分离苯和甲苯混合液的常压筛板精馏塔设计书.docx
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分离苯和甲苯混合液的常压筛板精馏塔设计书
分离苯和甲苯混合液的常压筛板精馏塔设计书
一.绪论
精馏是一种利用回流是液体混合物得到高纯度分离的蒸馏方法,是工业上应用最广的液体混合物分离单元操作,广泛应用于石油、化工、轻工、食品、冶金等领域。
精馏过程在能量剂驱动下,使气液两相多次直接接触和分离,利用液相混合物中各组分的挥发度的不同,使易挥发组分由液相向气相转移,难挥发组分由气相向液相转移,实现原料混合液中各组分的分离。
根据生产上的不同要求,精馏操作可以是连续的或间歇的,按操作压力还可分为常压、加压和减压蒸馏,有些特殊的物系还可采用衡沸精馏或萃取精馏等特殊方法进行分离。
典型的精馏设备是连续精馏装置,包括精馏塔、塔底再沸器、塔顶全凝器/冷凝器。
本设计采用筛板板式精馏塔完成指定分离任务,设计书中包括物料衡算和能量横算;以及塔板数的确定,塔板工艺尺寸的确定,再沸器、全凝器的选型等内容。
本设计按以下几个阶段进行:
(1) 设计方案确定和说明。
根据给定任务,对精馏装置的流程、操作条件、主要设备型式及其材质的选取等进行论述。
(2) 蒸馏塔的工艺计算,确定塔高和塔径。
(3)塔板设计:
计算塔板各主要工艺尺寸,进行流体力学校核计算。
接管尺寸、泵等,并画出塔的操作性能图。
(4)管路及附属设备的计算与选型,如再沸器、冷凝器。
(5)绘制精馏塔的设备图。
二.设计方案的确定
设计题目:
分离苯—甲苯混合液的常压筛板精馏塔
1.原始数据:
生产能力:
处理量为8000kg/h
原料:
苯含量为40%(mol,下同)的液体
进料方式:
泡点进料
分离要求:
塔顶馏出液苯含量为95%
塔底釜液甲苯含量为98%
操作要求:
取回流比为倍的最小回流比,总板效率为0.8
2.装置流程的确定
装置流程包括精馏塔,原料预热器,再沸器,冷凝器,釜液冷却器和产品冷却器等设备。
蒸馏在塔内的多次部分气化与多次部分冷凝实现分离,热量自塔釜输出,由冷凝器和冷却器中的冷却介质将余热带走。
次设计中采用的是用泵输送原料。
塔顶冷凝器采用是全凝器,以便于准确的控制回流比。
3.操作压力的选择
精馏操作经常可在常压、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。
根据苯和甲苯的物料特性,此设计采用常压操作。
4.进料热状况的选择
进料状态和塔板数、塔径、回流量及塔的预热负荷都有密切的联系。
在实际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。
此设计采用泡点进料。
5.加热方式的选择
精馏釜的加热方式通常采用间接蒸汽加热,设置再沸器。
由于饱和水蒸气温度与压力互为单值函数关系,其温度科通过压力调节。
同时,饱和水蒸气的冷凝替热较大,价格较低廉,因此通常用饱和水蒸气作为加热剂,在苯设计中采用的就是饱和水蒸气加热。
6.回流比的选择
回流比是精馏操作的重要工艺条件,其选择原则是使设备费和操作费之和最低。
在本设计中采用最小回流比的2倍作为才做回流比。
三.精馏塔全物料衡算
F:
进料量(kmol/s)xF:
原料组成(摩尔分数,下同)
D:
塔顶产品流量(kmol/s)xD:
塔顶组成
W:
塔底残液流量(kmol/s)xW:
塔底组成
笨的摩尔质量:
MA=78kg/kmol
甲苯的摩尔质量:
MB=92kg/kmol
由已知条件:
xf=0.4xD=0.95xW=1-0.98=0.02
进料量:
F=8000kg/h=8000/3600(0.4*78+0.6*92)=0.0257kmol/s
物料衡算式:
F=D+WFxF=DxD+WxW
四、精馏塔的工艺条件及有关物性数据的计算
附:
苯—甲苯气液平衡组成与温度的关系(101.3Pa)
苯/%(摩尔分数)
温度/℃
液相
气相
0.0
0.0
110.6
8.8
21.2
106.1
20.0
37.0
102.2
30.0
50.0
98.6
39.7
61.8
95.2
48.9
71.0
92.1
59.2
78.9
89.4
70.0
85.3
86.8
80.3
91.4
84.4
90.3
95.7
82.3
95.0
97.9
81.2
100.0
100.0
80.2
1.温度
利用表中数据用内插法计算时间tF、tD、tD
tF:
(95.2-92.1)/(39.7-48.9)=(tF-95.2)/(40-39.7)
tF=95.10℃
tD:
tD=81.2℃
tW:
