC -35-
4.4.7再沸器提供的热量QB -35-
第5章塔总体高度计算 -36-
5.1塔顶封头 -36-
5.2塔顶空间 -36-
5.3塔底空间 -36-
5.4人孔 -36-
5.5进料处板间距 -36-
5.6裙座 -37-
第6章塔的附属设备计算 -38-
6.1塔的接管 -38-
6.1.1进料管 -38-
6.1.2回流管 -38-
6.1.3塔底出料管 -38-
6.1.4塔顶蒸汽出料管 -39-
6.1.5塔底蒸汽出气管 -39-
6.2换热器的选择 -39-
6.2.1冷凝器的选择 -39-
6.2.2再沸器的选择 -40-
6.3进料泵的选择 -41-
第7章结果汇总表 -43-
主要符号说明 -45-
参考文献 -48-
结束语 -49-
摘要
根据化工原理课程设计任务书的要求对苯-甲苯二元筛板精馏塔的主要工艺流程进行设计,并画出了精馏塔的工艺流程图和设备条件图,此设计针对二元物系的精馏问题进行分析、选取、计算、核算、绘图等,是较完整的精馏设计过程。
本设计首先确定设计方案,再进行主要设备的工艺设计计算——物料衡算、热量衡算、工艺参数的选定、设备的结构设计和工艺尺寸的设计计算,辅助设备的选型,工艺流程图,主要设备的工艺条件图等内容,然后通过筛板的流体力学验算检验本设计的合理性。
本次设计选取回流比为2Rmin,Drickamer和bradford的精馏塔全塔效率关联图得到全塔效率为52%,设定每块板压降△P为,板间距0.4m,确定了塔的主要工艺尺寸。
通过本次设计使自己掌握化工设计的基本步骤和方法,并且知道化工设计的格式,在设计过程中掌握了图表表达设计,论文排版,excel表格计算,电脑制图等能力。
关键词:
苯—甲苯、筛板精馏、物料衡算、热量衡算、流体力学验算,实际板数,塔高。
第1章绪论
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,石油化工等工业得到广泛应用。
它通过气,液两相多次直接接触和分离,利用各组分挥发度的不同,使挥发组分由液相向气相传递,难挥发组分由气相向液相传递,是汽液相之间的传质传热的过程。
根据生产上的不同要求,精馏操作可以是连续或间歇的;有些特殊的物系,还可以采用恒沸精馏或萃取精馏等特殊方法进行分离。
精馏过程其核心为精馏塔,板式塔类型:
气-液传质设备主要分为板式塔和填料塔两大类。
精馏操作既可采用板式塔,也可采用填料塔,板式塔为逐级接触型气-液传质设备,其种类繁多,根据塔板上气-液接触元件的不同,可分为泡罩塔、浮阀塔、筛板塔、穿流多孔板塔、舌形塔、浮动舌形塔和浮动喷射塔等多种。
板式塔在工业上最早使用的是泡罩塔(1813年)、筛板塔(1832年),其后,特别是在本世纪五十年代以后,随着石油、化学工业生产的迅速发展,相继出现了大批新型塔板,如S型板、浮阀塔板、多降液管筛板、舌形塔板、穿流式波纹塔板、浮动喷射塔板及角钢塔板等。
目前从国内外实际使用情况看,主要的塔板类型为浮阀塔、筛板塔及泡罩塔,而前两者使用尤为广泛。
精馏操作既可采用板式塔,也可采用填料塔,板式塔为逐级接触型气-液传质设备,其种类繁多,根据塔板上气-液接触元件的不同,可分为泡罩塔、浮阀塔、筛板塔、穿流多孔板塔、舌形塔等。
目前从国内外实际使用情况看,主要的塔板类型为浮阀塔、筛板塔及泡罩塔。
本设计采用筛板精馏塔,进行苯-甲苯二元物系的分离,精馏塔,原料预热器,蒸馏釜,再沸器及泵等附属设备。
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)塔板效率高,比泡罩塔高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高,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。
第2章精馏流程确定
一、加料方式
加料分两种方式,泵的加料和高位槽加料。
高位槽加料时通过控制液位高度,可以得到稳定流量,但要求搭建塔台,增加基础建设费用。
并且塔内压力大于大气压力,进料有困难;泵加料属于强制进料方式,泵加料易受温度影响,流量不稳定。
本实验加料用泵加料,泵和自动调节装置配合控制进料。
二、进料状态
进料方式一般有冷液进料、泡点进料、气液混合进料、露点进料、加热蒸汽进料等。
本设计采用气液混合进料且q=0.97。
