分离甲苯-苯的混合液

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：化学工程与工艺学号： 指导老师： 2008年7月16日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：化学工程与工艺学号： 姓名： 指导老师： 2008年7月16日目 录一、设计的方案简介 二、工艺流程图及其说明 三、工艺计算及主体设备设计四、辅助设备的计算及选型 五、参考文献附图一、相平衡曲线x-y（求理论板图解法）附图二、工艺流程简图附

2、图三、设备一览表附图四、主体设备工艺条件图一、设计方案简介苯和甲苯性质相似，但我们可以根据相对挥发对的差异，利用精馏技术分离得到高纯度的苯，回收甲苯。本次设计采用板式精馏塔、连续操作，处理量4000kg/h，泡点进料，回流比为1.8倍的最小回流比，塔顶冷凝才用全凝器，塔底再废器为间壁加热，产品质量分数达到95.5，釡出液质量分数小于3.5%。在设计过程中将先对塔内进行工艺计算分析气液相组成、温度、压力等的变化，得到塔的各种设计尺寸；然后将对本工艺的附属设备进行计算，并选型；对工业生产过程做好理论基础。二、工艺流程图（见附图）及说明1、工艺流程图(附图二)2、工艺流程简介来自贮槽的原料液经高压泵

3、进入预热器预热到一定温度之后进入精馏塔，塔顶冷凝器将上升蒸汽冷凝成液体，其中一部分作为塔顶产品取出，另一部分重新引回塔顶作为回流液。最终塔顶出来的苯产品再经过一个冷却器冷却后进入苯贮槽。塔釜设有再沸器。加热的液体产生蒸汽再次回到塔底，沿塔上升，同样在每层塔板上进行汽液两相的热质交换。塔釜的另一部分釜液经冷却器后排入下水道。加热蒸汽分为两路，分别进入预热器和再沸器作为加热介质。降温后的液体水或者是部分水蒸汽随管道排进下水道。同样，冷却水分为三路，分别进入冷凝器、苯产品的冷却器和塔釜的冷却器，充分换热均匀之后，全部排入下水道。在流程设计伤，釜出液为100左右的高温水，热值高，将其送回热水循环管路用

4、于高炉产蒸汽，具有节能的特点。塔顶采用分段冷凝泡点回流，也是出于节能考虑。在流量控制上采用自动控制，有利于节约劳动力，并使过程控制精确，并可实现计算机控制，有利于连续生产。在检修方面充分考虑到泵的日常维护，因此运用双泵设计便于实际生产中的不停车检修。三、工艺计算及主体设备设计1、工艺条件 正如前面设计任务书，本次设计工艺条件如下：进料温度： 25C处理量： 4吨/小时进料浓度： 40%甲苯（质量）处理要求： 塔顶苯浓度 95.5%（质量） 塔底苯浓度 3.5%（质量）塔顶压强： 4kPa(表压)进料状态： 泡点进料回流比： 1.8Rmin 冷却水温： 28C加热蒸汽： 0.2 MPa设备形式：

5、 筛板塔塔顶冷凝采用全凝器塔底再沸器为间壁加热年工作时：7200小时年工作日：300天（连续操作）2、汽液平衡数据及相图数据来源：苯 甲苯 液相中苯的摩尔分数：x=(p总- )/（-）气相中苯的摩尔分数：y=*x/ p总2.1 苯和甲苯的汽液平衡数据如下：温度t液相中苯的摩尔分数汽相中苯的摩尔分数111.77001090.0.1060.0.1020.0.1000.0.980.0.970.0.960.0.940.0.920.0.910.0.900.0.880.0.870.0.850.0.840.0.830.0.820.0.81.11112.2 作t-x-y 和 x-y图 用excel作图，并将图

6、象附于下：图一：苯甲苯混合液的t-x-y图图二：苯甲苯混合液的x-y图3、全塔物料衡算3.1 料液及塔顶、塔底产品组分质量（摩尔）分率苯:MA=78.11 kg/kmol甲苯:MB=92.13 kg/kmol进料液中轻组分质量分数为60的摩尔分率XF= 塔顶轻组分质量分数为95.5的摩尔分率XD= 塔底轻组分质量分数为3.5的摩尔分率XW= 将以上计算结果列为下表：物料位置进料口塔顶塔釜摩尔分数0.6390.9610.041质量分数0.600.9550.045表3-1：进料、塔顶、塔釡物料摩尔分数3.2 平均分子量原料液:塔顶: 塔底: 3.3 物料衡算原料液处理量F= 总物料衡算 F=D+W

