分离苯—甲苯混合液的浮阀板式精馏塔工艺设计..pdf
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1、 - 1 - 题目:分离苯甲苯混合液的浮阀板式精馏塔工艺设计 第一章:前言 1.1 文献综述 1.2 中英文摘要及关键词 1.3 相关符号说明 第二章:工艺条件的确定和说明 2.1 设计参数 2.2 操作压力 2.3 进料状况 2.4 加热剂及加热方式 2.5 冷却剂及进出口温度 第三章:流程的确定和说明 3.1 流程的说明 3.2 设置各设备的原因 第四章:精馏塔的设计计算 4.1 物料衡算 4.2 回流比的确定 4.3 板块数的确定 4.4 相关物性参数 4.5 汽液负荷的计算 46 精馏塔工艺尺寸的计算 4.7 塔板流动性能校核 4.8 塔板负荷性能图 4.9 主要工艺接管尺寸的选取 4
2、.10 塔顶冷凝器的热负荷 4.11 塔底再沸器的负荷 4.12 原料预热器的热负荷 第五章:主要计算结果列表 5.1 精馏段 - 2 - 5.2 提留段 3 1.4 相关物性参数 1)苯和甲苯的物理参数 (2) 饱和蒸汽压 苯、甲苯的饱和蒸汽压可用Antoine 方程计算: (3)苯、甲苯的相对密度 (4)液体表面张力 (5) 苯甲苯液体粘度 分子式相对分子质量沸点临界温度临界压力MPa 苯( A)C6H678.11g/mol 80.1 288.95 4,898 甲苯( B)C7H892.13g/mol 110.6 318.57 4.109 A B C 苯6.9419 2769.42 -53
3、.26 甲苯7.0580 3076.65 -54.65 温度()80 90 100 110 120 苯815 803.9 792.5 780.3 768.9 甲苯810 800.2 790.3 780.3 770.3 温度 ()80 90 100 110 120 苯21.27 20.06 18.85 17.66 16.49 甲苯21.69 20.59 19.94 18.41 17.31 mPa 80 90 100 110 120 苯0.308 0.279 0.255 0.233 0.215 甲苯0.311 0.286 0.264 0.254 0.228 4 第二章工艺条件的确定和说明 2.1
4、设计参数 (1)设计规模:苯 - 甲苯混合液年产量为12000ta (2)生产制度:年开工300天,每天 24 小时连续生产 (3)原料组成:苯含量为40% (质量分数,下同) (4)进料状况: 15时进料,常压精馏 (5)分离要求:塔顶苯含量不低于99% ,塔底苯含量不大于2% (6)建厂地区:大气压为760mmHg,自来水年平均温度为15平均 温度 m t 2.2 确定进料状态 2.2.1 平均分子量 对进料板: xF=0.440,yF=0.660 MVmF=yFMA+(1-yF)MB=82.88kg/mol MLmF=xFMA+(1-xF)MB=85.96kg/mol 对塔底: xW=0
5、.023,yW=0.055 MVmW=yWMA+(1-yW)MB=91.36kg/mol MLmW=xWMA+(1-xW)MB=91.81kg/mol 对塔顶: xD=0.991 yD=0.996 MVmD=yDMA+(1-yD)MB=78.17kg/mol MLmD=xDMA+(1-xD)MB=78.24kg/mol 气相平均摩尔分子量 MVm=(MVmD+MVmF)/2=80.53kg/mol 5 MVm=(MVmW+M VmF)/2=87.12kg/mol 液相平均摩尔分子量 MLm=(MLmD+MLmF)/2=82.1kg/mol MLm=(MLmW+MLmF)/2=88.89kg/m
6、ol 2.2.2 平均密度m lmblmam aa1 (a 为质量分数) (1) 对塔底:46.109 m t时, 由内插法 3 /67.780mkg A 3 /84.780mkg B 塔底液相平均密度 3 /08.780 1 mkg aa LmF B B A A LmF (2) 对进料:97.92 F t, 由内插法 3 /05780mkg A , 3 /26.797mkg B 进料液相平均密度 3 /51.789 1 mkg aa LmF B B A A LmF (3) 对塔顶:09.80 D t时, 由内插法 3 /9 .814mkg A , 3 /91.809mkg B 塔顶液相平均密
