化工原理课程设计苯甲苯

化工原理课程设计 化工原理课程设计 ----10--绪论化工原理课程设计的目的和要求生独立工作力量的重要作用。流程，查取资料，进展过程和设备计算，并要对自己的选择做出论证和核算，经过反复的分有益实践。通过课程设计,学生应当留意以下几个力量的训练和培育：查阅资料，选用公式和搜集数据(包括从已发表的文献中和从生产现场中搜集)的力量；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保护的正确设计思想，在这种设计思想的指导下去分析和解决实际问题的力量；快速准确的进展工程计算的力量；用简洁的文字，清楚的图表来表达自己设计思想的力量。学习绘制简洁的工艺流程图和主体设备工艺尺寸图学会编写设计说明书。第一节概述精馏操作对塔设备的要求精馏所进展的是气(汽)(汽)、液两相传质所用的塔设备，首先必需要能使气(汽)、液两相得到充分的接触，以到达较高的传质效率。塔设备是炼油、的填料层，液体自塔顶沿填料外表下流，气体逆流向上〔也有并流向下者〕与液相接触进展质热传递，气液相组成沿塔高连续变化，属微分接触操作过程。工业上对塔设备的主要要求是〔〕生产力量大〕传热、传质效率高〔〕气流的〕操作稳定，适应性强，操作弹性大〕构造简洁，材料耗用量少制造安装简洁，操作修理便利。此外，还要求不易堵塞、耐腐蚀等。实际上，任何塔设备都难以满足上述全部要求，况且上述要求中有些也是相互冲突的。选型。板式塔类型填料塔，填料塔的设计将在其他分册中作具体介绍，故本书将只介绍板式塔。板式塔为逐级接触型气－液传质设备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月以后，随着石油、化学工业生产的快速进展，相继消灭了大批型塔板，如S尤为广泛，因此，本章只争论筛板塔的设计。筛板塔筛板塔也是传质过程常用的塔设备，它的主要优点有：(1)构造比浮阀塔更简洁，易于加工，造价约为泡罩塔的6080％左右。2)处理力量大，比同塔径的泡罩塔可增加10～15％。(3)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(2～3)。3)小孔筛板简洁堵塞。原始数据年处理量：60000吨/年进料温度：泡点进料状况：泡点料液浓度：18%〔苯质量分率〕82%〔甲苯质量分率〕产品组成：塔顶产品浓度≥99.5%〔苯质量分率〕塔底釜液含甲苯量不低于99.9%(质量百分比)每年实际生产天数：8000小时〔剩下的时间为设备检修〕操作压力：塔顶为全凝器常压操作加热方式：间接蒸汽加热设备型式：筛板塔回流比：R=〔1.2~2〕Rmin其次节设计方案确实定流程示意图冷凝器→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↓再沸器←→塔底产品冷却器→甲苯的储罐→甲苯流程的说明料预热器，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，气定的时间然后进入苯的储罐，而其中的气态局部重回到精馏塔中，这个过程就叫做回流。鲜原料的参加。最终，完成苯与甲苯的分别。操作条件确实定本精馏方案适用于工业生产中分别苯-甲苯溶液二元液体混合物。精馏塔的产品要求纯度很高，达99.5％以上，而且要求塔顶、塔底产品同时合格，以及两塔顶温度一样，一般的要求。故承受温差掌握。操作压力〔不是混合气体。所以，不必要用加压减压或减压精馏。另一方面，加压或减压精馏能量消耗大，在常压下能操作的物系一般不用加压或减压精馏。进料状态进料状态直接影响到进料线〔q线、操作线和平衡关系的相对位置，对整个塔的热量衡数少，不需预热器，但塔釜热负荷〔一般需承受直接蒸汽加热〕从总热量看根本平衡，但进料温度波动较大，操作不易掌握；假设承受露点进料，则在分别要求肯定的条件下，所需理论板数多，进料前预热器负荷大，能耗大，同时精馏段与提馏段上升蒸汽量变化较大，操作不易掌握，受外界条件影响大。量变化较小，便于设计、制造和操作掌握。加热方式蒸馏釜的加热方式通常承受间接蒸汽加热，设置再沸器。有时也可承受直接蒸汽加热。安装鼓泡管，不须安置浩大的传热面。这样，可节约一些操作费用和设备费用。然而，直接状况下，塔底残液中易挥发组分的浓度应较低，因而塔板数稍有增加。但对有些物系(如酒精与水的二元混合液)，当残液的浓度淡薄时，溶液的相对挥发度很大，简洁分别，故所增加的塔板数并不多，此时承受直接蒸汽加热是适宜的。汽喷出小孔的阻力及釜中液柱静压力。对于酒精水溶液，一般承受0.4~0.7KPa〔表压。冷凝潜热较大，价格较低廉，因此通常用饱和水蒸汽作为加热剂。但假设要求加热温度超过180℃时，应考虑承受其它的加热剂，如烟道气或热油。大，形成膜状沸腾，反而对传热不利。冷却方式冷却剂。假设能用常温水作冷却剂，是最经济的。水的入口温度由气温打算，出口温度由设计者确定。冷却水出口温度取得高些，冷却剂的消耗可以削减，但同时温度差较小，传热面积将增加。冷却水出口温度的选择由当地水资源确定，但一般不宜超过50℃，否则溶于水中的无机盐将析出，生成水垢附着在换热器的外表而影响传热。热能的利用程本身的热能是格外重要的。选取适宜的回流比，使过程处于最正确条件下进展，可使能耗降至最低。与此同时，合理利用精馏过程本身的热能也是节约的重要举措。输入的热量，其数量是相当可观的。然而，在大多数状况，这局部热量由冷却剂带走而损失将塔顶蒸汽冷凝潜热及釜液产品的余热充分利用。此外，通过蒸馏系统的合理设置，也可以取得节能的效果。例如，承受中间再沸器和中间冷的热源，而中间冷凝器则可回收温度比塔顶高的热量。确定设计方案的原则到技术上最先进、经济上最合理的要求，符合优质、高产、安全、低消耗的原则。为此，必须具体考虑如下几点：满足工艺和操作的要求所设计出来的流程和设备，首先必需保证产品到达任务规定的要求，而且质量要稳定，这就要求各流体流量和压头稳定，入塔料液的温度和状态稳定，从而需要实行相应的措施。传热量也可进展调整。因此，在必要的位置上要装置调整阀门，在管路中安装备用支线。计是否正常，从而帮助找出不正常的缘由，以便实行相应措施。满足经济上的要求用塔顶、塔底的废热，就能节约很多生蒸汽和冷却水，也能削减电能消耗。又如冷却水出口和设备费都有影响。同样，回流比的大小对操作费和设备费也有很大影响。低一些。而且，应结合具体条件，选择最正确方案。例如，在缺水地区，冷却水的节约就很重要；在水源充分及电力充分、价廉地区，冷却水出口温度就可选低一些，以节约传热面积。保证安全生产要安全装置。较多的考虑，对其次个原则只作定性的考虑，而对第三个原则只要求作一般的考虑。第三节板式精馏塔的工艺计算物料衡算苯—3--1物质摩尔质量进口质量组塔底出口组成塔顶出口组成(Kg/mol)成(%)(%)(%)苯78.11180.199.5甲苯92.148299.90.53—1D=60000吨/年F