7、 47.78=D+W轻组分物料衡算 FxF=DxD+Wxw 47.780.639=0.961D+0.041W D=31.06kmol/h W=16.72kmol/h4、塔板数的确定 所谓理论板就是离开某块塔板的气液两相互成平衡,且塔板上的液相组成也是均匀的。 精馏塔的理论板数可通过“逐板计算法”或“图解法”求得。本例采用图解法。4.1 进料热状态参数q值的确定由于泡点进料，所以q=14.2 回流比的确定q线方程 x=0.639由斜率和截距在x-y图中做出q线方程,与平衡线交于点( 0.639，0.818)最小回流比: 因为R=(1.12.0)Rmin 取回流比 R=1.8Rmin=1.444.

8、3 精馏段操作线方程精馏段操作线方程：4.4 图解得理论板数（见附图二）在-图上画出平衡线和对角线；在x-y图中找出a(O.961,0.961）,e(0.639,0.639),w(0.041,0.041)三点；精馏段操作线截距=.在y轴上定出b点即得精馏段操作线方程,与q线方程相交于d点；连接d,w点即得到提馏段操作线方程；从a点开始画梯级(在平衡线与提馏段操作线之间画梯级,直到跨过点w)为止。由上图可知理论板共11.8块,不包括塔釜则是10.8块,其中精馏段4.7块,提馏段为6.1块，进料板位置是第4.7块。 4.5 全塔效率由t-x-y图可查得tD=83.1,tW=110.2全塔平均温度全

9、塔平均温度=96.7下苯、甲苯黏度如下表3-2：组分苯(A)甲苯(B)黏度0.2610.312表3-2：苯-甲苯的黏度m=xF苯+（1-xF）甲苯=0.6390.261+(1-0.639)0.312=0.279 cP全塔效率:ET=0.17-0.616lgm=0.17-0.616lg0.279=51.24.6 实际板数精馏段实际板数 提馏段实际板数 实际板数5、精馏段汽液负荷计算LRD1.4431.0644.73kmol/h V(R1) D2.4431.0675.79kmol/h6、工艺条件及物性数据计算6.1 操作压强操作压强 进料板压强塔釜压强降精馏段平均操作压强=108.45kPa提馏段

10、平均操作压强=115.8kPa6.2 温度精馏段平均温度tm精=86.8提馏段平均温度tm提 =100.356.3 平均分子量由xF=0.639,查t-x-y图知:yF=0.819进料板气相平均摩尔分子量 MVmF=yFMA+(1-yF)MB=0.81978.11+(1-0.819)92.13=80.65Kg/Kmol进料板液相平均摩尔分子量MLmF=xFMA+(1-xF)MB=0. 63978.11+(1-0.639)92.13=83.17Kg/Kmol由xW=0.041,查t-x-y图得yW=0.109塔底气相平均摩尔分子量 MVmW=ywMA+(1-yw)MB=0.10978.11+(1

11、-0.109)92.13=90.62Kg/Kmol塔底液相平均摩尔分子量 MLmW=xwMA+(1-xw)MB=0.04178.11+(1-0.041)92.13=91.56Kg/Kmol由 xD=0.961查 t-x-y图 得yD=0.990塔顶气相平均摩尔分子量 MVmD=yDMA+(1-yD)MB=0.99078.11+(1-0.990)92.13=78.25Kg/Kmol塔顶液相平均摩尔分子量 MLmD= xD MA+(1- xD)MB =0.96178.11+(1-0.961)92.13=78.59Kg/Kmol精馏段气相平均摩尔分子量79.45 Kg/Kmol提馏段气相平均摩尔分子

