苯甲苯精馏塔设计Word文档格式.docx
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5.塔板结构俯视图和塔板安装图。
6.对本设计的评述或有关问题的分析讨论。
苯—甲苯分离过程筛板精馏塔设计
(南华大学化学化工学院,衡阳,421001黄刚)
摘要:
本设计对苯—甲苯分离过程筛板精馏塔装置进行了设计,主要进行了以下工作:
1、对主要生产工艺流程和方案进行了选择和确定。
2、对生产的主要设备—筛板塔进行了工艺计算设计,其中包括:
①精馏塔的物料衡算;
②塔板数的确定;
③精馏塔的工艺条件及有关物性数据的计算;
④精馏塔的塔体工艺尺寸计算;
⑤精馏塔塔板的主要工艺尺寸的计算。
3、绘制了生产工艺流程图和精馏塔设计条件图。
4、对设计过程中的有关问题进行了讨论和评述。
本设计简明、合理,能满足初步生产工艺的需要,有一定的实践指导作用。
关键词:
苯—甲苯;
分离过程;
精馏塔
前言
塔设备的应用有着悠久的历史,在很多工业部门都有应用,尤其用在化工、石油、能源等部门。
精馏塔是分离混合主份的常用方法。
由于、蒸馏属于气液两相见的传质过程。
塔设备主要包括以下两类:
板式塔、填料塔两大类。
对一个具体达到分离过程,设计中选择何种塔型,应该根据生产能力、分离效率、塔压力降、操作弹性等要求,并结合制造、维修、造价等因素综合考虑。
精馏塔的设计主要包括以下内容:
①根据分离任务和有关要求确定设计方案;
②初步确定精馏塔的结构尺寸;
③核算流体力学;
④确定塔的工艺结构。
⑤绘制塔板的负荷性能图。
(一)设计方案的确定
本设计任务为分离苯-甲苯溶液混合物。
对于二元混合物的分离,应采用连续精馏流程。
设计中采用泡点进料,将原料液通过预热器加热至泡点送入精馏塔内。
塔顶上升蒸汽采用全凝器冷凝,冷凝液在泡点下一部分回流至塔内,其余部分经产品冷却器冷却后送至储罐。
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1.5倍。
塔釜采用间接蒸汽加热,塔底产品经冷却后送至储罐。
1.设计流程的说明:
精馏装置包括精馏塔,原料预热器,再沸器,冷凝器。
釜液冷却器和产品冷凝器等设备。
热量自塔釜输入,物料在塔内经多次部分汽化与与部分冷凝器进行精馏分离,由冷凝器和冷却器中的冷却介质将余热带走。
在此过程中,热能利用率很低,为此,在确定流程装置时应考虑余热的利用,注意节能。
另外,为保持塔的操作稳定性,流程中除用泵直接送入塔原料外,也可以采用高位槽送料以免受泵操作波动的影响
塔顶冷凝装置根据生产状况以决定采用全凝器,以便于准确地控制回流比。
若后继装置使用气态物料,则宜用全分凝器。
总而言之确定流程时要较全面,合理的兼顾设备,操作费用操作控制及安全因素。
连续精馏操作流程图
2.操作方案的说明:
本设计任务为分离苯—甲苯混合物。
设计中采用泡点进料,降原料液通过预热器加热至泡点后送入精馏塔内。
塔顶上升蒸汽采用全凝器冷凝。
冷凝器在泡点下一部分回流到塔内,其余部分经产品冷却器冷却后送入储罐。
该物系属于易分离物系,最小回流比较小,故操作回流比去最小回流比的两倍。
塔釜采用间接蒸汽加热,塔底产品冷却送到储罐。
设计操作流程图
3.本设计中符号的说明
英文字母:
A0筛孔面积,㎡h0降液管底高度,m
Aa塔板开孔面积,㎡hσ相克服表面张力压降所当高度,m
Af降液管面积,㎡k筛板的稳定系数
AT塔截面积,㎡L塔内下降液体流量,kmol/h
C计算时umax的负荷因数lW溢流堰高度,m
CO流量系数LS下降液体流率,m3/s
D塔径,mN理论板数
d0筛孔直径,mmNP实际塔板数
E液流收缩系数NT理论塔板数
ET全塔效率n筛孔数
ev雾沫夹带量,kg液/kg气P操作压强,pa或kpa
F进料流量,kmol/h△P压强降,pa或kpa
Fa气相动能因数q进料热状态承参数
H板间距,mmR回流比
