苯甲苯连续精馏浮阀塔设计方案Word文档格式.docx
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二:
效率高:
气液两相在塔内保持充分的密切接触,具有较高的塔板效率或传质效率。
三:
流体阻力小:
流体通过塔设备时阻力降小,可以节省动力费用,在减压操作是时,易于达到所要求的真空度。
四:
有一定的操作弹性:
当气液相流率有一定波动时,两相均能维持正常的流动,而且不会使效率发生较大的变化。
五:
结构简单,造价低,安装检修方便。
六:
能满足某些工艺的特性:
腐蚀性,热敏性,起泡性等。
而浮阀塔的优点正是:
而浮阀塔的优点正是:
1.生产能力大,由于塔板上浮阀安排比较紧凑,其开孔面积大于泡罩塔板,生产能力比泡罩塔板大20%〜40%,与筛板塔接近。
2.操作弹性大,由于阀片可以自由升降以适应气量的变化,因此维持正常操作而允许的负荷波动范围比筛板塔,泡罩塔都大。
3.塔板效率高,由于上升气体从水平方向吹入液层,故气液接触时间较长,而雾沫夹带量小,塔板效率高。
4.气体压降及液面落差小,因气液流过浮阀塔板时阻力较小,使气体压降及液面落差比泡罩塔小。
5.塔的造价较低,浮阀塔的造价是同等生产能力的泡罩塔的50%〜80%,但是
比筛板塔高20%〜30。
但是,浮阀塔的抗腐蚀性较高<防止浮阀锈死在塔板上),所以一般采用不锈钢作成,致使浮阀造价昂贵,推广受到一定限制。
随着科学技术的不断发展,各种新型填料,高效率塔板的不断被研制出来,浮阀塔的推广并不是越来越广。
近几十年来,人们对浮阀塔的研究越来越深入,生产经验越来越丰富,积累的设计数据比较完整,因此设计浮阀塔比较合适。
3.3设计的计算与说明
4
3.3.1全塔物料衡算根据工艺的操作条件可知:
料液流量F=<
10-0.5*19)t/h=2.25Kg/s=94.285Kmol/h料液中易挥发组分的质量分数xf=<
30+0.5*19)%=39.5%;
塔顶产品质量分数xd=98%,摩尔分数为97.6%;
塔底产品质量分数xw=2%,摩尔分数为1.7%;
由公式:
F=D+W
F*xf=D*xd+W*xw代入数值解方程组得:
塔顶产品(馏出液>
流量D=41.067Kmol/h=0.89Kg/s;
塔底产品(釜液>
流量W=53.218Kmol/h=1.360Kg/s。
3.3.2.分段物料衡算
lgPa*=6.02232-1206.350/(t+220.237>
安托尼方程lgPb*=6.07826-1343.943/(t+219.377>
安托尼方程xa=(P总-Pb*>
/(Pa*-Pb*>
泡点方程
根据xa从《化工原理》P204表6—1查出相应的温度
根据衡摩尔流假设,全塔的流率一致,相对挥发度也一致
a=Pa*/Pb*=144.544P/57.809P=2.500<
t=80.1C)
所以平衡方程为y=ax/[1+(a—l>
x]=2.500x/<
1+1.500x),5
最小回流比Rmin为
Rmin=[xd/xf-a(1-xd>
心-xf>
]/(a-1>
=1.426,
所以R=1.5Rmin=2.139,
所以精馏段液相质量流量L(Kg/s>
=RD=2.139*0.89=1.904,精馏段气相质量流量V(Kg/s>
=(R+1>
D=3.139*0.89=2.794,所以,精馏段操作线方程yn+1=R*xn/(R+1>
+xd/(R+1>
=0.681xn+0.311
因为泡点进料,所以进料热状态q=1
所以,提馏段液相质量流量L'
(Kg/s>
=L+qF=1.904+1*2.25=4.154,提馏段气相质量流量V'
=V-(1-q>
F=2.794。
所以,提馏段操作线方程ym+1=L'
xm/V'
-Wxw/V'
=1.487xm-0.008
3.3.3理论塔板数的计算
1)联立精馏段和提馏段操作线方程解得xd=0.3759且前面已算得xw=0.017
2)用逐板计算法计算理论塔板数
第一块板的气相组成应与回流蒸汽的组成一致,所以y仁xd,然后可以根据平
xn&
lt。
xw
衡方程可得x1,从第二块板开始应用精馏段操作线方程求yn,用平衡方程求xn.