0.18 D

0.995 W

0.001进料量F 塔顶馏出液D 塔底残留液W的计算60000103D 7500kg/h8000FDWF D WxF xD xWFD( )D W F W/(0.70.002)41648.045kg/h则:WFD41648.045750034148.045kg/h计算x 、x 、xD W F

x MAA A

MA MAB B99.578.11xD99.578.110.592.1499.578.11

0.9957kmol0.178.110.178.110.178.110.178.1199.992.14W1878.1178.111878.1178.118292.14F原料液及塔顶、塔釜产品的平均摩尔质量M =78.11×0.18＋92.14×0.82=89.614kg/kmolFMD=0.995×78.11＋0.005×92.14=78.1805MW=0.001×78.11+0.999×92.14=92.12597摩尔流率：M 1 1F (F

/M (1苯 F

)/M 甲苯

0.1810.1878.11 92.14

89.254kg/kmol1 1MD( /MD 苯

(1D

)/M

) 78.169kg/kmol1 1MW( /MW 苯

(1W

)/M

) 92.123kg/kmolFF/MFDD/MD

41648.045/89.254466.623kmol/h95.946kmol/hWW/M 34148.045/92.123370.679kmol/hW相对挥发度的计算：Antoine蒸汽压方程BlnP°=A-

TC式中 P°——在T时的饱和蒸汽压，mmHg；T——温度，K；A、B、C——安托因〔Antoine〕常数苯甲苯A6.030556.07954B苯甲苯A6.030556.07954B1211.0331344.8C220.79219.482①、各温度下苯和甲苯的饱和蒸汽压列表：1mmHg=133.3Pa温度℃5060708090100苯1.55831.71761.86592.00442.13392.2553甲苯1.08911.26771.43391.58901.73411.8701②、计算各温度下的苯对甲苯的相对挥发度：P0计算公式为：α=A P0B温度℃5060708090100α1.43081.35491.30131.26141.23062.5920 =1.5285均回流比确实定R=〔1.1~2〕RminR=1.6Rmin泡点进料，q1 x x 0.256molq F 0.2056y x 0.2834q 11x 10.2056x y