该进料方式对设备的要求高,设计起来难度相对稍大。
三、冷凝方式
塔顶上升蒸气采用全凝器冷凝,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,且本次分离苯和甲苯,制造设备较为简单,为节省资金,选全凝器。
四、回流方式
本设计采用泵进行泡点回流。
五、加热方式
采用间接加热,因为对同一种进料组成,热状况及回流比得到相同的馏出液组成及回收率时,间接加热所需理论板数比直接加热要少一些,所需成本也低。
本次分离苯和甲苯混合液,所以采用间接加热。
六、加热器
选用浮头式换热器。
只用在工艺物料的特性或工艺条件特殊时才考虑其他型式。
第3章精馏塔的设计计算
本设计任务为分离苯—甲苯二元物系。
对于二元混合物的分离,应采用连续精馏流程。
设计中,将原料通过预热器加热至一定温度后送入精馏塔内。
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,其余部分经铲平冷却后送至储罐。
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。
本课程设计的主要内容是过程的物料衡算,热量衡算,工艺计算,结构设计和校核。
3.1物料衡算
(1)进料参数
塔顶中含苯的摩尔分数
xD=0.985;
料液中含苯的摩尔分数
xF=0.42;
塔底中含苯的摩尔分数
xW=0.015;
(2)平均相对分子质量
MF=0.42×78.11+1-0.42×92.13=86.24kg/kmol
MD=0.985×78.11+1-0.985×92.13=78.32kg/kmol
MW=0.015×78.11+1-0.015×92.13=91.92kg/kmol
(3)物料衡算
总物料衡算:
D+W=F;
易挥发组分物料衡算:
FXF=DXD+WXW;
80=D+WD=33.40kmol/h
80×0.42=D×0.985+W×0.015W=46.60kmol/h
3.2塔板数的确定
3.2.1相对挥发度α的求解
将苯蒸气看作理想气体,甲苯看作理想溶液。
苯和甲苯的饱和蒸汽压可用Antoine方程求算,即:
lgP0=A-Bt+C
α=PA0/PB0
其中PA代表苯的饱和蒸汽压;PB代表甲苯的饱和蒸汽压
表3.2苯-甲苯的Antoine常熟
A
B
C
苯
6.023
1206.35
220.24
甲苯
6.078
1343.94
219.58
查苯-甲苯的t-x-y图,t的温度范围为(80℃~110℃),所以在Antoine方程中的t的取值范围为80℃~110℃。
在80℃~110℃范围内任意取十个温度值,如82℃、86℃、88℃、90℃、93℃、95℃、97℃、100℃、102℃、105℃
因为logPA0=6.023-1206.35/(t+220.24)
logPB0=6.078-1343.94/(t+219.58)
将上述温度代入上式中,将结果汇总如下表
温度
82℃
86℃
88℃
90℃
93℃
95℃
97℃
100℃
102℃
105℃
α
107.556
121.272
128.626
136.320
148.525
157.121
166.096
180.294
190.266
206.012
PA0
41.848
47.863
51.121
54.554
60.047
63.948
68.048
74.588
79.218
86.586
PB0
2.570
2.534
2.516
2.499
2.473
2.457
2.441
2.417
2.402
2.379
则全塔的平均相对挥发度为
α=α1+α2+α3+α4+α5+α6+α7+α8+α9+α10/10
=2.570+2.534+2.516+2.499+2.473+2.457+2.441+2.417+2.402+2.37910
=2.469≈2.47
所以苯—甲苯的相平衡方程为x=y2.47-1.47y
3.2.2确定最小回流比Rmin和回流比
根据1.013×105Pa下苯-甲苯的气液平衡组成图可绘制出平衡曲线(y-x曲线)。
选择进料热状况q=0.97
已知q线方程y=qq-1x-xFq-1③
把q=0.97代入③式,得y=-32.33x+14
作图得xq=0.44yq=0.630
由Rmin=xD-yqyq-xq=0.985-0.6300.630-0.414=1.644