直到xn&
lt。
xd,共需n-1块精馏板,第n块板为进料板
第一板y1=xd
0.98
x1=y1/[y1+a(1-y1>
]
0.9514
第二板y2=0.681x1+0.311
0.9592
x2=y2/[y2+a(1-y2>
0.9039
第三板y3=0.681x2+0.311
0.9268
x3=y3/[y3+a<
1-y3>
0.8351
第四板y4=0.681x3+0.311
0.8799
x4=y4/[y4+a(1-y4>
0.7456
第五板y5=0.681x4+0.311
0.8189
x5=y5/[y5+a(1-y5>
0.6440
第六板y6=0.681x5+0.311
0.7497
x6=y6/[y6+a(1-y6>
0.5451
第七板y7=0.681x6+0.311
0.6823
x7=y7/[y7+a(1-y7>
0.4621
第八板y8=0.681x7+0.311
0.6258
x8=y8/[y8+a(1-y8>
0.4008
第九板y9=0.681x8+0.311
0.5840
x9=y9/[y9+a(1-y9>
0.3596
x9&
xd所以本设计中共需八块精馏板,第九块板为进料板。
从第十块板开始,用提馏段操作线求yn,用平衡方程求xn,一直到
第十板y10=1.487x9-0.008
0.5267
x10=y10/[y10+a(1-y10>
0.3080
第十一板y11=1.487x10-0.008
0.4500
x11=y11/[y11+a(1-y11>
0.2466
第十二板y12=1.487x11-0.008
0.3587
x12=y12/[y12+a(1-y12>
0.1828
第十三板y13=1.487x12-0.008
0.2638
x13=y13/[y13+a(1-y13>
0.1254
第十四板y14=1.487x13-0.008
0.1784
x14=y14/[y14+a(1-y14>
0.0799
第十五板y15=1.487x14-0.008
0.1108
x15=y15/[y15+a(1-y15>
0.0475
第十六板y16=1.487x15-0.008
0.0626
x16=y16/[y16+a(1-
y16>
]0.0260
0.0307
第十七板y17=1.487x16-0.008
x17=y17/[y17+a(1-y17>
]0.0125
x17&
xw,因为釜底间接加热,所以共需要17-
1=16块塔板。
精馏段和提馏段都需要八块板。
3.3.4实际塔板数的计算
根据内插法,可查得:
苯在泡点时的黏度卩a(mPa.s洼0.25,
甲苯在泡点是的黏度卩b(mPa.s^0.27,
所以:
平均黏度卩av(mPa.sA卩a*xf+卩b*-Xf>
=0.25*0.395+0.27<
1-
0.395)=0.262
总板效率E=1/[0.49(a*卩av>
e0.245]0.544
实际板数Ne=Nt/Et=29.412=30
实际精馏段塔板数为Ne1=14.705=15
实际提馏段塔板数为Ne2=14.705=15
由上可知,在求取实际板数时,以精馏段,提馏段分别计算为佳。
而且设计时,往往精馏段,提馏段都多加一层至几层塔板作为余量,以保证产品质量,并便于操作及调节。
3.3.5塔径计算因为液流量不大,所以选取单流型,因为提馏段液相流量较大,所以以提馏段的数据确定全塔数据更为安全可靠。
气相体积流量Vh(mA3/h>
=3325.713219,Vs(mA3/s>
=0.923809227,液相体积流量Lh(mA3/h>
=25.123146,Ls(mA3/h>
=0.006978652。
查表得,液态苯的泡点密度pa(Kg/mA3=792.5,
液态甲苯的泡点密度pb(Kg/mA3>
=790.5,
根据公式1/pl=x1/ps-+(l>
/pb得
液相密度pl(Kg/mA3>
=791.1308658,
根据公式苯的摩尔分率=(y1'
/78>
/[yi'
/78+(1-yi'
>
/92]
M二苯的摩尔分率*M苯+甲苯的摩尔分率*M甲苯
pv=M/22.4*273/(273+120>
*P/P得
气相密度pv(Kg/mA3>
=2.742453103。
气液流动参数,Flv=Lh/Vh*(pl/pv>
A=0.05.12830506,
根据试差法,设塔径D(m>
=1.2,根据经验关系:
可设板间距Ht=0.45m,
清液层高度Hl[常压塔<
50〜100mm>
)]取为50mm,
所以液体沉降高度Ht-hl=0.4m。
根据下图
可查得,气相负荷因子C20=0.065,
液体表面张力S(mN/m>
100C时,查表苯18.85甲苯19.49
所以,平均液体表面张力为19.26427815,
根据公式:
C=C20*[(S/20>
A0.2得,C=0.064514585.
所以,液泛气速uf(m/s>
=C*[(p-lpv>
A0.5]/[pvA0.5]=1.093851627。
设计气速u(m/s>
=u=(0.6〜0.8>
*uf=0.765696139,
设计塔径D'
(m>
=(Vs/0.785/u>
A0.5=1.197147394,根据标准圆整为1.2m,
空塔气速u0(m/s>
=0.785*Vs/D/D=0.469409612.
