苯与乙苯连续精馏.docx
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苯与乙苯连续精馏
设计任务书
1、概述⋯⋯⋯⋯⋯⋯⋯⋯⋯⋯⋯⋯⋯⋯⋯⋯⋯⋯⋯4
1.1设计任务及要求⋯⋯⋯⋯⋯⋯⋯⋯⋯⋯⋯⋯⋯⋯⋯⋯⋯4
1.2符号说明⋯⋯⋯⋯⋯⋯⋯⋯⋯⋯⋯⋯⋯⋯⋯⋯⋯5
1.3设计基础数据⋯⋯⋯⋯⋯⋯⋯⋯⋯⋯⋯⋯⋯⋯⋯⋯⋯6
2、设计内容⋯⋯⋯⋯⋯⋯⋯⋯⋯⋯⋯⋯⋯⋯⋯⋯⋯⋯⋯7
2.1精馏塔的物料衡算⋯⋯⋯⋯⋯⋯⋯⋯⋯⋯⋯⋯⋯⋯⋯7
2.2塔板数的确定⋯⋯⋯⋯⋯⋯⋯⋯⋯⋯⋯⋯⋯⋯⋯⋯⋯8
2.2.1操作线方程⋯⋯⋯⋯⋯⋯⋯⋯⋯⋯⋯⋯⋯⋯8
2.2.2塔板数的计算⋯⋯⋯⋯⋯⋯⋯⋯⋯⋯⋯⋯⋯⋯9
2.3塔的操作工艺条件及相关物性数据的计算⋯⋯⋯⋯⋯⋯11
2.3.1操作压力计算⋯⋯⋯⋯⋯⋯⋯⋯⋯⋯⋯⋯⋯⋯⋯11
2.3.2操作温度计算⋯⋯⋯⋯⋯⋯⋯⋯⋯⋯⋯⋯⋯⋯⋯11
2.3.3平均摩尔质量计算⋯⋯⋯⋯⋯⋯⋯⋯⋯⋯⋯⋯⋯⋯11
2.3.4平均密度计算⋯⋯⋯⋯⋯⋯⋯⋯⋯⋯⋯⋯⋯⋯⋯⋯12
2.3.5液体平均黏度计算⋯⋯⋯⋯⋯⋯⋯⋯⋯⋯⋯⋯⋯13
2.3.6液体平均表面张力计算⋯⋯⋯⋯⋯⋯⋯⋯⋯⋯⋯⋯⋯142.4精馏塔的塔体工艺尺寸计算⋯⋯⋯⋯⋯⋯⋯⋯⋯⋯⋯⋯15
2.4.1塔径的计算⋯⋯⋯⋯⋯⋯⋯⋯⋯⋯⋯⋯⋯⋯⋯⋯⋯15
2.4.2精馏塔有效高度的计算⋯⋯⋯⋯⋯⋯⋯⋯⋯⋯⋯⋯⋯162.5塔板主要工艺尺寸的计算⋯⋯⋯⋯⋯⋯⋯⋯⋯⋯⋯⋯17
2.5.1溢流装置⋯⋯⋯⋯⋯⋯⋯⋯⋯⋯⋯⋯17
2.5.2提馏段气、液相负荷计算⋯⋯⋯⋯⋯⋯⋯⋯⋯⋯⋯17
2.5.3弓形降液管宽度wd和截面Af⋯⋯⋯⋯⋯⋯⋯⋯⋯⋯⋯18
2.5.4塔板设置⋯⋯⋯⋯⋯⋯⋯⋯⋯⋯⋯18
2.6塔板的流体力学验算⋯⋯⋯⋯⋯⋯⋯⋯⋯⋯⋯⋯⋯⋯19
2.6.1塔板压降⋯⋯⋯⋯⋯⋯⋯⋯⋯⋯⋯⋯⋯⋯⋯⋯⋯19
2.6.2液面落差⋯⋯⋯⋯⋯⋯⋯⋯⋯⋯⋯⋯⋯⋯⋯⋯⋯21
2.6.3液沫夹带⋯⋯⋯⋯⋯⋯⋯⋯⋯⋯⋯⋯⋯⋯⋯⋯⋯21
2.6.4漏液⋯⋯⋯⋯⋯⋯⋯⋯⋯⋯⋯⋯⋯⋯⋯⋯⋯⋯⋯21
2.6.5液泛⋯⋯⋯⋯⋯⋯⋯⋯⋯⋯⋯⋯⋯⋯⋯⋯⋯⋯⋯22
2.7塔板负荷性能图⋯⋯⋯⋯⋯⋯⋯⋯⋯⋯⋯⋯⋯⋯⋯⋯22
2.7.1精馏段塔板负荷性能图⋯⋯⋯⋯⋯⋯⋯⋯⋯⋯⋯⋯⋯22
2.7.2
24
提馏段塔板负荷性能图⋯
2.8主要辅助设备⋯⋯⋯⋯⋯⋯⋯⋯26
2.8.1冷凝器⋯⋯⋯⋯⋯⋯⋯⋯⋯⋯⋯⋯⋯⋯⋯⋯⋯⋯26
2.8.2再沸器⋯⋯⋯⋯⋯⋯⋯⋯⋯⋯⋯⋯⋯⋯⋯⋯26
2.9对设计过程的评述、有关问题的讨论和设计自我评价⋯⋯⋯⋯⋯27
3、参考文献⋯⋯⋯⋯⋯⋯⋯⋯⋯⋯⋯⋯⋯⋯⋯⋯⋯28
1、概述
本次设计的目的是通过精馏操作来完成苯和乙苯混合溶液的分离,从而获得较高浓度的轻组分苯。
同时对所设计的精馏塔进行结构设计及强度校核。
完成精馏操作任务的设备是精馏塔,精馏塔原理是:
在一定压力下利用混合溶液中各组分挥发度的不同,在精馏塔中同时多次进行部分挥发和部分冷凝,使其分离成几乎纯组分的过程,根据塔内气液接触情况,精馏塔可分为两大类:
板式塔和填料塔,板式塔又可分为泡罩塔、筛板塔、舌形塔、浮法塔等。
根据本次设计任务及各类精馏塔的特点,本次设计采用筛板塔。
1.1设计任务及要求
1、设计题目:
苯-乙苯连续精馏塔的设计
苯-乙苯连续精馏塔的设计:
试设计一座苯-乙苯连续精馏塔的设计,要求年产纯度为98%的乙苯,小组中每个人设计的产量分别为:
17000吨;18000吨;19000吨;20000吨;21000吨;22000吨,塔顶馏出液中含乙苯不得高于2%,原料液中含乙苯40%(以上均为质量分数;其余为苯)。
2、设计条件:
(1)操作条件
1)塔顶压力4kPa(表压)
2)进料热状态自选;
3)回流比自选
4)采用间接蒸汽加热塔底加热蒸汽压力0.5Mpa(表压)