(106.1-110.6)/(8.8-0)=(tW-110.6)/(2-0)
tW=109.58℃
所以精馏段平均温度:
t1=(tF+tD)/2=(95.10+81.2)/2=88.15℃
提馏平均温度:
t2=(tF+tW)/2=(95.10+109.58)/2=102.34℃
1.密度
已知:
混合液密度:
1/PL=aa/PA+ab/PB
混合气密度:
Pv=(T0PM)/22.4TP0
式中:
PL、Pv表示混合液、混合气的密度;PA、PB表示A、B纯组成的密度;aa、ab表示A、B纯组成的质量分数;T0、P0表示237.15k和101.3kPa;P、T代表操作压力和温度;M表示平均相对分子质量。
aAF=(0.4*78)/{0.4*78+(1-0.4)*92}=0.3611
aAD=(0.95*78)/{0.95*78+(1-0.95)*92}=0.941
aAW=(0.02*78)/{0.02*78+(1-0.02)*92}=0.01701
1求在各点温度处相应的气相组成如下:
塔顶温度:
tD=81.2℃气相组成:
yD=97.9%
进料温度:
tF=95.10℃
气相组成:
yF(用内插法计算)
(92.1-95.2)/(71.0-61.8)=(95.1-95.2)/(100yF-61.8)
解得:
yF=62.10℃
塔底温度:
tW=109.58℃
气相组成:
yW(用内插法计算)
(106.1-110.6)/(21.2-0)=(109.58-110.6)/(100yW-0)
解得:
yW=4.8%
2塔顶、进料板、塔底处的液相、气相平均摩尔质量的计算:
MLD=xD*78+(1-xD)*92=78.7kg/kmol
MLF=xF*78+(1-xF)*92=86.4kg/kmol
MLW=xW*78+(1-xW)*92=91.72kg/kmol
MVD=yD*78+(1-yD)*92=78.3kg/kmol
MVF=yF*78+(1-yF)*92=83.31kg/kmol
MVM=yM*78+(1-yM)*92=91.33kg/kmol
所以,精馏段液相平均摩尔质量:
ML1=(78.7+86.4)/2=82.55kg/kmol
提馏段液相平均摩尔质量:
ML2=(86.4+91.72)/2=89.06kg/kmol
精馏段气相平均摩尔质量:
MV1=(78.3+83.31)/2=80.8kg/kmol
提馏段气相平均摩尔质量:
MV2=(83.31+91.33)/2=87.32kg/kmol
3在不同温度下苯和甲苯的密度如下:
温度/℃
PA/kg.
PB/kg.
80
812.35
808.15
85
808.15
804.06
90
804.06
800.86
95
797.86
794.86
100
790.86
789.86
105
784.86
785.86
110
777.86
779.86
利用内插法可求出tD,tF,tW温度下的苯和甲苯混合液的密度(单位:
kg.)
tF=95.10℃PAF=797.72PBF=794.76
1/PLF=0.3611/797.72+(1-0.3611)/794.76,
则PLF=759.83
tD=81.2℃:
PAD=811.34PBD=807.17
1/PLD=0.9416/811.34+(1-0.9416)/807.17,
则PLD=811.10
tW=109.58℃:
PAW=7778.45PBW=780.36
1/PLW=0.01701/778.45+(1-0.01701)/780.36,
则PLW=780.33
所以,精馏段液相平均密度:
PL1=(PLF+PLD)/2=(795.83+811.10)/2=803.47
提馏段液相平均密度:
PL2=(PLF+PLW)/2=(795.83+780.33)/2=788.08
在常压操作下,P=PD,则:
PVF=(83.31*273.15)/[22.4*(273.15+95.10)]=2.76
PVD=(78.3+273.15)/[22.4*(273.15+81.2)]=2.69
PVW=(91.33*273.15)/[22.4*(273.15+109.58)]=2.91
所以,
精馏段气相平均密度:
PV1=(PVD+PVF)/2=(2.69+2.76)/2=2.73
提馏段气相平均密度:
PV2=(PVF+PVW)/2=(2.76+2.91)/2=2.84
3.混合液的表面张力
液相平均表面张力依下式计算,即:
σLM=∑xiσi
式中:
σLM表示混合液的表面张力(单位:
mN/m);xi表示各组分的分子量;σi表示各纯组分的表面张(单位mN/m).