3.3.6确定塔板和降液管结构
⑴确定降液管结构塔径D(mm>
1200
塔截面积At(mA2>
查表1.31
Ad/At(Ad/At>
/%查表10.2
lw/Dlw/D查表0.73
降液管堰长lw(mm>
查表876
降液管截面积的宽度bd(mm>
查表290
降液管截面积Ad(mA2>
查表0.115
底隙hb(mm>
—般取为30〜40mm,而且小于hw,本设计取为30mm,
溢流堰高度hw(mm>
常压和加压时,一般取50〜80mm.本设计取为60mm,⑵降液管的校核
单位堰长的液体流量,(Lh/lw>
(mA3/m.h>
=27.47661034,
不大于100〜130,符合要求
堰上方的液头高度
how(mm>
=2.84*0.001*E*[(Lh/lw>
A0.66667]=25.86020181,
式中,E近似取一,how=25.86&
gt。
6mm,符合要求。
底隙流速,ub(m/s>
=Ls/lw/hb=0.2544130,而且不大于0.3〜0.5,符合要求。
⑶塔盘及其布置
由于直径较大,采取分块式,查表得分三块,厚度取位4mm。
降液区的面积按Ad计算,取为0.115mA2,
受液区的面积按Ad计算,取为0.115mA2,
入口安定区得宽度bs'
(mm>
—般为50〜100,本设计取为60。
出口安定区得宽度bs'
,一般为50〜100,本设计取为60。
边缘区宽度bc(mm>
—般为50〜75,本设计取为50,
有效传质区,Aa(mA2>
=2*{x*(rA2-xA2>
A0.5+rA2*[arcsin(x/r>
]}=24.59287702.
塔板结构如下两图
9
⑷浮阀数排列
10
11
选择F1型重型32g的浮阀
阀孔直径给定,d0(mm>
=39mm,动能因子F0一般取为8〜12,本设计取为11.5。
阀孔气速,uo(m/s>
=F0/[pvA0.5]6.940790424,阀孔数n=Vs*4/d0/d0/u0/3.1415926=103.8524614,取104。
实际排列时按等腰三角形排,中心距取为75mm,固定底边尺寸B(mm>
=70,所以实际排出104个阀孔,与计算个数基本相同。
所以,实际阀孔气速uo(m/s>
=Vs*4/d0/d0/n/3.1415926=6.930943938实际阀孔动能因子,F0=u0*pvA0.5=11.4836856,4
开孔率书=n*d0*d0/D/D=0.10985,一般10%〜14%,符合要求。
3.3.7塔板的流体力学校核
(1>
液沫夹带量校和核液体横过塔板流动的行程,Z(m>
=D-2*bD=0.62
塔板上的液流面积,Ab(mA2>
=At-2*Ad=1.08
物性系数,K,查表得=1
泛点负荷因数,Cf=0.125,见下页图。
F2={Vs*[pv/(-pV>
]A0.5+1.36*Z*Ls}/Ab/K/Cf=0.41815191,
F1=Vs*[pv/(-pV>
A0.5]/At/K/Cf/0.78=0.397830445泛点率F1<
(0.8〜0.82>
,F!
F2均符合要求。
12
⑵,塔板阻力的计算与较核
临界孔速u0c(m/s>
=(73/pv>
a(1/1.875>
5.7525979&
uo=6.93,阀未全开,干板阻力,ho(m>
=19.9/pl*<
u0A0.175)=0.035299005,
充气系数&
0=0.4塔板充气液层的阻力hl(m>
=£
0*(hw+how>
=0.034344081,克服表面张力的阻力h0-,一般忽略不计,所以塔板阻力hf(m>
=ho+hl+hc=0.069643086。
13
⑶降液管液泛校核
液体通过降液管的流动阻力,
hd=1.18*0.00000001*[(Lh/lw/hb>
A2]=0.009898418m,
降液层的泡沫层的相对密度©
=0.5,降液层的泡沫高度hd'
=hd/©
=0.019796837(m>
Ht+hw=0.51m&
hd'
合格。
⑷
液体在降液管中停留时间较核平均停留时间=Ad*Ht/Ls=7.740082575s,<
不小于3〜5s),合格。
⑸严重泄漏较核泄漏点气速u0'
=F0/(pvA0.5=>
3.017734967,F0=5,稳定系数,k=u0/u0'
=2.296737127&
1.5〜2,合格
3.3.8全塔优化<
如下图)
曲线1是过量液沫夹带线,根据F2={Vs*[pv/(-pl
pv>
]A0.5+1.36*Z*Ls}/Ab/K/CfF2=0.8得,方程Vh=6588-14.289Lh,
曲线2是液相下限线,根据Lh=(0.00284A0.6667>
*lw*(howA1.5>
how=6mm得
Lh(mA3/h>
=2.690007381,
mA3/h>
=1349.696194,
曲线4是液相上限线,根据曲线5是降液管泛线,
曲线3是严重漏液线,根据Vh=3.1415926/4*do*do*F0*n/(pvA0.5F0=5得Vh(
Lh=Ad*Ht/t*3600t=5得Lh(mA3/h>
=37.26,根据hd&
It。
©
(Ht+Hw>
,得Vh=(2.98*10E7-
0.4*10E6*LhA0.67-13.49*LhA2>
A0.5,
曲线5必过的五点(0,5461>
(10,5268>
(20,5150>
(0,5461>
作图如下
Vmax(mA3/h>
=4779,Vmin(mA3/h>
=1349
操作弹性=Vmax/Vmin=,3.542624166,大于2,小于4,合格
14
3.3.9塔高
规则塔体高h=Np*Ht=13.5m,
开人孔处(中间的两处人孔>
塔板间距增加为0.6m,进料处塔板间距增加为0.6m,塔两端空间,上封头留1.5m,下封头留1.5m,
釜液停留时间为20min,
填充系数©
=0.7
所以体积流量V(mA3/h>
=Lh*t/p1/=1).679350119,
所以釜液高度△Z(m>
=0.333*V/(3.1415926*D*D/4>
=0.49495223=0.5m所以,最后的塔体高为17.59m.
