苯甲苯分离过程筛板式精馏塔设计Word下载.doc
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设计一座苯-甲苯连续精馏塔,根据物性特征,产品产量和工程、经济合理性来确定塔型和操作条件;
通过对原料,产品的要求和物性参数的确定以及对塔体主尺寸的计算,工艺设计和附属设备选型的设计,完成对苯-甲苯精馏工艺流程和主体设备的设计。
关键词:
塔型,塔体,设备,流程
Abstract
Ineedtodesignanbenzol-toluenecontinuousdistillation.Accordingtothecharacteristicsofproperties,productproductionandengineering,economicrationalitytodeterminethetypeofthetowerandoperationalconditions.Thinkingabouttherequirementsofrawmaterialsandproductandthedeterminationofphysicalparameters,Icancalculateofthesizeofthecolumn,designtheprocessandselecttheancillaryequipment,thencompletethebenzol-toluenedistillationprocessandthedesignofthemainequipment.
Keywords:
type,size,ancillaryequipment,process
武汉工程大学邮电与信息学院化工原理课程设计说明书
第一章概述
1.1精馏塔设计任务
本设计的题目是苯—甲苯分离过程筛板式精馏塔设计,即需设计一个精馏塔用来分离易挥发的苯和不易挥发的甲苯,采用连续操作方式,需设计一筛板塔,具体工艺参数如下:
原料:
苯-甲苯
年处理量:
30000t
生产时间:
320天/年,每天24h运行
原料组成(苯的质量分数):
0.48
塔顶馏出液组成(质量分数):
0.97
塔底釜液含苯量≤0.02(质量分率)
塔顶回收率:
η=99%
料液初温:
35℃
冷却水温度:
30℃
操作压力:
4kpa(塔顶常压)
回流比自选
单板压降:
≤0.7kpa
进料状态:
饱和液体进料
塔顶采用全凝器,泡点回流
塔釜:
饱和蒸汽间接加热
塔板形式:
筛孔板
全塔效率:
ET=0.56
设备形式:
筛板塔
厂址:
武汉地区
1.2精馏塔设计方案的选定
1.2.1装置流程的确定
蒸馏装置包括精馏塔、原料预热器,蒸馏釜(再沸器)、冷凝器、釜液冷却器和产品冷却器等设备。
蒸馏过程按操作方式的不同,分为连续蒸馏和间歇蒸馏两种流程。
连续蒸馏具有生产能力大,产品质量稳定等优点,工业生产中以连续蒸馏为主。
间歇蒸馏具有操作灵活、适应性强等优点,适用于小规模、多品种或多组分物系的初步分离。
蒸馏时通过物料在塔内的多次部分气化与多次部分冷凝实现分离的,热量利用效率很低,为此,在确定装置流程时应考虑预热的利用。
譬如,用原料作为塔顶产品(或釜液产品)冷却器的冷却介质,即可将原料预热,又可节约冷却介质。
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采用高位槽送料,以免受泵操作波动的影响。
塔顶冷凝装置可采用全凝器、分凝器——全凝器两种不同设置。
工业上以采用全凝器为主,以便于准确地控制回流比。
塔顶分凝器对上升蒸气有一定的增能作用,若后续装置使用气态物料,则宜用分凝器。
总之,确定流程时要较全面、合理的兼顾设备、操作费用、操作控制及安全诸因素。
1.2.2操作条件的确定
确定设计方案是指确定整个精馏装置的流程、各种设备的结构型式和某些操作指标。
例如组分的分离顺序、塔设备的型式、操作压力、进料热状态、塔顶蒸汽的冷凝方式、余热利用方案以及安全、调节机构和测量控制仪表的设置等。
下面结合课程设计的需要,对某些问题作些阐述。
1.2.3操作压力
蒸馏操作通常可在常压、加压和减压下进行。