选R=2Rmin=2×1.644=3.29
3.2.3精馏段、q线、提馏段方程求解
精馏段操作方程:
yn+1=RR+1xn+xDR+1R=3.29
yn+1=0.767xn+0.230
q线方程:
y=-32.33x+14
精馏段方程与q线方程的交点的求解:
yn+1=0.767x+0.230=-32.33x+14
解得
x=0.4160y=0.5491
所以提馏段方程过(0.015,0.015),(0.4160,0.5491)
利用两点式求得提馏段的方程
0.015=0.015a+b0.5491=0.4160a+b
解得a=1.332b=-4.98×10-3
所以提馏段方程为:
yn+1=1.332xn-4.98×10-3
3.2.4逐板计算法求解NT
因为塔顶采用全凝器,可知y1=xD=0.985
相平衡方程x=y2.47-1.47y
精馏段方程yn+1=0.767xn+0.230
把从第一块板上升的气体组成y1=0.985代入相平衡方程得
第一块板下降的液体组成x1=0.964
把x1代入精馏段方程得
第二块板上升的气体组成y2=0.969
把y2代入相平衡方程得
第二块板下降液体组成x2=0.927
如此反复计算得
y3=0.941x3=0.866
y4=0.894x4=0.774
y5=0.824x5=0.654
y6=0.732x6=0.525
y7=0.633x7=0.411
因为x7=0.411 故可知第七块理论板为进料板,精馏段共有7-1=6块理论板 以下计算进入提馏段 相平衡方程x=y2.47-1.47y 提馏段方程yn+1=1.332xn-4.98×10-3 y8=0.543x8=0.324 y9=0.427x9=0.232 y10=0.304x10=0.150 y11=0.195x11=0.089 y12=0.114x12=0.050 y13=0.061x13=0.026 y14=0.076x14=0.032 y15=0.038x15=0.016 y16=0.016x16=0.007 因为x16=0.007 所以总板数为16块(包括塔底再沸器) 因为精馏段的理论板为6块,所以提馏段为16-6=10块(包括再沸器) 3.2.5全塔效率ET 依式ET=0.17-0.616lgμm 根据塔顶、塔底液相组成查苯-甲苯的t-x-y图,求得塔平均温度为94.84℃, 该温度下进料液相平均黏度为 μm=0.42μA+(1-0.42)μB④ 由下表查取苯-甲苯的黏度,利用数值插值法求解94.84℃温度下苯和甲苯的黏度μA和μB 温度t/℃ 80 90 100 110 120 μA/mpa∙s μB/mpa∙s 0.308 0.311 0.279 0.286 0.255 0.264 0.233 0.254 0.215 0.228 故μA=0.279-0.255100-90×94.84-90+0.255=0.267 μB=0.286-0.264100-90×94.84-90+0.264=0.274 把μA=0.267μB=0.274代人④中得 μm=0.42×0.267+1-0.42×0.274=0.271mpa∙s 故ET=0.17-0.616lg0.271=0.519≈0.52=52% 3.2.6实际塔板数 精馏段: N1=60.52=11.54取12块 提馏段: N1=100.52=19.23取20块 3.3工艺条件的计算 3.3.1操作压强Pm 塔顶压强PD=101.325KPa(绝压),取每层塔板压降∆P=0.7KPa, 则进料板压强PF=101.325+11×0.7=109.025KPa 塔底压强PW=101.325+31×0.7=123.025KPa 则精馏段平均操作压强Pm1=101.325+109.0252=105.175KPa 提馏段平均操作压强Pm2=109.025+123.025=116.025KPa 3.3.2温度∆tm 根据操作压强,依式计算操作温度: P=PA0XA+PB0XB 在该计算过程中,运用Excel中的单变量求解法进行求解 苯-甲苯的饱和蒸汽压可用Antoine方程求算,即: 苯PA0=10[6.023-1206.35t+220.24] 甲苯PB0=10[6.078-1343.94t+219.58] 例假定温度t,k1=PA0/P总k2=PB0/P总 y=k1x1+k21-x1 当y=1时,则假定温度满足要求 用单变量求解得 塔顶温度tD=80.35℃; 进料温度tF=97.15℃; 塔底温度tW=116.91℃. 