hc与干板压降相当液柱高度,mS直接蒸汽量,kmol/h
h1进口堰与降液管的水平距离,mt筛孔中心距,mm
hl与气流穿过液层的压降
相当液柱高度mu空塔气速,m/s
hf板上鼓泡层高度,mu0筛孔气速,m/s
hL板上液曾高度,mu′0降液管底隙处液体流速,m/s
hd,与液体流经降液管压降相当液柱高度,m
DF进料管直径,mDl回流管直径,m
DW釜液出口管直径,mDT塔顶蒸汽管直径,m
下标:
hp与单板压降相当液层高度,mA易挥发组分
B难挥发组分
how堰上液层高度,mD馏出液
hw溢流堰长度,mL液相
W釜残液流量,kmol/hh小时
WC无效区块度,mi组分序号
Wd弓形降液管高度,mm平均
ws安定区宽度,mF原料液
X液相中易挥发组分摩尔分率min最小
Y气相中易挥发组分摩尔分率max最大
Z塔的有效高度,mn塔板序号
vs塔内上升蒸汽流量,m3/s
希腊字母:
α相对挥发度,无因次
β干筛孔流量系数的修正系数,无因次
σ液体表面张力,mN/m
δ筛板厚度,mm
μ粘度,mPa.s
ψ液体密度校正系数
φ开孔率
t时间,s
ρL液相密度,kg/m3
ρV液相密度,kg/m3
(二)精馏塔的物料衡算
1.原料及塔顶产品的摩尔分率
苯的摩尔质量为:
78.11kg/kmol
甲苯的摩尔质量为:
92.13kg/kmol
xf=(0.35/78.11)/(0.35/78.11+0.65/92.13)=0.388
xd=(0.96/78.11)/(0.96/78.11+0.04/92.13)=0.966
xw=(0.01/78.11)/(0.01/78.11+0.99/92.13)=0.012
2.原料液及塔顶产品的平均摩尔质量
Mf=0.388×
78.11+92.13×
(1-0.412)=86.69kg/kmol
Md=0.966×
(1-0.966)=78.59kg/kmol
Mw=0.012×
(1-0.012)=91.96kg/kmol
则可知:
原料的处理量:
F=50000/86.69=57.67kmol/h
由总物料衡算:
F=D+W
以及:
xf×
F=xd×
D+W×
xw
容易得出:
D=22.73kmol/h
W=34.94kmol/h
(三)塔板数的确定
1.理论板数
的求取
(1)相对挥发度的求取
苯的沸点为80.1℃,甲苯额沸点为110.63℃
1 当温度为80.1℃时
解得
,
2 当温度为110.63℃时
则有
(2)最小回流比的求取
由于是饱和液体进料,有q=1,q线为一垂直线,故
,根据相平衡方程有
最小回流比为
回流比为最小回流比的1.5倍,即
(3)精馏塔的气、液相负荷
(4)操作线方程
精馏段操作线方程
提馏段操作线方程
两操作线交点横坐标为
理论板计算过程如下:
气液平衡方程
变形有
由y求的x,再将x带入平衡方程,以此类推
总理论板数为15(包括蒸馏釜),精馏段理论板数为7,第8块板为进料板。
2.实际板层数的求取
由t-x-y图
td=82.1℃tw=110.5℃
平均温度tm=(td+tw)/2=(82.1+110.5)/2=96.3
查手册,知
tm下的粘度为μA=0.27μB=031
由t-x-y图得xa=0.365xb=0.635ya=0.581yb=0.419
μL=0.365×
0.27+0.635×
0.31=0.296
a=(yaxb)/(ybxa)=(0.581×
0.635)/(0.419×
0.365)=2.412
Et=
=0.49(α
)
=0.49×
(2.412×
0.296)
=0.53
精馏段实际板层数N精=6/0.53=11.3=12
N提=7.5/0.53=14.15=15
(四)精馏塔的工艺条件及有关物性数据的计算
⑴操作压力的计算
塔顶操作压力Pd=101.3+4=105.3(Kpa)
每层板压力:
Pm=0.7(KPa)
进料板压力:
PW=105.3+12×
0.7=189.3(KPa)