12、量84.91 Kg/Kmol精馏段液相平均摩尔分子量80.88 Kg/Kmol提馏段液相平均摩尔分子量Kg/Kmol6.4 平均密度由塔顶温度tD=83.1时，查苯-甲苯密度于表3-3 表3-3：塔顶苯-甲苯密度组分苯(A)甲苯(B)密度Kg/m3813.3808.5由塔底温度tW=110.2时,查苯-甲苯密度于表3-4 表3-4：塔底苯-甲苯密度组分苯(A)甲苯(B)密度Kg/m3775.3768.8由进料温度tF=89时,查苯-甲苯密度于表3-5 表3-5：进料苯-甲苯密度组分苯(A)甲苯(B)密度Kg/m3794.2793.2塔底液相平均密度 进料液相平均密度 塔顶液相平均密度 提镏段液

13、相平均密度精馏段液相平均密度提馏段气相平均密度精馏段气相平均密度6.5 液体表面张力由塔顶温度t=86.8 时,查苯-甲苯表面张力于表3-6表3-6 塔顶苯-甲苯表面张力组分苯(A)甲苯(B)表面张力21.0921.28由塔底温度t=100.35 时,查苯-甲苯表面张力于表3-7表3-7 塔底苯-甲苯表面张力组分苯(A)甲苯(B)表面张力17.7818.32由进料温度 t=89 时,查苯-甲苯表面张力于表3-8表3-8 进料苯-甲苯表面张力组分苯(A)甲苯(B)表面张力18.9819.48进料板表面张力塔顶表面张力塔底表面张力提镏段表面张力平均值 精镏段表面张力平均值 6.6 液体黏度由塔顶温

14、度t=86.8时,查苯-甲苯黏度于表3-9表3-9 塔顶苯-甲苯黏度组分苯(A)甲苯(B)黏度 0.3040.324由塔底温度t=100.35 时,查苯-甲苯黏度于表 3-10表 3-10 塔底苯-甲苯黏度组分苯(A)甲苯(B)黏度 0.2480.258由进料温度t=89 时,查苯-甲苯黏度于表 3-11表 3-11 进料苯-甲苯黏度组分苯(A)甲苯(B)黏度 0.2560.284进料处平均黏度塔顶处平均黏度塔底处平均黏度提馏段液体黏度平均值精镏段液体黏度平均值6.7塔的工艺条件和物料性质列表系统进料：25C处理量：4吨/时进料浓度：60%苯（质量）处理要求：塔顶浓度95.5%（质量）塔底浓度

15、0.35%（质量）塔顶冷凝全凝器.塔底再沸器间壁加热.进塔物料状态：泡点进料回流比：1.44冷却水温：20C加热蒸汽：0.2 Mpa年工作： 7200小时年工作日： 300天连续操作物料性质提馏段精馏段平均温度100.3586.8平均液相分子量87.37kg/kmol80.88kg/kmol平均气相分子量84.97kg/kmol79.45kg/kmol平均液相密度774.84kg/m3796.87kg/m3平均气相密度3.257kg/m32.982 kg/m3液体粘度0.266cp0.290cp液体表面张力17.78mN/m20.18mN/m平均压力115.8kPa108.45kPa7、塔和塔

16、板主要工艺尺寸计算7.1 塔径D和最大空塔气速空塔气速 精馏段由史密斯关联查得C,横坐标为取板间距HT=0.5m,取上板液层高度hL=0.08m则图中参数值为根据以上数据,由史密斯关联图查得因物系表面张力故 取安全系数为0.7,则空塔气速为 塔径提馏段由史密斯关联图查出C,横坐标为取板间距,取板上液层高度图中参数值根据以上数据,由史密斯关联图查得因物系表面张力,故则取安全系数为0.7,则空塔气速为塔径 因提馏段塔径大于精馏段塔径，故以提馏段为基准，按标准塔径圆整D=2.4m则塔截面积 空塔气速7.2 塔的有效高度7.3 溢流装置溢流装置计算选用单溢六弓型管降液管，不设进口堰堰长lw=（0.60

17、.8）D取堰长lw=0.8D=0.82.4=1.92m出口堰高hwhl=hw+how故hw=hl-how采用平直堰，堰上液层高度高可按 近似取E=1，则可由列线图查出how=0.035m hw=0.08-0.035=0.045m弓型降液管宽度Wd和面积Af ，由弓型降液管的宽度与面积图查得， 则Af=0.14AT=0.144.52=0.633m Wd=0.2D=0.22.4=0.48m按验算降液管内液体停留时间 停留时间5s，故降液管尺寸可用降液管底隙高度 可取降液管底隙处液体流速7.4 塔板布置和筛板数目和排列因为D1.5m，取Ws=0.07m,Wc=0.05m本设计所处理的物系无腐蚀性，可