5)单板压降≤0.7kPa。
(2)塔板类型
筛板塔。
(3)工作日
每年工作日为300天,每天24小时连续运行。
(4)厂址厂址:
安徽省合肥市。
(5)设计内容
1、设计说明书的内容
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)塔板主要工艺尺寸的计算;
6)塔板的流体力学验算;
7)塔板负荷性能图;
8)精馏塔接管尺寸计算;
9)主要辅助设备的选型
10)对设计过程的评述、有关问题的讨论和设计自我评价
2、设计图纸要求:
1)
绘制生产工艺流程图(A1号图纸);
2)
绘制精馏塔设计条件图(A1号图纸)
。
1.2
符号说明
英文字母L
s——液体体积流量,
m3/h
Aa—
—塔板开孔区面积,m2
n—
—筛孔数目
Af—
—降液管截面积,m2
P—
—操作压力,kPa
Ao—
—筛孔区面积,m2
P—
—气体通过每层筛板的压降,kPa
AT—
—塔的截面积,m2
T—
—理论板层数
C—
—负荷因子,无因次t
——筛孔的中心距,
m
C20
——表面张力为20mN/m的
u
——空塔气速,m/s
负荷因子
do—
—筛孔直径,mu
omin——漏液点气速,m/s
D—
—塔径,mu
o'——液体通过降液体系的速度,m/s
ev—
—液沫夹带量,kg液/kg气
V
n——气体体积流量,
m/s
R—
—回流比V
s——气体体积流量,
m/s
Rmin
——最小回流比W
c——边缘无效区宽度,
m
M—
—平均摩尔质量,kg/kmol
W
d——弓形降液管高度,
m
Tm—
—平均温度,℃W
s——破沫区宽度,m
g—
—重力加速度,m/s2
Z—
—板式塔有效高度,m
Fo—
—筛孔气相动触因子
hl—
—出口堰与沉降管距离,m
希腊字母
hc—
—与平板压强相当的液柱高
——筛板厚度,m
度,m
——液体在降液管内停留时间,s
hd—
—与液体流过降液管压强降
——粘度,mPa·s
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4
相当的液柱高度,mhf——板上清液高度,mhl——板上清液层高度,mho——降液管的底隙高度,mhow——堰上液层高度,mHw——出口堰高度,mHw'——进口堰高度,mmax
h——与克服表面张力压强降相当的液柱高度,mLH——板式塔高度,mV
Hd——降液管内清夜层高度,mlw——堰长,mH
HP——人孔处塔板间距,mHT——塔板间距,mL
1.3设计基础数据
项
温目
度
饱和蒸汽压
KPa
粘度mPas
表面张力mNm
苯
乙苯
苯
乙苯
苯
乙苯
83
100
19.5
0.3
0.38
21
22.5
85
108
20.8
0.286
0.36
20.8
22.2
88
120
23.2
0.275
0.35
20.3
21.3
90
125
25
0.28
0.345
20
21.8
95
155
32
0.26
0.34
19.5
21.2
100
170
36.5
0.25
0.32
18.5
20.4
105
200
46
0.24
0.31
18.1
20
110
218
49.5
0.22
0.295
17.4
19.5
115
245
59.8
0.218
0.28
16.8
19
120
279.8
67.5
0.208
0.272
16.2
18.4
135
380
100
0.175
0.24
14.5
17
由表中各温度下饱和蒸汽压可计算出气液组分摩尔分数之间的关表所示
则可绘出t-x-y关系图如下:
2、设计内容
2.1精馏塔的物料衡算
原料液流率为F,塔顶产品流率为D,塔底产品流率为W,对精馏塔做全塔物料衡算,则有:
F=D+W
FxF=DxD+WxW
苯的摩尔质量:
MA=78.11kg/kmol乙苯的摩尔质量:
MB=106.16kg/kmol原料液及塔顶、塔底产品的平均摩尔质量:
MF=(1-40%)×78.11+40%×106.16=89.33kg/kmol
MD=(1-2%)×78.11+2%×106.16=78.67kg/kmol
MW=(1-98%)×78.11+98%×98%×106.16=105.6kg/kmol
xF、xD、xW分别为原料、塔顶、产品中的苯的摩尔分数
F=26.30
×0.9850.02780.24kmol/h
0.9850.671
则可知产物的产量W=
2107
30024105.6
26.30kmol/h
D=F-W=80.24-26.30=53.94kmol/h
2.2塔板数的确定
2.2.1操作线方程
1、精馏段操作线方程其中α为苯—乙苯的相对挥发度,本设计取塔顶、塔底平均温度下的值,查化工手册得苯和乙苯的t—x—y关系。
由t—x—y曲线可知:
tD=83℃、tW=129.5℃、tF=90.5℃
全塔平均温度t=tDtWtF106.25℃
3
查得,在106.25℃下,相对挥发度α=5.06
因为采取的进料状态是饱和液体进料,q=1,q线方程为x=0.671与平衡线的交点横坐标为xe=0.671,将xe带入相平衡方程,得
则最小回流比为Rmin=xyDexyee=00..99182500..961721=0.303
取回流比R=2Rmin=2×0.303=0.606则精馏段气液负荷为:
V=L+D=(R+1)D=(0.606+1)×53.94=86.628kmol/h
L=RD=0.606×53.94=32.688kmol/h
则精馏段操作线方程为yn1=RxnxD0.377Xn0.613R1nR1n
2、提馏段操作线方程
因为原料液的进料状态为饱和液体,则提馏段气液负荷为:
v=v=82.628kmol/h
L=F+L=80.24+32.688=112.928kmol/h
则提馏段的操作线方程为
ym1=
L
LW
xm
WXw
LW
112.928
112.928
26.30xm
26.30.027
112.92826.30
=1.3036xm-0.0082
2.2.2塔板数的计算
1、理论塔板数的计算
因为q=1,故两操作线交点的液相组成为
xd=xF=0.671下面进行逐板计算:
精馏段y1=xD=0.985
y20.377x10.6130.3770.9280.6130.963
0.963
5.06(5.061)0.963
y30.928x30.720
y40.884x40.601
x4xd0.671所以精馏段理论塔板数为3块提馏段y51.3036x40.00821.30360.6010.00820.7753
0.7753
x50.4054
55.064.060.7753
y60.5203x60.1765
y70.2219x70.0534
y80.0614x80.0128
x8xw0.027
所以提馏段理论塔板数为4块
因此,理论塔板数为7块,进料板位置为第四块板。
2、实际塔板数的计算
α—相对挥发度
L—液相黏度;mPa.s
上式中ɑ、L的数据均取塔顶、塔底平均温度下值
0.671)0.290.250
查手册得平均温度下的液相中各组分的黏度
LD
0.985
0.23
(1
0.985)
0.29
0.231
LW
0.027
0.23
(1
0.027)
0.29
0.288
平均黏度
0.250
0.231
0.288
0.256
L
3
则有
LF
O.6710.23(1
查《化工原理》第三版下册表11—3,得知筛塔板的总板效率为:
E1.1E1.10.49(L)0.2451.10.49(5.060.256)0.2450.506计算实际塔板数
NT3
精馏段Np1NT136
1E0.506
提馏段Np2NT248
2E0.506
故全塔实际所需塔板数N=14块加料板位置在第7块。
2.3塔的工艺条件及相关物性数据的计算
2.3.1操作压力计算