精馏段平均压力:
Pm’=(105.3+189.3/2=147.3(KPa)
⑵操作温度的计算
塔顶温度tD=82.1℃
进料板温度tF=97.2℃
塔釜温度tW=103.2℃
精馏段平均温度tm=(82.1+103.2)/2=89.65(℃)
⑶平均摩尔质量的计算
塔顶平均摩尔质量的计算
由理论板的计算过程可知,
进料板平均摩尔质量的计算
精馏段的平均摩尔质量为
⑷平均密度的计算
a.精馏段平均密度的计算
Ⅰ 气相 由理想气体状态方程得
ρVm=PmMvw/RTm=(147×
81.91)/[8.314×
(273.15+89.65)]=4.00kg/m3
Ⅱ 液相 查不同温度下的密度,可得tD=82.1.℃时
ρA=812.7kg/m3B=807.9kg/m3
tF=97.2℃时ρA=793.0kg/m3ρB=788.54kg/m3
ρLDm=1/(0.96/812.7+0.04/807.9)=812.5kg/m3
进料板液相的质量分率
αA=(0.388×
78.11)/(0.388×
78.11+0.612×
92.13)=0.35
ρLFm=1/(0.35/793.0+0.65/788.54)=791.6kg/m3
精馏段液相平均密度为
ρLm=(789.9+791)/2=790.45kg/m3
⑸平均粘度的计算
液相平均粘度依下式计算即
lgμLm=∑xilgμi
a.塔顶液相平均粘度的计算由tD=82.1℃查手册得
μA=0.302mPa.sμB=0.306mPa.s
lgμLDm=0.966lg(0.302)+0.034lg(0.306)
解得
μLDm=0.302mPa.s
b.进料板平均粘度的计算由tF=97.2℃查手册得
μA=0.261mPa.sμB=0.3030mPa.s
lgμLFm=0.388lg(0.2610)+0.612lg(0.3030)
解得
μLFm=0.261mPa.s
精馏段平均粘度
μLm=(0.302+0.261)/2=0.282mPa.s
⑹液相平均表面张力的计算
液相平均表面张力依下式计算即
σLm=∑xiσi
a.塔顶液相平均表面张力的计算由tD=82.1℃查手册得
σA=21.24mN/mσB=21.42mN/m
σLDm=0.966×
21.24+0.034×
21.42=21.25mN/m
b.进料板液相平均表面张力的计算由tF=97.2℃查手册得
σA=19.10mN/mσB=19.56N/m
σLFM=0.388×
19.10+0.612×
19.56=19.43mN/m
精馏段液相平均表面张力
σLm=(21.25+19.43)/2=20.34mN/m
(五)精馏塔的塔体工艺尺寸计算
1.塔径的计算
精馏段的气、液相体积流率为
VS=VMVm/3600ρVm=(77.28×
81.085)/(3600×
4.00)=0.451m3/s
LS=LMLm/3600ρLm=(54.55×
82.96)/(3600×
790.45)=0.0017m3/s
式中,负荷因子
由史密斯关联图查得C20再求
图的横坐标为Flv=L/V×
(ρl/ρv)0.5=0.0533
取板间距,HT=0.40m,板上清液层高度取hL=0.06m,则HT-hL=0.34m
史密斯关联图
由上面史密斯关联图,得知 C20=0.073
气体负荷因子 C=C20×
(σ/20)0.2=0.0732
Umax=1.033m/s
取安全系数为0.7,则空塔气速为0.7U=Umax=0.7×
1.033=0.723m/s
=0.891m
按标准塔径圆整后为D=0.9m
塔截面积为At=3.14×
0.9×
0.9=0.636m2
实际空塔气速为U实际=0.451/0.636=0.709m/s
U实际/Umax=1.887/2.43=0.78(安全系数在充许的范围内,符全设计要求)
⑵ 由上面可知提馏段L=389.65kmol/h
V=189.61kmol/h