18、选用=4mm碳钢板，筛孔直径do=4mm。筛孔按正三角形排列取孔中心距t=3do=3*4=12mm筛孔数目n为其中则 = =个开孔率 8、塔板负荷8.1 液沫夹带线依据泛点率按泛点率整理得由式知雾沫夹带线为直线，则在操作范围内任意取两个Ls值带入式，算出相应的Vs，值列于表8-1中：Ls m3/sVs m3/s0.0020.015.214.978.2液泛线联立：hp=hc+hI+hHd=hp+hL+hdHd(HT+hw)得：(HT+hw)= 由上式确定液泛线忽略h项，将,hI=0hL ,hL=hw+h0w,代入上式得：(HT+hw)且代入上式，将其化简为下式0.00324=0.155-22.4

19、-0.6 在操作范围内取若干个值，依式计算出相应值列附表8-2中： m3/s m3/s0.0010.0050.0080.0100.0126.7316.5416.3636.2486.1328.3 液体负荷上限线液体的最大流量应保证在降液管中停留时间不低于35s，液体在降液管内停留时间以=5s作为液体在降液管中停留时间的下限，则求出上限液体流量L s值（常数），在VsL s图上液相负荷上限不气体流量Vs无关的竖直线8.4 漏夜线对于F1型重阀，依据 计算则又知式中d0，N，v提均为已知数，故可由此式求出气相负荷Vs的下限值，据此作出与液体流量无关的水平漏夜线以F0=5作为规定气体最小负荷的标准则8

20、.5 液相负荷下限线取堰上液层上高度how=0.006m作为液相负荷下限条件依计算出下限值，依此作出液相负荷下限线，该线为气相流出无关的竖直线取E=1则根据本题附表1、2及(3)(4)(5)可分别作出塔板负荷性能图(1)(2)(3)(4)及(5)共5条线，见图0.243图：筛板塔负荷性能图线a漏液线 0.243m3/s 线b液相负荷上限线 m3/s线c液泛线 线d液末夹带线 线e液相负荷下限线 0.0004四、 辅助设备的计算及选型1、换热器的计算与选型换热器包括塔顶全凝器、塔底再沸器、原料加热器，下面分别对各个换热器进行计算并且选取适合的设备型号。1.1 塔顶全凝器假设本设计塔顶采用泡点回流

21、，用20 C的冷却水循环冷却，冷却水升温15C；操作方式为逆流操作。塔顶温度83.1C，冷却水温度变化为20 C35 C。查图（可知83.1C下苯和甲苯的汽化热分别为：380.2kJ/kg=380.278.11=29697.4kJ/kmol353 kJ/kg=35392.13=32521.9 kJ/kmol逆流：塔顶 t 83.1C 83.1C C 水 t 35 C 20 C 63.1C55.30C对塔顶冷凝部分混合物（溜出液）进行热量衡算，可得到80.756 0.96129697.4+0.03932521.9=2407.1 kJ/s有机物蒸气冷凝器设计选用的总体传热系数一般范围为500150

22、0kcal/(m2.h. C)本设计中取 K2996J/(m2. h. C)所以传热面积：52.3m2通过以上计算面积可使用规格型号：FLA600-60-25-2，Dg=600mm，公称压力 2.5MP，管程数 2，壳程数 1，管长3m，管径19m，管束图型号 A，公称换热面积60m2 ，计算还热面积 59 m2 ，设备质量 4000kg。1.2 原料加热器 原料液用饱和蒸汽加热（0.2Mpa），逆流操作，原料液温度从25 C升高到90.5C。C，14.93C，14.67 C不同温度下乙醇和水的比热容为，经查图（上册510页）可知C时 2.37 kJ/(kg .k) 4.179 kJ/(kg