7、度 3 /87.814 1 mkg aa LmD B B A A LmD 精馏段液相平均密度 3D /72.806 2 mkg LmFLm Lm 提馏段液相平均密度 3 /33.789 2 mkg LmFLmW lm 精馏段气相平均密度 3V V /01.3 MP mkg RT mm m 提馏段气相平均密度 3vw m /42.3 MP mkg RT vm 全塔气相平均密度 3 /22.3 2 mkg lmvm m 6 全塔液相平均密度 3 /03.798 2 mkg lmlm vm 2.2.3 表面张力m 由公式: n i iimx 1 对塔顶,由内插法,mmNmmNt m bmaD /68
8、.21,/26.2109.80, 对进料,由内插法,mmNmmNt mbmaF /40.20,/70.1997.92, 对塔底,由内插法,mmNmmNt mbmaw /49.18,/78.1746.109, 进料板表面张力mF=0.4419.70+0.5620.40=20.09mN/m 塔顶表面张力 mD=0.99121.26+0.00921.68=21.26mN/m 塔底表面张力mW=0.02317.78+0.97718.49=18.47mN/m 提馏段表面张力平均值m提=19.29 mN/m 精馏段表面张力平均值m精=20.68 mN/m 2.2.4液体黏度 lm 由公式: n i iim
9、 x 1 对塔顶,由内插法,smPasmPat bDaDD 318.0,308. 009.80, 对进料,由内插法,smPasmPat bFaFF 280.0,272. 09792, 对塔底,由内插法,smPasmPat bWaWW 255.0,234.046.109, 进料处平均黏度mF=0.276 smPa 塔顶处平均黏度mD=0.307 smPa 塔底处平均黏度mW=0.253smPa 提馏段液体黏度平均值m=(mF+mW)/2=0.265smPa 精馏段液体黏度平均值m=(mF+mD)/2=0.292smPa 7 2.5 冷却剂及进出口温度 精馏段平均温度 m t=(tF+tD)/2=
10、86.53oC 提馏段平均温度 m t=(tW+tD)/2=101.22 oC 全塔平均温度 t=(86.53+101.22)/2=93.88 第四章流程的确定和说明 4.1 物料衡算 原料液处理量 hkgGF /67.1666 24300 1012000 3 1666.67/18.123/ F FMkmol h 总物料衡算F=D+W (1) 苯的物料衡算F F x=D D x+W W x(2) 由 1、2 两式联合解得: () FW DW F xx D xx WFD D=7.883kmol/h W=10.240kmol/h 4.2 回流比的确定 对于 q=1 的饱和液体进料,有如下公式(参考
11、文献6,公式 10-45) 1 )1( 1 1 )( 1min F D F D q x x x x R 由(参考文献 6)图 10-1及表 10-2,可知, 当440.0 F x时,; 当991.0 D x时,Ct 0 2 2.80; 8 由(参考文献 6)表 10-3,可知, 2.602.35 2 =2.475 则 min 2.475 1 0.99610.996 2.475 1 0.44010.440 R=1.523 取操作回流比 min 1.51.5 1.5232.285 opt RR 4.3 板块数的确定 (1) 理论板数的计算 精馏段操作线方程: 1 0.6960.303 11 D n
12、nn xR yxx RR 相平衡方程 : 2.475 1(1)1 1.475 axx y axx 提 馏 段 操 作 线 方 程 :2.2857.88318.12336.136LRDFkmol/h (1 )( 2 . 2 8 51 )7 . 8 8 3VRDkmoi/h 故 1 3 6. 1 3 61 0. 2 4 0 0. 0 1 21. 3 9 50. 0 0 5 2 5. 8 9 62 5. 8 9 6 mmWmm LW yxxxx VV 、 第一块板的气相组成应与回流蒸汽的组成一致,所以有 n y= D x, 然后可以根据平衡方程可得 1 x,从第二块板开始应用精馏段操作线方 程求 n
