分离甲苯-苯的混合液 设计规范

1化工原理课程设计说明书设计题目：分离甲苯-苯的混合液设计者：专业：学号：指导老师：2007年6月27日2厦门大学化学工程与生物工程系化工原理课程设计任务书设计题目：分离甲苯-苯的混合液设计条件：处理量：4吨/小时进料浓度：40%甲苯(质量)处理要求：塔顶甲苯浓度≤4.5%（质量）塔底甲苯浓度≥96.5%（质量）年工作小时：7200小时专业：化工学号：姓名：指导老师：3目录1设计的方案简介2工艺流程图3精馏工段工艺计算４附属设备及主要附件的选型5参考文献6附件1设计的方案简介本设计采用板塔精馏塔连续分离苯-甲苯混合液,精馏时为泡点进料,回流比为最小回流比的1.791倍.设计中利用离心泵来输送物料和冷凝水.加热介质均为140℃,表压0.2Mpa的水蒸气,换热后降温至100℃;冷却介质为初温为25℃的水,换热后升温至35℃;塔顶采出液经换热降温至35℃,换热形式均采用间壁逆流换热,.42工艺流程图利用离心泵把物料从储槽输送至预热器,加热至泡点时进入精馏塔进行连续精馏操作,上升蒸气经塔顶的冷凝器冷凝至泡点,部分回流,部分采出;釜底混合液经过再沸器加热,形成的蒸气回到塔中维持一定的蒸气量,剩下的釜底液从出料管导出。流程图见附件6.2。3精馏工段工艺计算3.1工艺条件系统进料：25℃处理量：4吨/小时进料浓度：40%甲苯（质量）处理要求：塔顶甲苯浓度≦4.5%（质量）5塔底甲苯浓度≧96.5%（质量）设备形式：筛板塔进塔物料状态：泡点进料回流比：1.791Rmin塔顶压强：4kPa(表压)冷却水温：25℃加热蒸汽：0.2MPa（表压）单板压降：0.7kPa塔顶冷凝采用全凝器。塔低再沸器为间壁加热。年工作：7200小时年工作日：300天，连续操作3.2双组分理想系统系统汽液平衡数据（t-x-y；x-y）表1苯-甲苯的平衡数据t/℃80.1859095100105110.6x1.00.7800.5810.4120.2580.1300y1.00.8970.7730.6330.4610.26906系统汽液平衡数据图（t-x-y；x-y）见附件。3.3塔的物料衡算3.3.1料液及塔顶、塔底产品组分质量（摩尔）分率苯的摩尔质量78.114kg/kmol甲苯摩尔质量92.141kg/kmol料液组分xF==0.639塔顶组分xD==0.962塔底组分xW==0.041上述各点对应气相组成，通过t-x-y图读取：yF=0.815,yD=0.990,yW=0.0903.3.2平均分子量MFL=0.639×78.114+(1-0.639)×92.141=83.178kg/kmolMFV=0.815×78.114+(1-0.815)×92.141=80.709kg/kmolMDL=0.962×78.114+(1-0.962)×92.141=78.647kg/kmolMDV=0.990×78.114+(1-0.990)×92.141=78.254kg/kmolMWL=0.041×78.114+(1-0.041)×92.141=91.566kg/kmol7MWV=0.090×78.114+(1-0.090)×92.141=90.879kg/kmol3.3.3总物料衡算、易挥发组分物料衡算总物料衡算D+W=F=4000/83.178=48.090kmol/h(a)易挥发组分物料衡算DxD+WxW=FxF(b)联解(a)、(b)得到：D=31.225kmol/hW=16.865kmol/h3.4塔板数的确定3.4.1最小回流比泡点进料q=1．xq=xF=0.639通过y-x图，得到yq=0.815已知xD=0.962，yD=0.990Rmin===0.8353.4.2回流比取操作回流比为1.791，所以R=1.791×Rmin=1.4953.4.3精馏段操作线方程y=x+=0.599x+0.386q线方程x=xF=0.6393.4.4图解得理论板数NT8在对角线上定出点a（0.962，0.962），在y轴上定出截距的点b（0，0.386），连接ab即为精馏段操作线。