2.精馏塔有效高度的计算
精馏段有效高度为Z精=(N精-1)HT=(12-1)×
0.40=4.4m
提馏段有效高度为Z提=(N提-1)HT=(15-1)×
0.40=5.6m
在进料板上方开一个人孔,其高度为0.8m
故精馏塔有效高度为Z=Z精+Z提+0.5=4.4+5.6+0.8=10.8m
(六)塔板主要工艺尺寸的计算
1.溢流堰装置计算
因塔径 D=0.9m,
所以可选取单溢流弓形降液管,采用凹形受液盘。
(此种溢流方式液体流径较长,塔板效率较高,塔板结构简单,加工方便,在直径小于2.2m的塔中被广泛使用。
)各项计算如下:
1)堰长lw
可取lw=0.65D=0.59m
2)溢流堰高度hw
由hw=hL-how
选用平直堰,(溢流堰板的形状有平直形与齿形两种,设计中一般采用平直形溢流堰板。
)堰上层液高度how由下列公式计算,即有
how=2.84/1000×
E×
(Lh/lw)(2/3)
并由图液流收缩系数计算图⑷,则可取用E=1.0,则
how=0.014m
取板上清液层高度hL=0.06m
故hw=0.046m
3)弓形降液管的宽度Wd和截面积Af
由Wd/D=0.65m查图可求得
Af/AT=0.0711Wd/D=0.122
Af=0.057×
0.636=0.0452m2
Wd=0.122×
0.9=0.110m
并依据下式验算液体在降液管中的停留时间,即
θ=3600Af×
HT/Lh=3600×
0.0452×
0.40/(3600×
0.0017)=10.64s>5s
其中HT即为板间距0.40m,Lh即为每小时的体积流量
验证结果为降液管设计符合要求。
4)降液管底隙高度ho
ho=Lh/(3600×
lw×
uo'
取uo'
=0.09m/s
则ho=0.0017×
3600/(3600×
0.65×
0.09)
=0.029m
Hw-ho=0.046-0.029=0.017m>0.006m
故降液管底隙高度设计合理
选用凹形受液盘,深度h’w=50mm。
2.塔板布置
1)塔板的分块
因为D≥800mm,所以选择采用分块式,查表可得,塔板可分为3块。
2)边缘区宽度确定
取Ws=W’s=65mm,Wc=35mm
c.开孔区面积计算
开孔区面积Aa按下面式子计算,则有
Aa=2【x(r2-x2)0.5+∏r2/180×
sin-1(x/r)】
其中x=D/2-(Wd+Ws)
r=D/2-Wc
并由Wd/D=0.122,推出Wd=0.110
由上面推出Aa=0.420m2
d筛孔计算与排列
本实验研究的物系基本上没有腐蚀性,可选用δ=3mm碳钢板,取筛孔直径do=5mm⑷
筛孔按正三角形排列,取孔中心距t为
t=3do=15mm
筛孔的数目n为
n=1.155Ao/t2=2156个
开孔率为φ=0.907(do/t)2=10.1%
气体通过阀孔的气速为
uo=Vs/Ao=0.451/(Aa×
φ)=10.63m/s
(七)塔版流体力学验算
1)塔板的压降
a干板的阻力hc计算
干板的阻力hc计算由公式
hc=0.051(uo/co)2×
(ρv/ρl)
并取do/δ=5/3=1.67,可查史密斯关联图得,co=0.772
所以hc=0.051(10.63/0.772)2×
(4/801.2)=0.0483m液柱
b气体通过液层的阻力hl的计算
气体通过液层的阻力hl由公式
hl=βhL
ua=Vs/(AT-Af)=0.451(0.636-0.0452)=0.763m/s
Fo=0.763(4.00)1/2=1.53kg1/2/(sm1/2)
可查⑸得,得β=0.59
所以hl=βhL=0.59×
(0.046+0.014)=0.0354m液柱
c液体表面张力的阻力hσ计算
液体表面张力的阻力hσ由公式hσ=4σL/(ρl×
g×
do)计算,则有
hσ=(4×
20.34×
10-3)/(801.2×
9.81×
0.005)=0.0021m液柱