23、.k)C时 3.66 kJ/(kg .k) 4.20kJ/(kg .k)则平均比热容为：2.968kJ/(kg .k) 4.189 kJ/(kg .k)3.847 kJ/(kg .k)所以 222.9 kJ/s传热系数取 K=450W/(m2.C) 则33.8m2采用浮头式换热器，用FB系列，选用公称直径500mm，公称压力1.6MP，公称面积65 m2 ，罐子尺寸252.5，管子总数120根（4管程），正方形倾斜45度排列。1.3 塔底再沸器选用132C饱和水蒸气加热，逆流操作，传热系数取K2996J/(m2. h. C)，料液温度变化：110.2C111.0 C，蒸汽温度变化：132C13

24、2C，C，21C，21.4 C。查图（上册514页）可知110.2C下苯和甲苯的汽化热分别为：372kJ/kg=37278.11=29057kJ/kmol360 kJ/kg=36092.13=33167 kJ/kmol80.756/3.60.04129057+0.95933167=740.1kJ/s所以传热面积：42m2采用浮头式换热器，用FB系列，选用公称直径500mm，公称压力1.6MP，公称面积70 m2 ，罐子尺寸252.5，管子总数180根（2管程），正方形倾斜45度排列。2、接管2.1 原料进料管 进料管的结构类型很多，有直管进料管、弯管进料管、T型进料管。本设计采用直管进料管，管

25、径计算如下：，取=0.8m/s，该温度下苯和水甲苯的密度分别为 798.2kg/m3 797.2kg/m3，所以 797.8 kg/m3m3/s=47mm通过以上计算，采用热轧无缝钢管（YB23164），外径55mm，壁厚2.5mm。2.2 回流管采用直管回流管，取1.6m3/s，料液冷凝后温度为83.1，查得该温度下苯和甲苯的密度分别为 813.5kg/m3 808.5 kg/m3，所以 812.9 kg/m3体积流速：49.696/3.678.25/812.9=0.0013m3/s=34mm采用热轧无缝钢管（YB23164），外径45mm，壁厚3.0mm。2.3 塔顶蒸汽出料管 塔顶蒸汽组

26、成y=0.961，平均分子M78.59kg/kmol塔顶蒸汽密度：则蒸汽流量：V6.878.59/2.60.205m3/s，直管出气，取出气气速u=20m/s,则113mm。采用热轧无缝钢管（YB23164），外径132mm，壁厚4.0mm。2.4 塔釡出料管 采用直管出料，取1.6m/s，塔釡出料温度为110.2，查得该温度下苯与甲苯的密度分别为 775.3kg/m3 768.8 kg/m3，所以平均密度：769.03kg/m3体积流速：16.72/3.691.56/769.03=5.53 10-4m3/s=21mm采用热轧无缝钢管（YB23164），外径30mm，壁厚4.5mm。2.5 再

27、沸器蒸汽出气管采用直管出料，取22m/s，采用间接水蒸气加热=90.62kg/kmol蒸汽密度：kg/m3 80.756/3.690.62/2.1=0.968 m3/s237mm采用热轧无缝钢管（YB23164），外径260mm，壁厚10.0mm。3、储槽3.1 原料液储槽原料液的存储量是要保证生产能正常进行,主要根据原料生产情况及供应周期而定的.一般说来,应保证在储槽装液6080,如不进料仍能维持运作24小时.取装料6080是因为在工业中为了安全,储槽一般要流出一定的空间.该设计任务中,取储槽装料70,即装填系数为0.7。原料液温度为t=25,此时进料液中各物料的物性是：872kg/m34.

28、59m3/s所需的储槽体积：157.4m3 取160 m3选用平底平盖的立式储槽，材料为碳钢，公称压力为常压，图号:R22-00-1,标准号为JB1422-74。3.2 中间槽（苯和甲苯贮槽） 中间槽是储存回流量及出料的储罐。苯甲苯精馏过程为连续生产，中间槽的设计依据是中间槽装液6080能保持至少12个小时的流量，该设计任务中，槽装液70，即取安全系数为0.7，保持流量2小时。取储槽中的料液温度为t=83.1，此时进料液中各物料的物性是：苯： 质量浓度甲苯： 质量浓度 进料液体积流量为：实际储槽体积：选用公称容积为100m3的平底平盖立式储槽，材料为碳钢，公称压力为图号：R22-00-1,标准