确定操作压力时,必须根据所处理物料的性质,兼顾技术上的可行性和经济上的合理性进行考虑。
例如,采用减压操作有利于分离相对挥发度较大组分及热敏性的物料,但压力降低将导致塔径增加,同时还需要使用抽真空的设备。
对于沸点低、在常压下为气态的物料,则应在加压下进行蒸馏。
当物性无特殊要求时,一般是在稍高于大气压下操作。
但在塔径相同的情况下,适当地提高操作压力可以提高塔的处理能力。
有时应用加压蒸馏的原因,则在于提高平衡温度后,便于利用蒸汽冷凝时的热量,或可用较低品位的冷却剂使蒸汽冷凝,从而减少蒸馏的能量消耗。
1.2.4进料状态
进料状态与塔板数、塔径、回流量及塔的热负荷都有密切的联系。
在实际的生产中进料状态有多种,但一般都将料液预热到泡点或接近泡点才送入塔中,这主要是由于此时塔的操作比较容易控制,不致受季节气温的影响。
此外,在泡点进料时,精馏段与提馏段的塔径相同,为设计和制造上提供了方便。
1.2.5加热方式
蒸馏釜的加热方式通常采用间接蒸汽加热,设置再沸器。
有时也可采用直接蒸汽加热。
若塔底产物近于纯水,而且在浓度稀薄时溶液的相对挥发度较大(如酒精与水的混合液),便可采用直接蒸汽加热。
直接蒸汽加热的优点是:
可以利用压力较低的蒸汽加热;
在釜内只须安装鼓泡管,不须安置庞大的传热面。
这样,可节省一些操作费用和设备费用。
然而,直接蒸汽加热,由于蒸汽的不断通入,对塔底溶液起了稀释作用,在塔底易挥发物损失量相同的情况下,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),当残液的浓度稀薄时,溶液的相对挥发度很大,容易分离,故所增加的塔板数并不多,此时采用直接蒸汽加热是合适的。
值得提及的是,采用直接蒸汽加热时,加热蒸汽的压力要高于釜中的压力,以便克服蒸汽喷出小孔的阻力及釜中液柱静压力。
对于酒精水溶液,一般采用0.4~0.7KPa(表压)。
饱和水蒸汽的温度与压力互为单值函数关系,其温度可通过压力调节。
同时,饱和水蒸汽的冷凝潜热较大,价格较低廉,因此通常用饱和水蒸汽作为加热剂。
但若要求加热温度超过180℃时,应考虑采用其它的加热剂,如烟道气或热油。
当采用饱和水蒸汽作为加热剂时,选用较高的蒸汽压力,可以提高传热温度差,从而提高传热效率,但蒸汽压力的提高对锅炉提出了更高的要求。
同时对于釜液的沸腾,温度差过大,形成膜状沸腾,反而对传热不利。
1.2.6冷却剂与出口温度
冷却剂的选择由塔顶蒸汽温度决定。
如果塔顶蒸汽温度低,可选用冷冻盐水或深井水作冷却剂。
如果能用常温水作冷却剂,是最经济的。
水的入口温度由气温决定,出口温度由设计者确定。
冷却水出口温度取得高些,冷却剂的消耗可以减少,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表面而影响传热。
1.2.7热能的利用
精馏过程是组分反复汽化和反复冷凝的过程,耗能较多,如何节约和合理地利用精馏过程本身的热能是十分重要的。
选取适宜的回流比,使过程处于最佳条件下进行,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。
若不计进料、馏出液和釜液间的焓差,塔顶冷凝器所输出的热量近似等于塔底再沸器所输入的热量,其数量是相当可观的。
然而,在大多数情况,这部分热量由冷却剂带走而损失掉了。
如果采用釜液产品去预热原料,塔顶蒸汽的冷凝潜热去加热能级低一些的物料,可以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,采用中间再沸器和中间冷凝器的流程[1],可以提高精馏塔的热力学效率。
因为设置中间再沸器,可以利用温度比塔底低的热源,而中间冷凝器则可回收温度比塔顶高的热量。
1.2.8带控制点的工艺流程图
第二章精馏塔设计计算
本设计任务为分离苯-甲苯混合物。
对于该二元混合物的分离,应采用连续精馏过程。
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2倍。
塔釜采用间接蒸汽加热,塔底产品经冷却后送至储罐。
