苯-甲苯精馏分离板式塔设计Word文件下载.docx
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3.精馏塔主要工艺尺寸的设计计算 7
3.1物性数据计算 7
3.1.1操作压力计算 7
3.1.2操作温度 7
3.1.3平均摩尔质量计算 7
3.1.4平均密度计算 8
3.1.5液体平均表面张力计算 9
3.1.6液体平均黏度计算 10
3.2精馏塔主要工艺尺寸的计算 11
3.2.1精馏塔的塔体工艺尺寸计算 11
3.2.2塔板主要工艺尺寸的计算 13
3.3筛板流体力学验算 15
3.3.1塔板压降 15
3.3.2液面落差 16
3.3.3液沫夹带 16
3.3.4漏液 17
3.3.5液泛验算 17
3.4塔板负荷性能图 18
3.4.1漏液线 18
3.4.2液沫夹带线 18
3.4.3液相负荷下限线 19
3.4.4液相负荷上限线 20
3.4.5液泛线 20
4.接管尺寸的确定 22
5.板式塔的结构与附属设备 23
筛板塔设计一览表 25
参考文献 26
主要符号说明 27
致谢 28
摘要:
本设计采用筛板塔分离苯和甲苯,通过图解理论板法计算得出理论板数为21块,回流比为1.5,算出塔板效率0.54,实际板数为39块,进料位置为第18块,在筛板塔主要工艺尺寸的设计计算中得出塔径为1.4米,全塔高19.975米,每层筛孔数目为5739。
通过筛板塔的流体力学验算,证明各指标数据均符合标准。
同时还对精馏塔的辅助设备进行了选型计算。
关键词:
笨甲苯精馏筛板塔
1.设计方案的确定
本设计任务为分离苯-甲苯混合物。
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后送入精馏塔内。
塔顶上升蒸气采用全凝器冷凝,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。
塔釜采用间接蒸气加热,塔底产品经冷却后送至储罐。
在本设计中我们使用筛板塔,筛板塔的突出优点是结构简单,造价低。
合理的设计和适当的操作筛板塔能满足要求的操作弹性,而且效率高。
采用筛板可解决堵塞问题,适当控制漏液。
筛板与泡罩板的差别在于取消了泡罩与升气管,而直接在板上开很多小直径的孔——筛孔。
操作时气体以高速通过小孔上升,液体则通过降液管流到下一层板。
分散成泡的气体使板上液层成为强烈湍动的泡沫层。
相同条件下,筛板塔生产能力比泡罩塔高10%—15%,板效率亦约高10%—15%,而每板压力降则低30%左右,适用于真空蒸馏;
塔板效率较高,但稍低于浮阀塔。
具有较高的操作弹性,但稍低于泡罩塔。
其缺点是小孔径筛板易堵塞,不适宜处理脏的、粘性大的和带固体粒子的料液。
流程参见附图:
2
2.精馏塔工艺的设计
2.1产品浓度的计算
2.1.1原料液及塔顶、塔底产品的摩尔分率
苯的摩尔质量=78.11kg/mol甲苯的摩尔质量=92.13kg/mol
F=
原料组成:
塔顶组成:
塔底组成:
2.1.2原料液及塔顶、塔底产品的平均摩尔质量
Mf=0.501×
78.11+1-0.501×
92.13=80.50kg/kmol
Mw=0.012×
78.11+1-0.012×
92.13=91.96kg/kmol
MD=0.983×
78.11+1-0.983×
92.13=78.40kg/kmol
2.2物料衡算
F=133.32kmol/h
总物料衡算F=W+D133.32kmol/h=W+D
苯物料衡算133.32koml/h×
0.501=D×
0.983+W×
0.012
联立得D=67.14kmol/hW=66.1kmol/h
q线方程
根据公式:
q=Cpmts-tF+rmrm
进料状况下的平均温度:
ts=(91.79+20)/2=55.89℃
进料板的温度:
rM=0.46×
389×
78+0.54×
360×
92=31842kJ/kmol
Cp=1.84×
78×
0.46+1.84×
92×
0.54=157kJ/(kmol·
℃)
q=157×
(91.79-20)+3184231842=1.353
qq-1=3.83
q线方程:
y=3.83x-1.41788754
2.3最小回流比的确定
图1苯甲苯气液平衡X-Y图
2.求最小回流比及操作回流比。
采用作图法求最小回流比。
在图上对角线上,自点d(0.501,0.501)作斜率为3.8的直线为进料线q线,该线与平衡线的交点坐标为
xq=0.581yq=0.782
最小回流比Rmin=xd-yqyq-xq=0.983-0.7820.782-0.581=1.00
取操作回流比R=1.5Rmin=1.50
2.4精馏段和提馏段操作线方程
2.4.1求精馏塔的气液相负荷