13、 y,用平衡方程求 n x,直到 n x F x,共需 n-1 块精馏板,第n 块板 为进料板。 联立相平衡方程及精馏段操作线,逐板计算, 2.4751.475 y x y 1 0.6960.303 nn yx 1D yx=0.995 1 0.988x 2 0.991y 2 0.977x 3 0.983y 3 0.959x 4 0.970y 4 0.929x 9 5 0.949y 5 0.883x 6 0.918y 6 0.819x 7 0.873y 7 0.737x 8 0.816y 8 0.642x 9 0.750y 9 0.548x 10 0.684y 10 0.499x 11 0.65
14、1y 11 0.430x 11 0.4300.44 F xx,本设计中共需 10 块精馏板,即 1 11N,第 11 块板 后为提馏段,由 1 1.3950.005 mmWm LW yxxx VV 、 , 2.4751.475 y x y 。 12 y0. 5 9 5 12 0.372x 13 0.514y 13 0.299x 14 0.413y 13 0.221x 15 0.304y 15 0.150x 16 0.203y 15 0.093x 17 0.125y 17 0.054x 18 0.071y 18 0.029x 19 0.030y 19 0.011x 19 0.0110.012 W
15、 xx 则需使用 8 块提馏板。 (2) 实际塔板数的计算 由以下 t-x-y 图,得全塔平均温度t=(109.5+80.5)/2=95 10 苯- 甲苯分率与温度的关系图(t-x-y图) 全塔平均温度t=95下苯、甲苯黏度如下: 组分苯(A)甲苯(B) 黏度.mpa s0.267 0.275 所以:平均黏度 smPa smPaxx FBFAm 69.6071.207.42 271.056. 0275. 044.0267. 0)1( 故 查(参考文献 6)图 11-21,得总板效率5.50 总E 全塔效率 : 由(参考文献 6)表 11-3,浮阀塔总效率相对值为1.11.2,取 1.2 则 0
16、 1.2 0.550.66E 理论塔板数 N=19,实际塔板数 0 / ENNe=28.8 实际精馏段塔板数为 110 16.67 e NNE取 17 块 实际提馏段塔板数为 220 13.6 e NNE取 14 块 设计时,在精馏段,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。 11 故 1 18 e N层, 2 15 e N层,181533 e N层 4.3 液汽负荷的计算 L=RD=2.285 7.88318.013kmol/h V=(R+1)D=2.2851() 7.883=25.896kmol/h L =L+qF=18.0131 18.12336.136k
17、mol/h V =V-(1-q)F=25.896kmol/h 对精馏段: 25.89680.53 0.1982 360036003.01 Vm s Vm VM V 3 /ms 318.01382.1 0.0005 36003600806.72 Lm s Lm LM Lms 对提留段: 3 25.89687.12 0.183 360036003.42 Vm s Vm V M Vms 3 36.13688.89 0.00113 36003600789.33 Lm s Lm L M Lms 4.4 确定操作压力 m P 塔顶压强 P=101.3kPa 塔顶表压 0 P4kPa 操作压强 PD=101
18、.3+4=105.3kPa 取每层塔板压降为0.7,则 进料板压强 PF=PD+7 .0 1e N=105.3+18 0.7=117.9kpa 塔釜压强降 PW=PF+7.0 2e N=116.5+15 0.7=127kpa 精馏段平均操作压强 m P=(PF+PD)/2=112.5kpa 提馏段平均操作压强 m P=(PW+PF)/2=122.1kpa 全塔平均压强 P=(112.3+122.1)/2=117.2kpa 12 4.4.1 塔径 预计所设计的塔为中型,暂定采用单流型整块式塔板。 取板距mH T 3.0 0.50.5 0.0005806.72 ()()()()0.042 0.19