在对角线上定出点e（0.639，0.639），过点e作垂直于x轴的直线交精馏段操作线与点d。此直线为q线。在对角线定出c(0.041,0.041)，连接cd即为提馏段操作线。从点a开始在平衡线与精馏段操作线之间作由水平线和铅垂线构成的阶梯，从第7个阶梯开始更换提馏段操作线，直至x=0.025xW时为止。图解结果为：所需理论板数为13（不包括再沸器），从塔顶算起第7层理论板为加料板。3.4.5板效率取全塔的平均操作温度为进料温度,即t=88.3℃,μmL为0.28cp.所以,Eo=0.17-0.616×lg(0.28)=0.511故实际板数N=13/0.511=25.4,取N为25(扣除再沸器)实际进料板为6.3/0.511=12.3,即实际进料板为第12块板.塔的有效高度H=(25-1)×0.45=10.8m3.5精馏段气液负荷精馏段:V=(R+1)D=(1+1.495)×31.225=77.906Kmol/hL=RD=1.495×31.225=46.681Kmol/h提馏段:V’=V+(1-q)F=77.906Kmol/hL’=L+qF=46.681+1×48.090=94.771Kmol/h93.6工艺条件及物性数据以精馏段为例进行计算安托尼公式纯组分的饱和蒸汽压p0和温度的关系。lgp0=A－表2苯与甲苯的安托尼常数常数ABC组分苯6.0231206.35220.24甲苯6.0781343.94219.583.6.1温度和组成从图2可查出各处气相和液相组成,并将数据列于表3中.从图1可查出对应液相组成下的温度.图３温度与组成液相组成气相组成温度/℃塔顶0.9200.96281.5塔釜0.0410.090109.0进料板0.6390.81588.53.6.2操作压力塔顶用安托尼公式求得纯苯蒸汽压ＰAsat=105.9kPa纯甲苯蒸汽压ＰＢsat=41.1kPa塔顶压力10ＰＤ＝ｘ１ＰAsat＋(１－x1)ＰＢsat=0.920×105.9+0.080×41.1=100.7kPa塔釜用安托尼公式求得纯苯蒸汽压ＰAsat=228.5kPa纯甲苯蒸汽压ＰＢsat=97.2kPa塔顶压力ＰＷ＝ｘWＰAsat＋(1－xW)ＰＢsat=0.041×228.5+0.959×97.2=102.6kPa进料板用安托尼公式求得纯苯蒸汽压ＰAsat=130.5kPa纯甲苯蒸汽压ＰＢsat=52.0kPa塔顶压力ＰＦ＝ｘqＰAsat＋(1－xq)ＰＢsat=0.639×130.5+0.361×52.0=102.2kPa精馏段P1＝(PD-PF)／ln(PD/PF)=101.4kPa提馏段P2＝(PW-PF)／ln(PW/PF)=102.4kPa3.6.3平均分子量塔顶ＭＤ＝x1MA+(1-x1)MB=0.920×78.114+0.080×92.14111=79.236kg/kmol塔釜ＭW＝xWMA+(1-xW)MB=0.041×78.114+0.959×92.141=91.566kg/kmol进料板ＭF＝xqMA+(1-xq)MB=0.639×78.114+0.361×92.141=83.178kg/kmol精馏段Ｍ１=(MD-MF)／ln(MD/MF)=81.191kg/kmol提馏段M2＝(MW-MF)／ln(MW/MF)=87.304kg/kmol3.6.4平均密度3.6.4.1液相密度塔顶从有机液体相对密度共线图查81.5℃时,苯和甲苯纯液体的密度ρLDA=814kg/m3,ρLDB=806kg/m38141806045.0814955.0ρa-1ρaρ1LDBDLDADLD塔顶液相密度ρLＤ＝814kg/m3塔釜从有机液体相对密度共线图查109℃时,苯和甲苯纯液体的密度ρLＷA=780kg/m3,ρLＷB=782kg/m3127821