苯和二甲苯物系分离系统设计书

苯和二甲苯物系分离系统设计书第一章绪论1.1分离方法的选择分离方法的选择：精馏分离法，由于苯和对二甲苯所具有的物理性质不同，且满足于精馏分离的条件，在精馏分离中，多级分离过程，即混合液进行部分汽化和部分冷凝，故可使混合液得到近乎完全分离。1.2设计流程1.3设备初选1.3.1塔板类型的选择：常见的塔板有泡罩塔板，筛板，浮阀塔板和喷射型塔板。其中泡罩塔板的优点是：因升气管高出液层，不易发生漏液现象，有较好的操作弹性，即当汽液负荷有较大的波动时，仍能维持几乎恒定的板效率；塔板不易堵塞，适合处理各种物料。缺点是：塔板结构复杂，金属耗量大，造价高；板上液层后，气体流径曲折，通过塔板的压降加大，兼因雾沫夹带现象严重，限制了气速的提高，致使生产能力及板效率均较低，所以我们不作考虑。筛板的优点是结构简单，造价低廉，气体压降小，板上液面落差也较小，生产能力及板效率均较泡罩塔高。主要缺点是：操作弹性小，筛孔小时容易堵塞，若筛孔大时，由于气速的提高，生产能力增大，所以我们也不做考虑。浮阀塔的优点：①生产能力大；②操作弹性大；③塔板效率高；④塔板压降及液面落差小；⑤塔的造价低。浮阀塔致使不宜处理结焦或黏度大稍大及有一般聚合现象的系统。所以我们觉得浮阀塔是最合适的。喷射型塔板生产能力大，操作弹性大，压降小，液面落差小，但是有漏液和“吹干”现象，所以也不作考虑。1.3.2换热器的选择换热器的分类主要有管式换热器形式，板式换热器形式和热管换热器的结构形式。管式换热器，当两流体的温度较大，就可能由于热应力而引起设备的变形，甚至弯曲或破裂，所以在这里不作考虑。板式换热器，因为其效率高，热损失小，结构紧凑轻巧，占地面积小，安装清洗方便，运用广泛，寿命长。所以我们是可以考虑的。热管换热器，其功能上和板式换热器差不多，但是由于它的价钱一般来说比板式换热器的贵，所以我们在这次实验中选择板式换热器。1.3.3离心泵的选择常见的泵有很多种，有往复泵，旋转泵，漩涡泵，离心泵等，我们这次选择的是离心泵，因为它具有以下有点：①结构简单，操作容易，便于调节和自控；②流量均匀，效率高；③流量和压头的适用范围广；④适用于输送腐蚀性或含有悬浮物的液体。1.3.4管路的选择所选择的是无缝钢管，适合石油，化工，窝炉行业的耐高温，耐低温，耐腐蚀。1.4操作条件1.4.1操作压力的选择塔内操作压力的选择不仅涉及到分离问题，而且与塔顶和塔底的温度有关。应根据所处理的物料性质，并兼顾技术上的可行性和经济上的合理性来综合考虑。加压蒸馏可提高设备的处理能力，但会增加塔壁的厚度，使设备费用增加。另外，压力增加使溶液的泡点和露点温度均增加，物系的相对挥发度减小，使物系分离困难。减压蒸馏不仅需要增加真空设备的投资和操作费用，而且由于真空下其体积增大，需要的塔径增加，因此设备费用增加。对热敏性物料可采用减压蒸馏，所以为了有效的降低设备造价和操作费用对这类溶液可采用常压蒸馏。1.4.2加料方式加料方式有两种：高位槽加料和泵加料。加料方式可以用加料泵直接加料也可以用高位槽加料。用泵直接加料,简单易行,但用高位槽加料流量稳定,以免受泵操作波动的影响，依靠重力流动方式可省去一笔操作费用，但是设施的建设费用会相应增加，所以本实验选择用泵加料方式。1.4.3进料热状态的选择:进料热状态有五种：冷液进料，泡点进料，气液混合进料，露点进料，加热蒸汽进料。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，对整个塔的热量衡算也有很大的影响。和泡点进料相比，若采用冷进料，在分离要求一定的条件下所需理论板数少，不需要预热器，但塔釜热负荷(一般需采用直接蒸汽加热）从总热量看基本平衡，但进料温度波动较大，操作不易控制；若采用露点进料，则在分离要求一定的条件下。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，操作不易控制，受外界条件影响大。泡点进料介于二者之间，最大的优点在于受外界干扰小，塔内精馏段、提馏段上升蒸汽量变化较小，便于设计、制造和操作控制。1.4.3塔底加热方式的选择塔釜可采用间接蒸汽加热或直接蒸汽加热。直接蒸汽加热的优点是，可利用压强较低的加热蒸汽，并省掉间接加热设备，以节省操作费用和设备费用。但直接蒸汽加热，只适用于釜中残液是水或与水不互溶而易于分离的物料，所以通常情况下，多采用间接蒸汽加热。因为此操作是用于分离苯和对二甲苯，不适合使用直接蒸汽加热，所以采取间歇蒸汽加热方法。1.4.4回流方式的选择液体回流可借助位差采用重力回流或用泵强制回流。采用重力回流可节省一台回流泵，节省设备费用，但用泵强制回流，便于控制回流比。本次方案设计要求回流比R控制为最小回流比的1.6倍第二章精馏塔的工艺计算2.1基础数据表2-1-1苯和对二甲苯的物理性质物性密度熔点沸点相对分子质量临界压力在水的溶解度折射率T/℃T/℃MP/MPag/ml苯878.65.5180.178.114.920.00181.50108对二甲苯86113.2138.5106.173.51不溶1.49575表2-1-2苯和对二甲苯的密度温度T/℃80859095100105110115120苯㎏/m3816810805799793788782776770对二甲苯㎏/m3810805800796791786782777772图2-1苯和对二甲苯的温度密度曲线其中苯的回归方程为：ρ苯=-1.1643T+909.52；另外ρ对二甲苯=-0.9515T+886.09表2-1-3苯和对二甲苯的黏度温度T/℃80859095100105110115120苯μ/μPa311.8299286272260247235228220对二甲苯μ/μPa349335324310299290280269259图2-2苯和对二甲苯的温度黏度曲线表2-1-4苯和对二甲苯的表面张力温度T/℃80859095100105110115120苯σ/mN/m21.1420.5119.8919.2818.6618.0517.4516.8516.25对二甲苯σ/mN/m21.9421.4120.8820.2619.8419.3218.818.2917.78图2-3苯和对二甲苯的温度黏度曲线2.2常压下苯和对二甲苯的汽液平衡数：表2-2-1苯和对二甲苯的Antoine常数组分ABC苯6.905651211.033220.79对二甲苯6.990521453.43215.307Antonie公式TCBAPlg,其中P是饱和蒸汽压，单位是mmHg,温度T的单位是℃。