0.99570.2834

D q

1.7837min

y xq

0.28340.2056R1.6R 1.61.78372.854min xD 0.99570.2584 R1 2.851操作线方程Ⅰ精馏段操作线方程yLn1VyL

xDxn V D式中χУ

n层板下降液体中易挥发组分的摩尔分率；nn+1层板上升蒸汽中易挥发组分的摩尔分率。n+1R2.854 xD0.9957 均1.5285LRD2.85495.946273.830kmol/hY0..741x0.2584 以第一块塔板作为计算依据由于Y x1

0.9957所以x1

1

均 1

Ⅱ提留段操作线方程y=m+1y=

LxV

WxV 式中：χУ

’m层板下降液体中易挥发组分摩尔分率；m’ m+1层板上升蒸汽中易挥发组分摩尔分率。m+1泡点进料q1L/LF273.830466.623740.453kmol/h/hY1.98x0.001以塔釜作为计算依据xW

0.001179YW

x均W

均

-1xW

0.0018理论塔板数确实定先交替使用相平衡方程和精馏段操作线方程计算如下：Y=X1 D

=0.9957 相平衡X1

=0.9934 y n

RR1X

+n1

XDR1操作线Y =0.994 X =0.9912 2Y =0.992 X =0.9883 3Y =0.990 X =0.9854 4Y =0.919 X =0.881 ＜x5 5 F所以本设计共有五块精馏板，第六块为进料板。精馏段液相质量流量：L=R×D=2.854×2.083=5.946kg/s精馏段气相质量流量：V=(R+1)×D=3.854×2.083=8.028kg/s提馏段液相质量流量：L’=L+q×F=5.946+1×11.568=17.515kg/s提馏段气相质量流量：V’=V－(1－q)×F=8.028kg/s则提馏段的操作线方程为：y

=R”1x－xwn1w

R” n ‘以下交替使用相平衡方程和提馏段操作线方程计算如下：Y =0.864 X =0.7536 6Y =0.765 X =0.6457 7Y =0.694 X =0.5848 8Y =0.602 X =0.5129 9Y =0.586 X =0.48810 10Y =0.499 X =0.37911 11Y =0.389 X =0.30912 12Y =0.290 X =0.29913 13Y =0.201 X =0.10114 14Y =0.191 X =0.010215 15Y16=0.132 X16=0.00996Y17=0.099 X17=0.00912Y18=0.023 X18=0.00869Y19=0.0097 X19=0.00963＜0.001179所以共需十九块塔板，其中精馏段五块，提馏段十四块。精馏塔塔效率的计算353.25K383.78K塔的平均温度为Tm=368.515K苯的粘度系数：甲苯的粘度系数：粘度计算公式：A A

0.26Cp苯 0.28Cp甲苯lg= -T B则液相在此温度下的平均粘度为： ii则精馏段的效率为：Ｔ

1.10.54530.5998实际塔板数计算精馏段：N精=6/0.4=15 取15块提馏段：N提=7/0.4=27.5 取28块精馏塔塔顶、塔底、进料板温度计算比较接近，所以该混合物为完全抱负体系。相平衡常数：i y pKi=i x pi式中p—系统的压力，mmHgpi0组分的饱和蒸气压，mmHgPP

=763mmHg顶=933mmHg釜查常压下两组分的沸点，苯：TA=80.10TB=110.63℃。〔1〕塔顶温度的求取xDA

0.9957 xDB

19957003塔顶承受全凝器，P =763mmHg； P =933mmHg顶 底依据InPi0=

BAi- i Antoine公式TCi查得：苯和甲苯的根底物性数据见表2-22-2苯和甲苯的根底物性数据苯苯甲苯A15.900816.0173B2788.513096.52C-52.36-53.67承受试差法求塔顶温度：80.10℃〔353.25K〕试差： 353.2552.36lnPS 15.9008AAPS=759.96mmHgA3096.52BlnPS16.0173353.2553.67BPBS=293.27mmHgAKA=PS/P=759.96/763=0.9960AKB=PBS/P=293.27/763=0.3844与塔顶气相相平衡的液相组成：x x /KDA x x /KDB

0.9957/0.99600.99970.00/0.38440.0112则：x x x i A Bx10.01090.001xi>1所设温度偏低。i81.4℃〔354.55K〕依据式差法得x x x 0.977131i A Bx10.02870.001不合格xi>1所设温度偏高。i顶温度为80.65℃〔353.8K〕依据试差：得：x x x i A Bx10.00040.001合格。i因此，塔顶温度T 353.8KD塔釜温度的求取xWA

0.001179 xWB

10.0011790.998821依据

BCTi Antoine公式Ci试差APS=2091.51mmHg A

BS=911.0642mmHgAKA=PS/P=2091.51/933=2.2417AKB=PBS/P=911.0642/933=0.9765与塔釜液相相平衡的气相组成：y K xAWAy K xB