782965.0780035.0ρa-1ρaρ1LWBWLWAWLW塔顶液相密度ρLＷ＝782kg/m3进料板从有机液体相对密度共线图查88.5℃时,苯和甲苯纯液体的密度ρLFA=805kg/m3,ρLFB=800kg/m380318004.08056.0ρa-1ρaρ1LFBFLFAFLF塔顶液相密度ρLF＝803kg/m3精馏段ρL1=(ρLD-ρLF)／ln(ρLD/ρLF)=808kg/m3提馏段ρL2＝(ρLW-ρLF)／ln(ρLW/ρLF)=792kg/m33.6.4.2气相密度塔顶3VDkg/m7.2)15.2735.81(314.8236.797.100ρDDDRTMP塔釜3VWkg/m0.3)15.2730.109(314.8566.916.102ρ)15.2735.88(314.8178.832.102ρFFFRTMP精馏段13ρV1=(ρVD-ρVF)／ln(ρVD/ρVF)=2.7kg/m3提馏段ρV2＝(ρVW-ρVF)／ln(ρVW/ρVF)=2.9kg/m33.6.5液体表面张力塔顶从液体的表面张力共线图查81.5℃时,苯和甲苯纯液体的表面张力σLDA=21.6mN/m,σLDB=21.6mN/m塔顶液体表面张力σＤ＝x1σLDA+(1-x1)σLDB=0.92×21.6+0.08×21.6=21.6mN/m塔釜从液体的表面张力共线图查109℃时,苯和甲苯纯液体的表面张力σLWA=18.2mN/m,σLWB=19.0mN/m塔顶液体表面张力σW＝xWσLWA+(1-xW)σLWB=0.041×18.2+0.959×19.0=19.0mN/m进料板从液体的表面张力共线图查88.5℃时,苯和甲苯纯液体的表面张力σLFA=20.5mN/m,σLFB=21.0mN/m塔顶液体表面张力σF＝xqσLFA+(1-xq)σLFB=0.639×20.5+0.361×21.0=20.7mN/m14精馏段σL1=(σLD-σLF)／ln(σLD/σLF)=21.1mN/m提馏段σL2＝(σLW-σLF)／ln(σLW/σLF)=19.8mN/m3.6.6液体黏度塔顶从液体黏度共线图查81.5℃时,苯和甲苯纯液体的黏度μLDA=0.29mPa∙s,μLDB=0.33mPa∙s塔顶液体黏度μＤ＝（x1μLDA1/3+(1-x1)μLDB1/3）3=0.29mPa∙s塔釜从液体黏度共线图查109℃时,苯和甲苯纯液体黏度μLWA=0.22mPa∙s,μLWB=0.26mPa∙s塔顶液体黏度μW＝（xWμLWA1/3+(1-xW)μLWB1/3）3=0.26mPa∙s进料板从液体黏度共线图查88.5℃时,苯和甲苯纯液体黏度μLFA=0.28mPa∙s,μLFB=0.30mPa∙s塔顶液体黏度μF＝（xqμLFA1/3+(1-xq)μLFB1/3）3=0.29mPa∙s精馏段15μL1=(μLD-μLF)／ln(μLD/μLF)=0.29mPa∙s提馏段μL2＝(μLW-μLF)／ln(μLW/μLF)=0.27mPa∙s3.6.7塔的工艺条件及物性数据列表表四塔的工艺条件及物性数据列表压力/kPa平均摩尔质量/kg/kmol液相密度/kg/m3气相密度/kg/m3液相表面张力/mN/m液相黏度/mPa∙s塔顶100.779.2368142.721.60.29塔釜102.691.5667823.019.00.26进料板102.283.1788032.820.70.29精馏段101.481.1918082.721.10.29提馏段102.487.3047922.919.80.273.7塔和塔板主要工艺尺寸计算3.7.1塔径D,最大空塔气速3.7.1.1精馏段体积流量Ｖs1=smVM/651.07.23600191.81906.77ρ36003v1116Lh1=hmLM/69.4808191.81681.46ρ3l11Ls1=smLh/1030.1