3.3.10热量衡算
⑴塔底热量衡算
塔底苯蒸汽的摩尔潜热rv'
苯(KJ/Kg>
=373,
塔底甲苯蒸汽的摩尔潜热rv'
甲苯(KJ/Kg>
=361;
所以塔底上升蒸汽的摩尔潜热rv'
(KJ/Kg>
=rv'
苯(KJ/Kg>
*yC6H6+rv'
甲苯*yC7H8=361.1412849,
15
所以再沸器的热流量Qr(KJ>
=V'
*rv'
=1166.395822,
因为加热蒸汽的潜热rR(KJ/Kg>
=2177.6(t=130C>
所以需要的加热蒸汽的质量流量Gr(Kg/s>
=Qr/rR=0.535633644。
⑵塔顶热量衡算
塔顶上升苯蒸汽的摩尔潜热rv苯(KJ/Kg>
=379.3
塔顶上升甲苯蒸汽的摩尔潜热rv甲苯(KJ/Kg>
=367.1
所以塔顶上升蒸汽的摩尔潜热rv(KJ/Kg>
=rv
*yC6H6+rv
甲苯*yC7H8=378.88;
所以冷凝器的热流量Qc(KJ/s>
=V*rv=1223.699463,
因为水的定压比热容Cc(KJ/Kg/K>
=4.174,冷却水的进口温度t1=25C,冷却水的出口温度t2=70C,
所以需要的冷却水的质量流量Gc(Kg/s>
=Qc/Cc/(t2-t1>
=6.514930857。
.3.11精馏塔接管尺寸
⑴回流液接管尺寸
体积流量Vr(mA3/s>
=L/p=0.002893769管流速ur(m/s>
=0.3,
回流管直径d(mm>
=(4*Vr/3.1415/ur>
A0.5=110.8220919=©
133*6
⑵进料接管尺寸
料液体积流率Vf(mA3/s>
=F/p=003792206,管流速uf(m/s>
=0.5,
进料管直径,d0(mm>
=(4*Vf/3.1415/uf>
A0.5=98.26888955=©
108*5
⑶釜液出口管
体积流量Vw(mA3/s>
=L'
/p=0.00668597,5管流速uw(m/s>
=0.5
出口管直径dw(mm>
=(4*Vw/3.1415/uw>
A0.5=130.4825516=©
159*8;
⑷塔顶蒸汽管
体积流量Vd(mA3/s>
=V/pv=1.176497471管流速ud(m/s>
=15,出口管直径dd(mm>
=(4*Vd/3.1415/ud>
A0.5=316.0129882=©
377*。
8
3.3.11辅助设备设计
⑴再沸器因为蒸汽温度tsCC>
=130,釜液进口温度t1'
「C>
=100,釜液出口温度t2'
=1
10,
所以传质温差△tm(C>
=[(ts-t1'
-(ts-t2'
]/ln[(ts-t1'
/(ts-t2'
]=24.66303462,
因为传质系数K1(W/mA2/K>
=300,
所以传质面积A(mA2>
=Qr/K/△tm=157.6442694
⑵冷凝器因为蒸汽进口温度T1(C>
=100,蒸汽出口温度T2(C>
=80,冷却水的进口温度t1=25C,冷却水的出口温度t2=70C,
所以传质温差△tm'
(C>
=(△tl-At2>
/ln(△
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