2.24170.0011790.00260.97650.0.9753yi

y yA

y10.02200.00不合格i

1所设温度偏低。同理yi

y yA

1.00011y 10.00010.001该温度符合要求。i所以塔釜温度390.92K进料板温度确实定

=763mmHg； 顶

=933mmHg底P 进料

+P 〕/2=〔763+933〕/2=848mmHg顶 底x 0.2056 xFA 根椐

10.2050.7944o BInPi=AiTi Antoine公式CiC设进料板温度为89.63℃〔362.78K〕试差：APS=1010.0721mmHg A

BS=403.3343mmHgAA

S/P=1010.0721/848=1.1911228KB=PBS/P=403.3343/848=0.47563泡点进料，与液相相平衡的气相组成：y K xA FAy K xB FB

1.19112280.733480.873660.475630.266520.12676则： yi

y yA

y10.000420.001该温度符合要求。i所以进料板温度T 362.78KF第四节 塔和塔板主要工艺尺寸的设计计算塔径计算U 0.65~0.85U 这里取U 0.7U实 F 实 F精馏段U0.71.2240.85684Vgu0.423.144Vgu0.423.140.8568：D=0.8m=800mm0.8mHT

ATA T 4

D23.1484

0.5024m2空塔气速：U V Ag T提馏段U 0.7U实 F

0.42/0.50240.836m/sU0.70.7440.52084Vgu40.54353.144Vgu40.54353.140.5208：D=1.2m=1200mm1.2mHT

400mm，HT

可用。AT

D23.14124 4

1.1304m2空塔气速：U V Ag T

5434/130448m/s精馏塔高度计算:进料板温度为89.63oC 1010.0721/403.3343.504进料 772.9155/298.87862.586顶 〔均

1/进料

(2.5862.504)1/22.545 x

x DF FDFN

x x min

1ga均lg 0.9915 10.7334810.9915 0.73348 lg2.545N 4.011minRRmin2.2661.2588

0.3084R1 2.2661查图吉利兰关联图NN查得: min0.38 N=7.70N2N N /E 实精 T TN NN实提

28块16块板进料H 4—1.0~2.0m取1.5m N取个H 4D PH H1

(N

1)HT

〔N

2〕HT15.2取H 1.3m H 1.4mD 裙带VVH

D0.025B 0.785D2 4T106.9/607852

1.20.0251.34m4H H H H H NH 19.85m1 2 D B 裙带 P P塔板构造尺寸的设计计算Ⅰ精馏段堰高hw

h hL

601050mm0.05m筛孔数目与排列规定塔板上筛孔为正三角形排列t/D(2.5~5)do

取孔径do

5mm孔间距t2.8do

14mm0.014m开孔率：0.907(do

/t)20.907(5/14)211.57%0.11570.1755n1.15Aa

/t21.15

(0.014)2

1029.721030Ⅱ提留段堰高hw

h hL

601248mm0.048m筛孔数目与排列规定塔板上筛孔为正三角形排列t/D(2.5~5)do

取孔径do

5mm孔间距t2.8do

14mm0.014m开孔率：0.907(do

/t)20.907(5/14)211.57%0.11570.670n1.15Aa

/t21.15

(0.014)2

3931热量衡算①塔顶苯蒸汽带出热量Q1Q VH1 1Q 4082.55132538896.6(kcal/h)1②塔底残液带出热量Q〔以甲苯为计算依据〕2Q WH 519.345327525.02(kcal/h)2 2③塔体散热量QQ A3

t D

3t C则Q 14.330301017160kcal/h3④总输出热量QTQ Q QT 1 2

Q 27525.0217160583581.62kcal/h3⑤原料带入热量Q4H 12kcal/kg4Q FH4

1769.341221232.08kcal/h⑥回流带入热量Q5Q LH 2838.3671234060.404kcal/h5 5⑦塔底再沸器供热量Q6Q Q6 (Q4

Q)583581.62(21232.0834060.404)528289.136kcal/h5间接蒸汽压力取0.78MPa

〔确定压强，查得相应饱和水蒸汽温度为169oC饱和蒸气的比汽化焓为2055kJ/kg蒸汽消耗量528289.1364.187/20551076.37kg/h第五节关心设备选型计算换热器确实定ⅰ换热面积的计算t 117.77oCWt169117.7751.23oC换热面积QA6Q

528289.136 24.55m tK 420)20％的裕量考虑，实际需换热面积：A 24.55120%29.46m2实选用再沸器规格为：其型号为：即FA-500-80-16-2ⅱ换热面积的计算Q冷凝段换热面积A 1Q1 tK1 1取冷凝段总传热系数K 280kcal/mh2oC1QA Q

383759.7

25.48m21 tK1 1

53.8280冷却段换热面积冷却器选用单壳程，温度修正系数T T 30R1 2 14t t1 t t

18.71518.715P2 1 0.056T t1 1换热面积

80.651