1塔顶液相平均表面张力的计算:
tD=81.2℃,查手册知:
σA=20.72mN/mσB=20.90mN/m
σLDm=0.95*20.72+(1-0.95)*20.90=20.73mN/m
2进料板液相平均表面张力的计算:
tF=95.10,查手册知:
σA=19.15mN/mσB=19.45mN/m
σLFm=0.40*19.15+(1-0.40)*19.45=19.33mN/m
3塔底液相平均表面张力的计算:
tW=109.58℃,查手册知:
σA=17.52mN/mσB=18.05mN/m
σLWm=0.02*17.52+(1-0.02)*18.05=18.04mN/m
所以,精馏段液相平均表面张力为:
σL1=(20.73+19.33/_2=20.03mN/m
提馏段液相平均表面张力为:
σL2=(19.33+18.04)/2=18.68mN/m
4.液相平均粘度
液体混合物的粘度可用下式计算,即
式中:
—混合液黏度,mPa.s;
µi—i组分的液体黏度,mPa.s;
纯液体黏度用下式计算,即:
lgµL=A/T-A/B
式中:
µL—液体温度为T时的黏度,mPa.s;
T—温度,K;
A,B—液体黏度常数
苯和甲苯的液体黏度常数如下表:
组分
A
B
苯
545.64
265.34
甲苯
467.33
255.24
1塔顶液相平均黏度的计算:
tD=81.2℃
lgµADL=545.64/(273.15+81.2)-545.64/265.34,则
µADL=0.3044mPa.s
lgµBDL=467.33/(273.15+81.2)-476.33/255.24,则
µBDL=0.3075mPa.s
µ=0.95*+(1-0.95)*,
则,µLDM=0.3006mPa.s
2进料板液相平均黏度的计算:
tF=95.10℃
lgµAFL=545.64/(273.15+95.10)-545.64/265.34,则
µAFL=0.2663mPa.s
lgµBFL=467.33/(273.15+95.10)-467.33/255.24,则
µBFL=0.2742mPa.s
µ=0.40*+(1-0.40)*,
则,µLFM=0.2710mPa.s
3塔底液相平均黏度的计算:
tW=109.58℃
lgµAWL=545.64/(273.15+109.58)-545.64/265.34
=0.2340mPa.s
lgµBWL=467.33/(273.15+109.58)-467.33/255.24
=0.2455mPa.s
µ=0.02*+(1-0.02)*,
则,µLWM=0.2455mPa.s
所以,精馏段液相平均黏度:
µL1=(0.3046+0.2710)/2=0.2878mPa.s
提馏段液相平均黏度:
µL2=(0.2710+0.2453)/2=0.2582mPa.s
五.塔板数的确定
1.理论塔板数NT的求取
采用逐板计算法
1精馏段,提馏段相对挥发度α的求取;
查表可知Antoine方程常数:
苯:
A=6.9419B=2769.42C=-53.26
甲苯:
A=7.0580B=3076.65C=-54.65
㏑=A-B/(C+T)(/MPa;T/K)
tD=81.2℃
=0.1048MPa=0.0404MPa
则αD==2.5941
tF=95.10℃
=0.1574MPa=0.06375MPa
则αF==2.469
tW=109.58℃
=0.2314MPa=0.0983MPa
则αW==2.354
所以,精馏段的平均相对挥发度为:
α1===2.5308
提馏段的平均相对挥发度为:
α2===2.4108
2最小回流比及操作回流比
由手册查得苯—甲苯的气液平衡数据,绘出x—y图
苯/%(mol分率
温度/℃
苯/%(mol分率
温度/℃
液相
气相
液相
气相
0
0
110.6
59.2
78.9
89.4
8.8
21.2
106.1
70
85.3
86.8
20
37
102.2
80.3
91.4
84.4
30
50
98.6
90.3
95.7
82.3
39.7
61.8
95.2
95
97.9
81.2
48.9
71
92.1
100
100
80.2
由于泡点进料,所以xe=xf=0.40;在图中可以读出ye=0.621
故,最小回流比为:
Rmin=(xD-ye)/(ye-xe)
=(0.95-0.2-621)/(0.621-0.040)
=1.489
取操作回流比为:
R=2Rmin=2*1.489=2.978
3精馏塔的气液相流率:
精馏段:
L=RD=0.01028*2.978=0.03061kmol/s
V=(R+1)D=(2.978+1)*0.01028=0.04089kmol/s
提馏段:
因泡点进料q=1
L’=L+qF=0.03001+0.0257=0.05631kmol/s
V’=V-(1-q)F=0.04089kmol/s
4相平衡方程:
精馏段气液平衡方程为:
xn=yn/α1-yn(α1-1)=yn/(2.5308-1.5308yn)
提馏段气液平衡方程为:
xn=yn/α2-yn(α2-1)=yn/(2.4108-1.4108yn)
5操作线方程
精馏段操作线方程:
yn+1=xn+=xn+=0.7486xn+0.2388
提馏段操作方程:
yn+1=xn+xw=xn+*0.02=1.137711xn+0.00754
6逐板法求理论板层数
由于泡点进料,所以q=1,xq=xF=0.40
精馏段
板层数
yn
xn
1
0.9500
0.8825
2
0.8994
0.7794
3
0.8223
0.6465
4
0.7227
0.5074
5
0.6186
0.3906
提馏段
板层数
yn
xn
6
0.5454
0.3323
7
0.4652
0.2651
8
0.3726
0.1977
9
0.2798
0.1388
10
0.1988
0.0933
11
0.1360
0.0613
12
0.0920
0.0403
13
0.0630
0.0271
14
0.0449
0.0191
有表中可以看出:
总理论板层数NT=14(包括再沸器),进料板位置NF=5
2.实际板层数的求取:
精馏段实际板层数:
N精=4/0.8=5
精馏段实际板层数:
N提=9/0.88=11.25≈12
六、精馏塔的塔体工艺尺寸计算
1.塔径的计算:
①精馏段塔径的计算:
精馏段的气液相体积流率为:
VS=(VMV1)/(PV1)=(0.04089*80.8)/2.73=1.2102m3/s
LS=(LML1)/(PL1)=(0.03061*82.55)/803.47=0.00314m3/s
最大空塔气速:
Vmax=,式中C(负荷因子,m/s)由式C=C20(σL/20)0.2,(其中C20有史密斯关联图查的)计算得出,图的横坐标为:
(Lh/Vh)*(PL1/PV1)0.5=(0.00314/1.2102)*(803.47/2.73)0.5=0.04451
取塔板间距HT=0.50m,板上液层高度hL=0.07m,则:
HT-hL=0.50-0.07=0.43m
查图得:
C20=0.10
C=C20(σL/20)0.2=0.10*(20.03/20)0.2=0.100m/s
vmax=0.100*=1.7126m/s
去安全系数为0.6,则空塔气速v=0.6vmax=0.6*1.7126=1.0276
塔径D===1.7568m
按标准塔径圆整后为:
D=1.5m
塔截面积为:
AT=(π/4)=(π/4)1.52=1.76625m2
实际空塔气速为:
v=2.491/1.2102=0.4755m/s
②提馏段塔径的计算:
提馏段的气液体积流率为:
Vs,=(V,MV2)/(pv2)=(0.04089*87.32)/2.84=1.2572m3/s
Ls,=(L,ML2)/(pL2)=(0.05631*89.06)/788.08=0.00636m3/s
同样查史密斯关联图,其横坐标为:
(Lh’/Vh’)*(PL2/Pv2)=(0.00636/1.2572)*(7880.8/2.84)0.5=0.08472
取塔板间距HT=0.50m,板上液层高度hL=0.07m,则:
HT-hT=0.50-0.07=0.43m
查图得:
C20=0.091
C=C20(σL/20)0.2=0.091*(18.68/20)0.2=0.08977m/s
Vmax’=0.08977*=1.4927m/s
取安全系数为0.6,则空塔气速为:
V’=0.6Vmax’=0.6*1.4927=0.8956m/s
塔径D===1.34m
按标准塔径圆整后为:
D=1.5m
塔截面积为:
AT=(π/4)D2=(π/4)*1.52=1.81m2
实际空塔气速为:
v’=2.5879/1.81=1.400m/s
2.精馏塔有效高度计算:
精馏段有效高度为:
Z精=(N精-1)HT=(5-1)*0.50=2m
提馏段有效高度为:
Z提=(N提-1)HT=(12-1)*0.50=5.5m
七、塔板主要工艺尺寸的计算
1.溢流装置的设计
因塔径是1.8m,可选用单溢流弓形降液管,采用凹形受液盘。
1溢流堰(出口堰)
1堰长lW取lW=0.7D=0.7*1.5=1.05m
2溢流堰高度hW
由hW=hL-how,选用平直堰,堰上液层高度:
how=(2.84/1000)E(Lh/lw)(2/3)
精馏段:
近似取E=1,则:
how=(2.84/1000)*{(0.00314*3600)/1.26}(2/3)=0.01226
取板上清液高度hL=70mm故
hw=0.07-0.01226=0.05774
提馏段:
近似取E=1则:
h’ow=(2.84/1000)*{(0.00636*3600)/1.26}(2/3)=0.01963
取板上清液高度为hL=70mm故:
h’w=0.07-0.01963=0.05037m
⑵降液管
1弓形降液管宽度Wd和截面积Af
由lw/D=0.7查图得Af/AT=0.0946Wd/D=0.1520
故:
Af=0.0946AT=0.0946*2.5447=0.2407m2
Wd=0.1520*1.8=0.2736m
精馏段:
用下式验算降液管中停留时间,即:
θ=(3600AfHT)/(Lh)=(3600*0.2407*0.5)/(0.00314*3600)=38.34s>5s
提馏段:
其停留时间为:
θ=(3600AfHT)/(Lh’)=(3600*0.2407*0.5)/(0.00636*3600)
=18.92s>5s
故降液管设计合理。
2降液管底隙高度ho
精馏段:
取降液管底隙的流速Vo’=0.06m/s
ho=Lh/(3600*lwVo’)=(0.00314*3600)/(3600*0.06)=0.04153
hw-ho=0.05774-0.04153=0.01621>0.006m
提馏段:
取将液管底隙的流速Vo’=0.12m/s
ho’=Lh’/(3600lwVo’)=(0.00636*3600)/(3600*0.12)=0.0421
hw’-ho’=0.0503-0.0421=0.00827>0.006m
⑶受液盘:
选用凹形受液盘,深度hw’=50mm
2.塔板设计
⑴塔板布置
1塔板的分块:
因D≥800mm,所以塔板采用分块式,以便通过人孔装拆塔板,查表得塔板分为5块
2边缘区宽度的设定:
取Ws=200mmWs’=70mmWc=50mm
3看空区面积计算:
Aa=2{x+【(πr2)/180】}
x=D/2-(Wd-Ws)=1.8/2-(0.2736+0.2)=0.4264
r=D/2-Wc=108/2-0.05=0.85m
故Aa=2*{0.5564+【(π*0.852)/180)】arcsin}=1.201m2
⑵筛孔计算及排列:
本设计要求处理的物系无腐蚀性,可选用4mm碳钢板,取筛孔直径do=6mm。
筛孔按正三角排列,取孔中心距:
t=3do=3*6=18mm
筛孔数目:
n=(1.155Aa)/t2=(1.155*1.746)/0.0182=6224个
开孔率为:
Ψ=0.907(do/t)2=0.907*(0.006/0.018)2=10.1%
精馏段气体通过筛孔的气速为:
Vo=Vs/Aa=1.2102/(1.201*10.1%)=10.415m/s
提馏段气体通过筛孔的气速为:
Vo’=1.2572/(1.201*10.1%)=10.47m/s
八、筛板的流体力学验算
1.塔板压降
⑴干板阻力的计算
1精馏段
干板阻力hc=0.051(Vo/Co)2(Pv/PL){1-(Ao/Aa)2}
式中:
Vo——气体通过筛孔的速度m/s
Co——孔流速度
由于筛板的开孔率ψ=10.1%<15%,故上式可化简为:
hc=0.015(Uo/Co)2(PV1/PL1)
由do/Б=6/4=1.5.查图知Co=0.780
故hc=0.051(10.415/0.780)2(2.73/80