塔顶压力PD4101.3105.3kpa
进料板压力PFPDNp10.7105.360.7109.5kpa
塔底压力pwpFNP20.7109.580.7115.1kpa
精馏段平均操作压力Pm1PDPF107.4kpa
12
提馏段平均操作压力Pm2PWPF112.3kpa
m22
全塔平均操作压力PmPDPW110.2kpa
2
2.3.2操作温度计算
由前tD=83℃、tW=129.5℃、tF=90.5℃
精馏段平均温度
t1tDtF86.75℃
2提馏段平均温度
tt
t2twtF110℃
22全塔平均温度ttDtW106.25℃
2
2.3.3平均摩尔质量计算塔顶平均摩尔质量
x1=0.928,y1=0.985
MDLmx1MA(1X1)MB80.13kg/kmol
MDVmy1MA(1y1)MB78.53kg/kmol进料板平均摩尔质量
x4=0.601,y4=0.884
MFLM
x4MA(1x4)MB
89.30kg/kmol
MFVM
y4MA(1y4)MB
81.36kg/kmol
塔底平均摩尔质量
x8=0.0128,y8=0.0614
精馏段平均摩尔质量
提馏段平均摩尔质量
MLm2
MVm2
89.30105.8
2
81.36104.4
2
97.55kg/kmol
92.88kg/kmol
全塔平均摩尔质量
MLm
MVm
84.7297.55
2
79.9592.88
2
91.14kg/kmol
86.42kg/kmol
2.3.4平均密度计算
气相密度
vm
pmMvm
RT
精馏段vm1
107.479.95
8.314(27386.75)
3
2.87kg/m3
提馏段
vm2
112.392.88
8.314(273110)
3.28kg/m3
全塔
vm1
vm2
vm
2.873.28
2
3.075kg/m3
液相密度
AB
AB
式中为质量分率
塔顶平均密度
通过查表知道了在tD=83℃、tW=129.5℃、tF=90.5℃时各组分黏度,
由公式
查在tD=83℃、tW=129.5℃、tF=90.5℃下苯与乙苯的密度
xtt计算平均黏度
进料板mF=0.671×0.201+(1-0.671)×0.242=0.214mpa.s塔板mD=0.985×0.301+(1-0.985)×0.35=0.302mpa.s
塔釜mW=0.027×0.281+(1-0.027)×0.327=0.326mpa.s精馏段平均黏度m1mFmD0.2140.3020.258
m122
提馏段平均黏度m2mFmW0.2140.3260.270
m222
全塔平均黏度mm1m20.2580.2700.264
m22
2.3.6液体平均表面张力计算
n
由公式mxtt进行计算
t1
查资料得tD=83℃、tW=129.5℃、t=90.5℃温度下苯乙苯的表面张力
进料板表面张力
mF0.67120.08(10.671)21.8920.68mN/m
L=RD=32.688kmol/h
vMVM2
3600VM2
86.62892.880.681m3/s
36003.28
L=112.928kmol/h
2.4精馏塔的塔体工艺尺寸计算
2.4.1塔径的计算
由上面的计算可知精馏段的气、液相体积流率为:
LS0.000954m3/s、VS0.670m3/s
精馏段的气、液相平均密度为:
L806.0kg/m3、V2.87kg/m3
板间距与塔径的关系
塔径D/mm
300~500
500~800
800~1600
1600~2400
板间距
HT/mm
200,250,300
250,300,350
300,350,400,
450,500
400,450,500,
550,600
取板间距HT=0.45m,取板上清液层高度hL=0.06m。
HT
hL
0.45
0.060.39m
0.5
0.5
Ls
L
0.000954
806
?