气体通过每层塔板的液柱高度hP,可按下面公式计算
hP=hc+hl+hσ=0.0483+0.0354+0.0021=0.0858m液柱
气体通过每层塔板的压降为
△Pp=hP×
ρl×
g=0.0858×
801.2×
9.81=674KPa<0.9KPa(设计允许值)
2)液面落差
对于筛板塔,液面落差很小,由于塔径和液流量均不大,所以可忽略液面落差的影响。
3)液沫夹带
液沫夹带量,采用公式
ev=5.7×
106/σL×
【ua/(HT-hf)】3.2
由hf=2.5hL=2.5×
0.06=0.15m所以:
ev=(5.7×
10-6/20.34×
10-3)【0.763/(0.4-0.15)】
=0.010kg液/kg气<0.1kg液/kg气
可知液沫夹带量在设计范围之内。
4)漏液
对于筛板塔,漏液点气速uo,min可由公式
Uo,min=4.4Co【(0.0056+0.13hL-hσ)/ρL/ρV】1/2=5.110m/s
实际孔速为Uo10.63m/s>Uo,min
稳定系数为K=Uo/Uo,min=10.63/5.110=2.08>1.5
故在本设计中无明显漏液。
5)液泛
为防止塔内发生液泛,降液管内液高度Hd应服从式子
Hd≤ψ(HT+hw)
甲醇与水属于一般物系,取ψ=0.5,则
ψ(HT+hw)=0.5(0.40+0.046)=0.223m
而Hd=hp+hL+hd
板上不设进口堰,则有
hd=0.153(uo’)2=0.153×
(0.099)2=0.00151m液柱
Hd=hp+hL+hd=0.0858+0.06+0.00151=0.147m液柱
则有:
Hd≤ψ(HT+hw)
于是可知本设计不会发生液泛
(八)塔板负荷性能图
精馏段
a 漏液线
Uo,min=4.4Co【(0.0056+0.13hL-hσ)/ρL/ρV】1/2
Uo,min=Vs,min/Ao
hL=hw+hOW
hOW=2.84/1000×
Vs,min=4.4CoAo{【0.0056+0.13(hW+2.84/1000×
(Lh/lw)(2/3))-hσ】ρL/ρV}1/2=2.039(0.00948+0.127Ls2/3)1/2
在操作范围内,任取几个Ls值,依上式计算出Vs值计算结果列于下表
Lsm3/s
0.0006
0.0015
0.0030
0.0045
Vsm3/s
0.208
0.215
0.224
0.231
b液沫夹带线
ev=0.1kg液/kg气为限,求Vs—Ls关系如下:
ev=5.7×
10-6/σL×
ua=Vs/(AT-Af)=1.693Vs
hf=2.5hL=2.5(hw+how)
hw=0.046
hf=2.5(0.046+0.98Ls2/3)=0.115+2.5Ls2/3
HT-hf=0.40-0.115-2.5Ls2/3=0.285-2.5Ls2/3
10-3【1.693Vs/(0.285-2.5Ls2/3)】3.2=0.1
整理得Vs=1.06-9.27Ls2/3
0.996
0.941
0.871
0.812
c液相负荷下限线
对于平流堰,取堰上液层高度how=0.005m作为最小液体负荷标准,由式
(Lh/lw)(2/3)=0.006
Ls,min=0.00056m/s
据此可做出与气体流量无关的垂直液相负荷下限线3
d液相负荷上限线
以θ=5s作为液体在降液管中停留时间的下限,由下式
θ=(Af×
HT)/Ls=5
故Ls,max=(Af×
HT)/5=(0.0452×
0.40)/5=0.00362m3/s
据此可以作出与气体流量无关的垂直液相负荷上限
e液泛线
令Hd=ψ(HT+hw)
Hd=hp+hL+hd
hP=hc+hl+hσ
联立得ψHT+(ψ-β-1)hw=(β+1)hOW+hc+hd+hσ
忽略hσ,将hOW与Ls、hd和
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- 甲苯 精馏塔 设计