19、823.01 sLm sVm L FP V 由史密斯关联图查得066.0 20 C,则066.0) 20 68.20 (12.0) 20 ( 2 . 02 . 0 20 m CC 空塔气速 u=(安全系数) F u 精馏段液泛速度 1 m m 078.1 01.3 01. 372.806 066.0smCu V VLm F 取安全系数为 0.7,则空塔气速 u=0.7 1.078=0.75m/s 由(参考文献 6)表 11-1,取12.0/ AAd 塔的有效截面 20.198 0.264 0.75 s n V Am u 塔的总截面 20.264 0.30 10.120.88 n A Am 则
20、44 0.30 0.62 A Dm,圆整为标准直径为0.7m 同理,类似求得提馏段D=0.66m,圆整为标准直径为0.7m 故塔实际总截面 222 385.07.0 44 mDA 由于 D=0.7m1m.则采用整块式塔板,板距为0.3m合适。 4.4.2 塔高塔体总高度(不包括裙座) D=0.7m 在进料板上方开设一人孔,高度取为0.6m 塔的有效高度 Z 可根据经验公式 Z=NTHT/ET=19 0.35/0.55=12.0m F H TBD HHHZH 13 进料段高度开有人孔高度,塔板间距,塔顶空间, FTT HHH D H 塔底空间,塔高, B HH 一般 D H, B H为 1.01
21、.5m, .1.0H,0.72HH,35.0,0. 1 BTF mmmHmH TD 取 H=12.0+1.0+1.0+0.7+0.6=15.5m 圆整后,塔高可设计为16m. 4.4.3 溢流装置计算 采用单流型弓行降液管,平型受液盘,不设进口堰 (1)溢流堰长 w l 由弓形降液管的结构参数图查得:7. 0/,12. 0/DlAA wd ,则 w l=0.49m. 弓形降液管所占面积 2 0.120.12 0.300.036 d AAm (2)出口堰高 w h 14 平型堰上清液层高度 32 )(0028.0 W L Wow l V Fh, 32 0 ) (0028.0 W L Ww l V
22、 Fh 其中, W F为弓形堰校正系数, 圆筒堰取 W F=1.0。堰长液流量:;/: 3 ws lhmL mhow009.0) 49.0 9.2 (10028.0 32 ,mhow0098.0) 49.0 21.3 (10028.0 32 根据标准规定, w h在 2550mm, l h上层清液层高度50100mm. 取mmhl60=0.06m. 则mhhh owlW 051. 0009.006.0,mhhh owlW 0502.00098.006.0 (3)降液管宽度 d W Wd=0.13 0.7=0.091 m 2 液体在降液管的停留时间 0.0360.3 21.55 0.0005 d
23、T s A H ss L 0.0360.3 9.565 0.00113 dT s A H ss L 合理。 取液体通过降液管低隙的流速smuol/1 .0,smu/2 .0 0 降液管底隙高度 0 0 0.0005 0.011 0.490.1 s wl L hm l u 0 0 0.00113 0.012 0.490.2 s w w L hmh l u 合理 4.4.4 塔板布置与浮阀数目及排列 (1)选用 F1 型重阀,阀孔直径d0=39mm (2)初算阀孔数 n 取阀孔动能因数F0 = 10 阀孔气速为: m/s76. 5 01. 3 10 0 0 vm F u 15 m/s65.5 42
24、. 3 100 0 vm F u 每层塔板上浮阀数 22 00 0.198 28.8 0.0395.76 44 s V n d u (个) 22 00 0.183 28.1 0.0395.65 44 s V n d u (个) 取 n=29 个,n=29 个。 (3)阀孔的排列等腰三角形叉排法 取边缘区域宽度在6070mm,取 Wc=0.055m, 安定区宽度 Ws=0.06m 塔板上的鼓泡面积 R x RxRxAaarcsin 180 2 222 R=D/2-Wc=0.3-0.055=0.245m mWW D x sd 15.0)06.0098.0(35.0)( 2 2222 146.0 2
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