2.1精馏塔的物料衡算
2.1.1原料液及塔顶底产品含苯的摩尔分率
苯和甲苯的相对摩尔质量分别为78.11和92.13,原料含苯的质量百分率为0.48,塔顶苯含量不低于0.97,塔底苯含量不大于0.02,则:
原料液含苯的摩尔分率:
塔顶含苯的摩尔分率:
2.1.2原料液及塔顶、塔底产品的平均摩尔质量
由2.1.1知产品中甲苯的摩尔分率,故可计算出产品的平均摩尔质量:
MF=0.521×
78.11+(1原料液的平均摩尔质量:
-0.521)×
92.13=84.83
塔顶液的平均摩尔质量:
MD=0.974×
78.11+(1-0.974)×
92.13=78.47
2.1.3物料衡算原料处理量
依题给条件:
原料液的处理量为30000t/年,得:
全塔物料衡算:
总物料恒算:
F=D+W…①
苯物料恒算:
F×
XF=D×
XD+W×
XW…②
…③
联立解得①②③:
XW=0.011
W=24.39
D=41.36
2.2塔板数的确定
2.2.1理论塔板数的求取
1)苯-甲苯物系属理想物系,可采用图解法(M·
T),求取NT,步骤如下:
根据苯-甲苯的气液平衡数据,利用泡点方程和露点方程绘出x﹣y图(图1)。
依据,
本方案中,塔内压力接近常压(实际上略高于常压),因操作压力偏离常压很小,所以其对x﹣y平衡关系的影响完全可以忽略。
将上表中数据作图得x﹣y曲线:
图1——相平衡曲线
2)操作回流比的确定
由“泡点液体进料”可知:
q=1,则有xe=xq=xF=0.521
在x-y图(图1)中对角线上,yq=0.729,xq=0.521
故最小回流比:
考虑到精馏段操作线离平衡线较近,取实际操作的回流比为最小回流比的2倍,即:
R=2Rmin=2×
1.18=2.36
3)精馏塔的气,液相负荷
精馏塔的气相、液相负荷:
L=RD=2.36×
24.39=57.56
V=(R+1)D=(2.36+1)×
24.39=8V1.95
L′=L+qF=57.56+46.05=103.61
V′=V-(q-1)F=V=81.95
4)操作线方程的求解
精馏段操作线方程为
即y=0.7024x+0.2899
提馏段操作线方程为
即y′=1.264x′-0.002907
5)作图解法求理论板层数
图2苯-甲苯物系精馏分离理论塔板数的图解
求解结果为:
总理论板层数NT=14(包括再沸器)
进料板位置NF=6
2.2.2实际板层数的求取
由已知ET=0.56
精馏段的实际板数为:
提馏段实际板层数为:
总板数:
9+15=24
2.3精馏塔的工艺条件及有关物性数据的计算
2.3.1操作压力计算
塔顶操作压强:
每层塔板的压降:
进料板压力:
塔釜压力:
精馏段平均压力:
提馏段平均压力:
2.3.2操作温度计算
依据操作压力,由泡点方程通过试差法,计算出泡点温度,其中苯、甲苯的饱和蒸汽压由安托尼方程计算,计算结果如下:
…①
…②
塔顶温度:
…③
联立方程①②③试差求得tD=81.91℃
进料板温度:
…④
联立方程①②④试差求得tF=94.75℃
塔釜温度:
…⑤
联立方程①②⑤试差求得tw=116.81℃
精馏段平均温度
提馏段平均温度
2.3.3平均摩尔质量计算
1)塔顶摩尔质量计算:
由图1得得
2)进料板:
由图1得,
3)塔釜:
由图1得xw=0.011,yw=0.0246
4)精馏段平均摩尔质量:
气相:
液相:
提馏段平均摩尔质量:
2.3.4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
精馏段:
提馏段:
2)液相平均密度计算:
由内插法计算
(ai为质量分数)
①塔顶:
由手册和内插法计算得tD=81.91℃,ρA=812.89,ρB=808.14
②进料板:
由手册和内插法计算得tw=94.75℃,ρA=798.49,ρB=795.50
③塔釜:
由手册和内插法计算得tw=116.81℃,ρA=772.71,ρB=773.30
④精馏段液相平均密度:
提馏段液相平均密度:
2.3.5液相平均表面张力计算
液相平均表面张力计算公式:
1)塔顶:
由手册和内插法计算得℃,,。
2)进料板:
由手册和内插法计算得℃,,
由手册和内插法计算得℃,,
4)精馏段平均表面张力:
提馏段平均表面张力:
2.3.6液相平均粘度计算
液相平均粘度依下式计算:
lgμLm=∑xilgμi
1)塔顶:
由手册和内插法计算得tD=81.91℃,μA=0.3025mPa·
s,μB=0.3063mPa·
s
解得:
μLDm=0.3027mPa·
2)进料板:
由手册和内插法计算得tF=94.75℃,μA=0.2676mPa·
s,μB=0.2756mPa·
μLFm=0.2716mPa·
3)塔釜:
由手册和内插法计算得tw=116.81℃,μA=0.2208mPa·
s,μB=0.2334mPa·
μLWm=0.2333mPa·
4)精馏段液相平均表面黏度为
μLm=(0.3027+0.2716)/2=0.2872mPa·
提馏段液相平均表面黏度为
μLm=(0.2716+0.2333)/2=0.2525mPa·
第三章筛板式精馏塔塔体工艺尺寸计算
3.1塔径的计算
3.1.1精馏段、提馏段的气、液相体积流率
提馏段的气、液相体积流率为
由式中的C公式计算,其中C20由化工原理课程设计教材的负荷系数图查取,图的横坐标为
取板间距HT=0.4m,板上液层高度hL=0.06m,则
HT-hL=0.4-0.06=0.34m
精馏段查负荷系数史密斯关系图
得到:
C20=0.068又
m/s
提馏段查史密斯关联图得C'
20=0.067
m/s
取安全系数为0.7,则空塔气速为
按标准塔径圆整后,均取为:
D=1.1m
塔塔截面积为:
AT=π/4×
D2=0.9503m2
实际空塔气速为:
提馏段:
提馏段图的横坐标为:
取板间距,则
查图得=0.067mN/m
取安全系数为0.70,则空塔气速为:
按标准塔径圆整后为
塔截面积为
实际空塔气速为
3.1.2馏塔的有效高度的计算
精馏段有效高度:
Z精=(N精-1)HT=(9-1)×
0.4=3.2m
提馏段有效高度:
Z提=(N提-1)HT=(15-1)×
0.4=5.6m
在进料板上方开一人孔,其高度为0.8m,故精馏塔的有效高度为:
Z=Z精+Z提+0.8=3.2+5.6+0.8=9.6m
3.2塔板主要工艺尺寸的计算
3.2.1溢流装置计算
1.塔板类型:
塞板塔
2.塔板流动型式:
单流型
3.溢流装置计算
因塔径D=1.1m,可选用单溢流弓形降液管、凹形受液盘。
Ⅰ精馏段
1).溢流堰长
取
2).出口堰高,由
选用平直堰,堰上液层高度,
近似取,于是:
满足要求。
取板上清液层高度hL=60mm=0.06m
故
3).弓形降液管的宽度和降液管的面积
由,查图5-7得,即:
依教材中式5-9验算液体在降液管中停留时间,即:
可以满足要求。
4).降液管的底隙高度
取液体通过降液管底隙的流速,
则有:
降液管底隙高度设计合理,选用凹形受液盘,深度
Ⅱ提馏段
取板上清液层高度h'
L=60mm=0.06m
故降液管底隙高度设计合理,选用凹形受液盘,深度
3.2.2塔板布置
(1)塔板的分块因D800mm,故塔板采用分块式。
查表得,塔板分成3快
(2)边缘区密度确定
取破沫区宽度和边缘区宽度分别为:
(3)开孔区面积计算
故开孔区面积:
(4)筛孔计算及其排列
本例所处理的物系无腐蚀性,可选用δ=3mm碳钢板,取筛孔直径
筛孔按正三角形排列,取孔中心距为
筛孔数目
开孔率
气体通过阀孔的气速为
(1)塔板的分块因D800mm,故塔板采用分块式。
(2)边缘区密度确定
(3)开孔区面积计算
故开孔区面积:
第四章筛板的流体力学验算
4.1校核
4.1.1精馏段的计算
1.气象通过塔板压降的计算:
(1)干板阻力hc的计算由,查图得
故液柱
(2)气体通过液层的阻力由公式计算,因本设计分离本和甲苯,即液相为碳氢化合物,可取充气系数。
液柱
(3)液体表面张力所产生的阻力的计算
液柱
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- 甲苯 分离 过程 筛板 精馏塔 设计