则精馏段平均温度tm1=tD+tF2=80.35+97.152=88.75℃ tm2=tF+tW2=97.15+116.912=107.03℃ 3.4物性数据计算 3.4.1平均相对分子质量Mm 塔顶xD=y1=0.985x1=0.964则 MVDM=0.985×78.11+1-0.985×92.13=78.32kg/kmol MLDM=0.964×78.11+1-0.964×92.13=78.61kg/kmol 进料板xF=0.411yF=0.633则 MVFM=0.633×78.11+1-0.633×92.13=83.26kg/kmol MLFM=0.411×78.11+1-0.411×92.13=86.37kg/kmol 塔底xW=0.007yW=0.016则 MVWM=0.016×78.11+1-0.016×92.13=91.91kg/kmol MLWM=0.007×78.11+1-0.007×92.13=92.03kg/kmol 则精馏段平均相对分子质量为: MVM (1)=78.32+83.262=80.79kg/kmol MLM (1)=78.61+86.372=82.50kg/kmol 则提馏段的平均相对分子质量为: MVM (2)=83.26+91.912=87.59kg/kmol MLM (2)=86.37+92.032=89.20kg/kmol 3.4.2平均密度ρm 一、液相密度ρLm 依下式1ρLm=αAρLA+αBρLB(α为质量分数) (1)塔顶: xD=αA78.11αA78.11+1-αA92.13=0.985解得αA=98.24% αB=1-αA=1.76% 已知塔顶温度为80.35℃,根据不同温度与密度的关系图利用数值插值法求解在该温度下苯-甲苯的液相密度 ρLA=815-803.990-80×90-80.35+803.9=814.61kg/m3 ρLB=810-800.290-80×90-80.35+800.2=809.66kg/m3 1ρLMD=0.9824814.61+1-0.9824807.9解得ρLMD=814.49kg/m3 (2)进料板 由进料板液相组成xA=0.411 αA=0.411×78.110.411×78.11+1-0.411×92.13=0.372 已知进料温度为97.15℃,同理用数值插值法求解该温度下苯和甲苯的液相密度。 ρLA=803.9-792.5100-90×100-97.15+792.5=792.75kg/m3 ρLB=800.2-790.3100-90×100-97.15+790.3=793.12kg/m3 1ρLMF=0.372795.75+1-0.372793.12解得ρLMF=794.10kg/m3 (3)塔底 由塔底液相组成xW=0.007 αA=0.007×78.110.007×78.11+1-0.007×92.13=0.00594 已知塔底温度为116.91℃,利用数值插值法求解该温度下苯和甲苯的液相密度 ρLA=780.3-768.9120-110×120-116.91+768.9=772.42kg/m3 ρLB=780.3-770.0120-110×120-116.91+770.0=773.18kg/m3 1ρLMW=0.00594772.42+1-0.00594773.18解得ρLMW=773.175kg/m3 故精馏段平均液相密度 ρLM (1)=(814.49+794.10)/2=804.30kg/m3 提馏段的平均液相密度 ρLM (2)=(794.10+773.175)/2=783.64kg/m3 二、气相密度ρMV 精馏段平均气相密度ρMV (1) 已知精馏段平均相对分子质量为80.79kg/kmol 精馏段平均温度为88.75℃,精馏段的平均操作压强105.175Kpa 则ρMV (1)=PMm,1RT=105.175×80.798.314×88.75+273=2.833kg/m3 提馏段平均气相密度ρMV (2) 已知提馏段的平均相对分子质量为87.59kg/kmol 提馏段的平均温度为107.03℃,提馏段的平均操作压强为116.025KPa
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