L
0.024
Vs
V
0.670
2.87
0.083,使式cc20(20)0.2校正到物系表面张力
查Smith通用关联图得C20
为20.86mN/m时的c.
0.084
c20(202.086)0.2
20
0.0848062.871.405m/s
2.87
取安全系数为0.7,则
0.7max0.71.4050.9835m/s
0.932
调整塔径为1.0米提馏段塔径的计算
0.7max0.71.200.84m/s
1.016m
调整塔径为1.2米,综上,择取塔径为
2.4.2精馏塔有效高度的计算精馏段z160.452.7m
提馏段z280.453.6m
总的有效高度z=z1z2=6.3m
2.5塔板主要工艺尺寸的计算
2.5.1溢流装置
用单溢流,弓形降压管,平行受液盘及平行溢流堰,不设进口堰,溢流堰长lw
取堰长为0.6D,则lw=0.6×1.2=0.72m
出口堰高hw由hwh1how计算
式中how—堰上液流高度,m
lw—堰长,mls—塔内平均液流量,m3/h
E—液流收缩系数,一般取E=1
精馏段ls3600Ls3.434m3/h
2
how2.84E(3.434)30.00805m10000.72
hw=0.06-0.0085=0.05195m
提馏段ls3600Ls14.04m3/h
2
2.8414.043
E()3
10000.72
hw0.060.02060.0394m
2.5.2弓形降液管宽度wd和截面Af
由lw0.6,通过查图得Af0.055DAT
AfHTt精
Ls
0.00.06020905.44529.25s5s
0—降液管底隙处液体流速m/s,取0为0.08m/s,则
2.5.4塔板设置
(1)边缘区宽度确定
取wsws0.065(安定区宽度)wc=0.035m(无效区宽度)
(2)开孔区面积计算
x
开孔区面积Aa按Aa2xR2x2R2arcsinx计算
a180R
xD(WdWs)1.2(0.1490.065)0.386D1.2
R=Wc0.0350.565
2c2
故Aa=0.798m2
3)筛孔计算及其排列
本设计所处理的物系无腐蚀性,可选用δ=3mm(一般的厚度为3~4mm)碳钢
板,取筛孔直径d01=5m(m工业生产中孔径一般在3~10mm之间,4~5mm居多),
筛孔按正三角形排列,取孔中心距t为t1=3d01=3×5=15m(m通常采用2.5~
5倍孔直径的中心距)
计算塔板上的筛孔数,即
计算塔板上的开孔率
每层塔板开孔面积:
A0Aa0.10080.7980.08044m2
气体通过筛孔的气速:
精馏段u0Vs/A00.670/0.080448.33m/s
提馏段u0Vs/A00.681/0.080448.47m/s
2.6塔板的流体力学计算
2.6.1塔板压降
1、精馏段的塔板压降
1、干板阻力hc计算
d0/δ=5/3=1.6667,由孔流系数图查得孔流系数C0=0.772
2、气体通过板上液层的压降hl
气体通过有效流通截面积的气速ua,对单流型塔板有:
动能因子:
Fauav0.6292.871.066
查充气系数图得充气系数:
0.66
故hLhwhowhL0.0396m
3
、液体表面张力的阻力h计算
0.00211m液柱
hp可按下式计算,即
4420.86103h
Lgd08069.810.005④、气体通过每层塔板的液柱高度
hphchlh0.02110.03960.002110.0628m
气体通过每层塔板的压降为:
ppLghp/10000.06288069.81/10000.49655kPa0.7kPa(满足工艺要
求)。
2、提馏段的塔板压降
1、干板阻力hc计算
d0/δ=5/3=1.6667,由孔流系数图查得孔流系数C0=0.772
2
、气体通过板上液层的压降hl
3
故hLhwhowhL0.0372m
4、
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