29、号为JB1422-74。4、泵的选型计算该工艺流程有两个主要的泵装置,一个为进料泵,负责把液体打进填料塔；另一个为回流泵,负责把回流液打回塔内重新进行精馏.由于所设计的泵用于输送化工液体,与一般泵不同,它要求泵操作方便,运行可靠,性能良好和维修方便.泵的选型首先要根据被输送物料的基本性质,包括相态、温度、粘度、密度、挥发性和毒性等,还要考虑生产的工艺过程、动力、环境和安全要求等条件.在流量小而压头高、液体又无悬浮物且粘度不高的情况下,选用旋涡泵较为适宜.4.1 进料泵进料液泵扬程计算：（为提馏段高度，h为塔支座高度）取块塔板高0.5m，=120.56m；考虑到再沸器，裙座高度取3m；则H=2(

30、6+3)18m。原料进料密度为797.8kg/m3，安全系数取1.3，则流量可计算为：6.52m3/h 在此条件下采用IS型单级单吸离心泵，型号：IS50-40-200.其性能参数为：转速n1450r/min，流量Q=7.5m3/h，扬程H13.2m，效率43，轴功率0.63KW,质量为62/46kg。4.2 回流泵回流泵扬程计算：（为精馏段高度，h为塔支座高度），取块塔板高0.5m，=90.54.5m；塔支座高度取3m；则H=2(4.5+3)15m。由前面计算可知，回流液密度为813.0kg/m3，0.0021m3/s安全系数取1.3，则流量可计算为：9.8m3/h。在此条件下采用IS型单级

31、单吸离心泵，型号：IS65-50-125。其性能参数为：转速n2900r/min，流量Q=12.5m3/h，扬程H32m，效率69，轴功率1.97KW，质量为41-54kg。5、温度计 温度计可采用双金属温度计，该温度计适用测量中、低温，可直接测量气体、液体的温度，具有易读数、坚固耐用等特点。查化工工艺设计手册，采用防护型号，选取WSS-401-F,公称直径为1200mm，测量范围为0300。6、压力计选用压力测量仪表时，要考虑其量程、精度及介质性质和使用条件因素，该设计任务压力不高、变动不大，工业用精度要求为1.5至2.5级，介质无腐蚀性不易堵塞。压力表安装的地方，应力求避免振动和高温的影响

32、，取压管的内墙面与设备或管道的内壁应平整，无凸出物或毛刺以保证正确取得静压力。被测介质温度超过60时，取压口至阀门见或阀门至压力表间应有冷凝管。根据该设计任务，查阅文献，现选用TG1200，测量范围为01200mmH2O.精度等级1.5，最大工作压力 6kgf/cm2。7、液位计7.1 原料槽液位计该设计任务中,原料槽采用卧式椭球形封头容器,筒体公称直径3m,故所选液位计测量范围大致在03m,希望实现自动控制, 查阅文献,可选用ULF-2型电远传翻板式液位计,该液位计能就地指示和远传液位,可与ULFX-2型液位数字显示报警仪配套使用.ULF-2-HC防爆远传翻板液位计和ULF-2-HC防爆液位

33、数字显示报警仪配套使用,可用于爆炸危险场合的液位测量.ULFX-2,ULF-2-HC适合在环境温度1040和相对湿度不大于80%下使用,电源电压为220V,50Hz.7.2 中间槽液位计浮筒式液位计,UTQ型气动浮筒式液位测量仪是对工业生产过程中容器内液位或界面实现就地指示和调节基地式液位仪表.调节带变送的UTQ型气动浮筒式液位测量仪可作为现场的液位变送单元与QDZ型气动单位组合仪表配套使用,实现控制室的集中控制.根据该设计任务,UTQ151型气动浮筒液位条件变送器,结构形式：内浮筒,顶置法兰.8、流量计 化工过程中需经常对物料进行流量和总量的测量.流量是指单位时间内通过的物料量.所选依据主要为介质的性质及流量测量范围. 将料液由贮槽送往预热器处需一个测量流量的流量计。转子流量计结构简单、读数方便、能量损失小，测量范围宽。料液在低压及较低温度下输送，因