L=RD=100.71Kmol/h
V=(R+1)D=167.85Kmol/h
L`=L+qF=281.09Kmol/h
V、=V=167.85Kmol/h
2.4.2求操作线方程
精馏段:
y=RR+1x+xDR+1=0.600x+0.393
提馏段:
y,=L+qFL+qF-Wx,-WxwL+qF-W=1.308x,-0.004
2.5精馏塔理论塔板数及理论加料位置
由苯——甲苯气液平衡线x-y图,进料板NF=10,精馏段9块,提馏段11块。
2.6实际板数的计算
(1)全塔效率
查表2数据利用拉乌尔定律计算
αj=116.946.0=2.541
αt=172.974.3=2.327
α=αjαt=2.43
查表6得μA=0.272mpasμB=0.279mpas
平均粘度由公式,得:
μL=0.501×
0.272+0.499×
0.279=0.275mPa.s
全塔效率ET=0.49×
(2.43×
0.275)-0.245=54%
(2)实际板数的求取
精馏段实际板数:
NT=9/0.54=16.6≈17
提馏段实际板数:
NT=11/0.54=20.3≈21(包括再沸器)
表1苯和甲苯的物理性质
项目
分子式
分子量M
沸点(℃)
临界温度tC(℃)
临界压强PC(kPa)
苯A
甲苯B
C6H6
C6H5—CH3
78.11
92.13
80.1
110.6
288.5
318.57
6833.4
4107.7
表2苯和甲苯的饱和蒸汽压
温度
85
90
95
100
105
kPa
,kPa
101.33
40.0
116.9
46.0
135.5
54.0
155.7
63.3
179.2
74.3
204.2
86.0
240.0
表3常温下苯—甲苯气液平衡数据
液相中苯的摩尔率
汽相中苯的摩尔率
1.000
0.780
0.900
0.581
0.777
0.412
0.630
0.258
0.456
0.130
0.262
表4纯组分的表面张力
80
110
120
苯,mN/m
甲苯,Mn/m
21.2
21.7
20
20.6
18.8
19.5
17.5
18.4
16.2
17.3
表5组分的液相密度
温度(℃)
苯,kg/
甲苯,kg/
814
809
805
801
791
778
780
763
768
表6液体粘度µ
苯(mP.s)
甲苯(mP.s)
0.308
0.311
0.279
0.286
0.255
0.264
0.233
0.254
0.215
0.228
3.精馏塔主要工艺尺寸的设计计算
3.1物性数据计算
3.1.1操作压力计算
(1)塔顶操作压力Po=101.3Kpa
(2)每层塔板压降∆P=0.7Kpa
(3)进料板压力PF=PD+∆P×
N=113.2Kpa
(4)精馏段平均压力P,=(PD+PF)/2=107.25Kpa
(5)塔底操作压力Pw=PD+∆P×
N=127.9Kpa
(6)提馏段平均压力P,=(PF+PW)/2=120.55Kpa
3.1.2操作温度
利用表3中的数据可求
tF:
92.1-89.448.9-59.2=tF-92.150.1-48.9tF=91.79℃
tD:
81.2-80.295.0-100=tD-81.298.3-95.0tD=80.54℃
tW:
110.6-106.10-8.8=tW-110.61.2-0tW=109.99℃
精馏段平均温度:
提馏段平均温度:
3.1.3平均摩尔质量计算
(1)塔顶平均摩尔质量计算
==0.983,=0.930
=0.983×
78.11+(1-0.983)×
92.13=78.35kg/Kmol
=0.930×
78.11+(1-0.930)×
92.13=79.09kg/Kmol
(2)进料板平均摩尔质量计算
yF=0.721xF=0.530
=0.721×
78.11+(1-0.721)×
92.13=82.02kg/Kmol
=0.530×
78.11+(1-0.530)×
92.13=87.19kg/Kmol
(3)精馏段平均摩尔质量计算
=(+)/2=(78.35+82.02)/2=80.19kg/Kmol
=(+)/2=(79.09+87.19)/2=83.14kg/kmol
(4)塔底平均摩尔质量计算
y21=0.024,x21=0.004
=0.024×
78.11+(1-0.024)×
92.13=91.80kg/Kmol
=0.004×
78.11+(1-0.004)×
92.13=92.08kg/Kmol
(5)提馏段平均摩尔质量计算
=(+)/2=(91.80+82.02)/2=86.91kg/Kmol
=(+)/2=(92.08+87.19)/2=89.635kg/Kmol
3.1.4平均密度计算
(1)气相平均密度计算