表2-2-2汽液平衡数温度T/℃80859095100105110115120α6.4676.2336.0135.8095.6185.4395.2725.1154.968苯P/Kpa101117.5136.1156.9180205.8234.2265.5300对二甲苯P/Kpa15.6218.8622.6427.0132.0537.8344.4251.960.37x0.9880.8220.6820.5620.460.370.2930.2250.165y0.9980.9670.9280.8820.8280.7620.6860.5960.495②由以上数据可得318.5.....131321αααα③图2-4苯和对二甲苯的T-X-Y曲线④图2-5苯和对二甲苯的X-Y曲线⑤因为苯的进料组成是40%，所以4753.0106/6078/4078/40xF查图2-4可得其泡点约为95℃，露点为122.5℃。2.3物料衡算：1、组成①∵塔顶馏出液苯的质量分数为90%∴9244.0106/1078/9078/90xD∵塔釜液中苯的质量分数为2%∴0270.0106/9878/278/2xw②塔顶馏出液的平均相对分子质量1168.801060756.0789244.0MD塔釜混合液的平均相对分子质量244.105106973.0780270.0MN料液的平均相对分子质量6916.921065247.0784753.0MF③原料液流量hkmolF/492.76916.9224300100050002、全塔物料衡算D+W=F=7.492（a)xxxFWDFWD即0.9244D+0.0270W=7.492×0.4753(b)联立a、b，解得D=3.7427kmol/hW=3.7493kmol/h3、Rmin，R的确定①xyyxRqqqDmin（a)（2-1）xxyqqqaa)1(1(b)（2-2）联立a、b得］［xxxxRqDqDaa1)1(11min∵饱和液体进料∴xxFq故］［xxxxRFDFaa1)1(11Dmin（c)把a=5.318，xD=0.9244，xF=0.4753代入C，解得273.0minR②R=1.8Rmin=0.49142.4精馏段、提馏段操作线方程精馏段操作线方程xxyDnnRRR1111=0.329xn+0.671提馏段操作线方程027.0750.350.7743.3464.0750.3750.350.7743.3464.050.7743.3464.0'1xwxwWqFLWxmWqFLqFLym∴0185.0683.1'1xywm2.5塔板数和进料塔位置①简捷法吉利兰图如下：全塔理论板层数由芬斯克方程式知60.2132.5lg)027.0027.01)(92.0192.0(lg1lg)-1)1lgWmin］［］（［（axxxxNmWDD且(R-Rmin)/(R+1)=0.2184由吉利兰图查得(N-Nmin)/(N+2)=0.457即(N-2.60)/(N+2)=0.457解得N=6.47(不包括再沸器）所以理论塔板数为7精馏段理论板层数509.0132.5lg)]48.048.01)(92.0192.0lg[(1lg)]1)(1lg[('minaxxxxNmFFDD前已查出(N-Nmin)/(N+2)=0.457∴N=2.62故进料塔位置为从塔顶往下的第3层理论板。②作图法图2-6求理论板数的图解法从图可得，塔板的理论板数是6，其中进料是从第2块塔板开始。2.6全塔效率的确定∵047.0xw966.0xD∴由图2-4苯-对二甲苯混合液的t-x-y图可得塔釜的温度Tw=126.02℃，塔顶的温度TD=102.35℃。因为其是在泡点进料，所以TF=99℃。所以平均温度T=109.12℃，所以F+-X=0.47530.2436+-=LFX苯对二甲苯（1）（10.5246）0.28910.2631mpas所以0.2450.49()0.451TLE实际塔板数NpNp=7/0.451=16第三章精馏塔主要尺寸计算3.1塔的工艺条件及物性数据3.1.1.工艺条件：①操作压强即塔顶压强：100kPa;压强降是0.7PkPa②操作温度：,,.DwFTTT.2.已知DX=0.9244，WX=0.027，FX=0.4753，由苯和对二甲苯的T-X-Y图，可以推出DT=92.41℃，wT=129.88℃，FT=103.90℃.所以精馏段的温度98.162DFnTTT℃提馏段的温度116.892wFmTTT℃3.1.2物性数据：1.平均分子量：塔顶：1y=DX=0.9244由111)1(1xxy，且α=5.318，所以1x=0.6971气相:=kg/kmol液相:kg/kmol.进料：FX=0.4753，0.8281(1)FFFXyX;气相：kg/kmol;液相：kg/kmol塔釜：=0.027，0.1291(1)；气相：()0.12980.1168(10.129)105.244101.985VWFiiMyM；液相：()0.02780.1168(10.027)105.224104.546LWFiiMXM