由理想气体状态方程计算
==2.88
==3.37
(2)液相平均密度计算
塔顶液相平均密度计算
由=80.54℃查表5得
=812.4,=807.6
==812.32
进料板液相平均密度计算
由=91.79℃查表5得
=796.5,=794.9
进料板质量分率=0.530×
78.110.530×
92.13=0.477
=795.66
精馏段液相平均密度计算
=(+)/2=(812.32+795.66)/2=803.99
塔底液相平均密度计算
由=106.42℃查表5得
=782.654,=783.938
塔底质量分率αA=x21MAx21MA+(1-x21)MB=0.0204
提馏段液相平均密度计算
ρLt=(ρLw+ρLF)/2=789.15kg/m3
3.1.5液体平均表面张力计算
依式σ=Xiσi计算
塔顶液相平均表面张力计算
由=80.54℃查表4得
=20.984mN/m,=21.502mN/m
=+(1-)=21.020mN/m
进料板液相平均表面张力计算
由=91.79℃查表4得
=19.628mN/m,=19.929mN/m
=x10+(1-x10)=19.769mN/m
精馏段液相平均表面张力计算
=(+)/2=(19.769+21.020)/2=20.395mN/m
塔底液相平均表面张力计算
由=109.99℃查表4得
=17.9654mN/m,=18.7938mN/m
=x21+(1-x21)=0.004×
17.9654+(1-0.004)×
18.7938=18.790mN/m
提馏段液相平均表面张力计算
=(+)/2=(19.769+18.790)/2=19.280mN/m
3.1.6液体平均黏度计算
依式㏒μ=Xiμi计算
塔顶液相平均黏度计算
=0.303mPas,=0.307mPas
㏒=㏒+(1-)㏒=0.930㏒(0.303)+(1-0.930)㏒(0.307)
得=0.302mPas
进料板液相平均黏度计算
由=91.79℃查表6得
=0.264mPas,=0.273mPas
㏒=x10㏒+(1-x10)㏒=0.530㏒(0.264)+(1-0.530)㏒(0.273)
得=0.269mPas
精馏段液相平均黏度计算
=(+)/2=(0.302+0.269)/2=0.285mPas
塔底液相平均黏度计算
由=100.99℃查表6得
=0.250mPas,=0.263mPas
㏒=x21㏒+(1-x21)=0.004㏒(0.250)+(1-0.004)㏒(0.263)
=0.263mPas
提馏段液相平均黏度计算
=(+)/2=(0.263+0.269)/2=0.266mPas
3.2精馏塔主要工艺尺寸的计算
3.2.1精馏塔的塔体工艺尺寸计算
(1)塔径的计算
精馏段塔径的计算
气、液相体积流率
==1.298
==0.00289
由,式中C=,由史密斯关联图查取,图的横坐标为
取板间距=0.4m,板上液层高度=0.06m,则-=0.4-0.06=0.34m,由史密斯关联图查得
=0.078,则C==0.078×
(20.39520)0.2=0.0783
=0.0783×
812.32-2.882.88=1.313m/s
取安全系数为0.7,则空塔气速为u=0.7=0.7×
1.313=0.9191m/s
D=4vsπu=4×
1.298π×
0.919=1.34m
按表准塔径圆整后为D=1.4m
塔截面积AT=π4D2=1.539m2
实际空塔气速为0.843m/s
提馏段塔径的计算
==167.85×
86.913600×
3.37=1.202
==281.09×
89.6353600×
789.15=0.00869
0.112
-=0.4-0.06=0.34m,由史密斯关联图查得=0.069
C==0.069×
=0.0677
=1.034m/s
1.034=0.724m/s
D=4Vsπu=1.45m
为和精馏段塔径保持一致,圆整后取为1.4m。
塔截面积AT=1.539
实际空塔气速为0.781m/s
(2)精馏塔有效高度的计算
精馏段有效高度=(-1)=(17-1)×
0.4=6.4m
提馏段有效高度=(-1)=(21-1)×
0.4=8m
在进料板上方开1个人孔,高度为0.8m,塔顶处开一人孔,
精馏塔的效高度为Z=++0.8=15.2m
3.2.2塔板主要工艺尺寸的计算
(1)溢流装置计算
塔径D=1.4m,选用单溢流弓形降液管,采用凹形受液盘
堰长
取=0.66D=0.66×
1.4=0.924m
堰高
选用平直堰,堰上液层高度计算如下
2.841000ELhlw23,取,
=2.841000(0.00289×
36000.924)23=0.0143
精馏段:
=-=0.06-0.0143=0.0457m
提馏段:
=2.841000(0.00869×
36000.924)23=0.0297m
=-=0.06-0.0297=0.0303m
弓形降液管宽度和截面积
由=0.66,查弓形降液管参数图得=0.0722,=0.124
则=0.0722×
=0.111,=0.124D=0.174m
验算液体在降液管中停留时间
==17.284s﹥3~5s
故降液管设计合理
则=0.0722=0.111,=0.124D=0.174m
验算液体在降液管中停留时间==5.748s﹥3~5s
降液管底隙高度
=,取=0.15m/s
精馏段=3600×
0.002893600×
0.924×
0.15=0.0208m
-=0.0249m﹥0.006m
提馏段=3600×
0.008693600×
0.4=0.0235m
-=0.0068m﹥0.006m
故选用凹形受液盘=50mm
(2)塔板布置
塔板的分块
塔径D>
1.4m,故塔板采用分块式,查表得塔板分为4块
边缘区宽度WC=0.035m,安定区宽度WS=0.065m
孔区面积计算
Aa=2×
XR2-X2+π180R2×
sin-1XR
其中:
x=D/2–(Wd+WS)=1.4/2-(0.174+0.065)=0.461m
R=D/2–WC=1.4/2-0.035=0.665m
Aa=1.118m2
孔设计及其排列
本设计处理的物系无腐蚀性,可选用δ=3mm碳钢板,取筛孔直径do=5mm。
筛孔按正三角形排列,孔中心距t为:
t=3do=3×
5=15mm
筛孔数目n为:
n=1.155t2×
1.118=5739
塔板开孔区的开孔率∅为∅=A0Aa=10.07%
开孔率在5~15%范围内,符合要求。
气体通过筛孔的气速为
u0=VsjA0=11.52m/s
u0=VstA0=10.68m/s
3.3筛板流体力学验算
3.3.1塔板压降
(1)干板阻力hc
由do/δ=5/3=1.67查图干筛孔的流量系数图得C0=0.772
由得
hcj=0.051(11.520.772)22.88803.99=0.040m液柱
hct=0.05110.680.77223.37789.15=0.041m液柱
(2)气流通过液层的阻力计算
由uaj=VsjAT-Af=0.908m/s
且uat=VstAT-Af=0.842m/s
气相动能因数Fo
F0=0.908×
2.88=1.541kg12/sm1/2查充气系数关联图得=0.58
F0=0.842×
3.37=1.546kg12/sm1/2查充气系数关联图得=0.57
=hL=0.0348m液柱
=hL=0.0342m液柱
(3)液体表面张力的阻力的计算
hσj=4σLjρLj×
g×
d0=0.00207m液柱
hσt=0.00199m液柱
气体通过每层塔板的液柱
0.0775m液柱
0.0772m液柱
气体通过每层塔板的压降
∆ppj=0.0775×
803.99×
9.81=611.25pa<
700pa
∆ppt=0.0772×
789.15×
9.81=597.65pa<
符合设计要求。
3.3.2液面落差
对于筛板塔,液面落差很小,且本设计的塔径和液流量均不大,故可忽略液面落差的影响。
3.3.3液沫夹带
液沫夹带量
根据设计经验,一般取=2.5×
0.06=0.15m
evj=5.7×
10-6σLjUajHt-hf3.2=0.017kg液kg气<
0.1kg液kg气
evt=5.7×
10-6σLtUatHT-hf3.2=0.014kg液kg气<
故本设计中液沫夹带量ev在允许的范围内
3.3.4漏液
对筛板塔,漏液点气速
u0.min=4.4×
0.772×
(0.0056+0.13×
0.06-0.00207)×
803.99/2.88=6.04m/s
实际孔速=11.52m/s﹥,稳定系数K=U0U0.min=1.91﹥1.5
u0.min=4.4×
0.06-0.00199)×
789.15/3.37=5.55m/s
实际孔速=10.68m/s﹥,稳定系数K=U0U0.min=1.92﹥1.5
故本设计中无明显的漏夜。
3.3.5液泛验算
为防止塔内发生液泛,降液管内液层高应满足
苯—甲苯物系属一般物系,取=0.5,板上不设进口堰,
hd=0.153Lslwh0=0.153u0,2=0.153×
0.082=0.009792m液柱
=0.5×
(0.4+0.0457)=0.22285m
0.0775+0.06+0.009792=0.147m液柱﹤
(0.4+0.0303)=0.21515m
0.0772+0.06+0.009792=0.146m﹤
故在本设计中不会发生液泛现象
3.4塔板负荷性能图
3.4.1漏液
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