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苯甲苯混合液筛板精馏塔设计1 设计任务和条件(1)年处理含苯60%(质量分数,下同) 的苯-甲苯混合液50000吨 (2)料液温度 35 (3)塔顶产品浓度98% (4)塔底釜液含甲苯98%(5)每年实际生产天数 330(一年中有一月检修)(6)精馏塔顶压强 4Kpa(表压)(7)冷水温度 30(8)饱和蒸汽压力 0.1Mpa(9)地址:江苏盐城2. 板式塔的设计 2.1 工业生产对塔板的要求: 通过能力要大,即单位塔截面能处理的气液流量大。 塔板效率要高。 塔板压力降要低。 操作弹性要大。 结构简单,易于制造。在这些要求中,对于要求产品纯度高的分离操作,首先应考虑高效率;对于处理量大的一般性分离(如原油蒸馏等),主要是考虑通过能力大。22设计方案的确定22.1装置流程的确定精馏装置包括精馏塔,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。蒸馏过程按操作方式不同,可分为连续精馏和间歇精馏两种流程。在本次的设计中,是为分离苯甲苯混合物。对于二元混合物的分离,应该采用连续精馏流程。2.2.2操作压力的选择 蒸馏过程按操作压力不同,可分为常压蒸馏,减压蒸馏和加压蒸馏。一般除热敏性物系外,凡通过常压 分离要求,并能用江河水或循环水将馏出物冷凝下来的物系,都应采用 常压精馏。 根据本次任务的生产要求,应采用常压精馏操作。2.23进料热状况的选择蒸馏操作有五种进料热状况,它的不同将影响塔内各层塔板的汽、液相负荷。工业上多采用接近泡点的液体进料和饱和液体进料,通常用釜残液预热原料。所以这次采用的是泡点进料。2.2.4加热方式的选择 由于采用泡点进料,将原料液加热至泡点后送入精馏塔内。塔顶上升蒸汽采用全凝气冷凝,冷凝液在泡点下一部分回流至塔内,其余部分经产品冷却后送至储罐。2.2.5回流比的选择 回流比是精馏操作的重要工艺条件,其选择的原则是使设备费用和操作费用之和最低。 苯甲苯混合液是属易分离物系,最小回流比较小,故操作回流比取最小回流比的2.0倍。塔釜采用间接蒸汽加热,塔顶产品经冷却后送至储罐。3工艺流程图板式塔主要由筒体、封头、塔内构件(包括塔板、降液管和受液盘)、人孔、进出口管和群座等组成。按照塔内气、液流动的方式,可将塔板分为错流与逆流塔板两类。工业应用以错流式塔板为主,常用的由泡罩塔、筛板塔、浮阀塔等。此次设计按照要求选用筛板塔来分离苯-甲苯系。4.1 精馏塔的物料衡算 1.原料液及塔顶,塔底产品的摩尔分数苯的摩尔质量=78.11 kg/kmol 甲苯的摩尔质量=93.13 kg/kmol =(0.6/78.11)/(0.6/8.11+0.4/93.13)=0.64 =(0.98/78.11)/(0.98/78.11+0.02/93.13)=0.983 Xw=(0.02/78.11)/(0.02/78.11+0.98/93.13)=0.0242. 原料液及塔顶,塔底产品的平均摩尔分数 MF=0.64*78.11+0.36*93.13=83.5 MD=0.983*78.11+0.017*93.13=78.37 Mw=0.024*78.11+0.976*93.13=92.773.物料衡算原料处理量 qn,f=(50000103)/(2430083.5)=83.17(kmol/h)总物料衡算 83.17=qn,D+qn,W苯物料衡算 83.170.64=0.983qn,D+0.024qn,W联立解得 qn,D=30.75 qn,W=52.425塔板数的确定苯-甲苯属理想物系,可采用图解法求理论板层数。 由手册查得苯-甲苯物系的气液平衡数据,绘出x-y图,见图1。 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1中对角线上,自点e(0.64,0.64)作垂线ef即为进料线(q线),该线与平衡线的交点坐标为 = 0.813 = 0.64故最小回流比为 R=0.983取操作回流比为 R=2=21.050.983=1.97求精馏塔的气、液相负荷L=RD=1.9730.75=60.58mol/hV=(R+1)D=2.9730.75=91.33 mol/hL,=L+F=60.58+83.17=143.75 mol/hV,=V=91.33 mol/h求操作线方程精馏段操作线方程y=0.663x+0.331提留段操作线方程Y=1.754x-0.013775 图1(1) 图解法求理论塔板数 采用图解法求理论塔板数,如附图1所示。求解结果为:总的理论板层数 N=13 其中 NT,精=5 NT,提=7(不包括再沸器) 进料板位置 N = 6(2) 实际板层数的求解(3) 精馏段实际板层数 N精=5/0.52=9.6210 N提=7/0.52=13.4614 总实际塔板层数 N=N精+ N提=246 精馏塔的工艺条件及有关物性数据的计算 (1)操作压力 PD=P当地+P表=101.3+4=105.3Kpa 每层塔板压强 P=0.7Kpa 进料板压强 PF=105.3+0.710=112.3Kpa 精馏段平均压强 Pm=(105.3+112.3)/2=108.8Kpa(2)操作温度 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、甲苯的饱和蒸气压由 安托尼方程计算,计算结果如下:安托尼方程 P=A-B/(C+t) 其中 A=6.03055 B=1211.033 C=220.790 求的塔顶温度 td=81.4进料板温度 t=91.7精馏段平均温度 t=(81.4+91.7)=86.55 (4) 平衡摩尔质量的计算塔顶平均摩尔质量计算:由x= y=0.983,查平衡曲线(见附图1),得 x =0.915 M=0.98378.11+0.01792.13=78.37 M=0.91578.11+0.08592.13=79.39进料板平均摩尔质量计算由图解理论板(见图1),得y=0.778查平衡曲线 (见图1),得x=0.581 M=0.77878.11+0.22293.13=81.44 kg/kmolM=0.58178.11+0.41993.13=84.4 kg/kmol(5) 平均密度的计算 气相平均密度计算 由理想气体状态方程计算,即 =(108.881.44)/(8.314(86.55+273.15))=2.96 kg/m 液相平均密度计算 液相平均密度依下式计算,即2塔顶液相平均密度的计算 由t81.4,查手册得 = 813kg/m = 808.2kg/m = 1/(0.983/813+0.017/808.2)=812.92 kg/m进料板液相平均密度的计算 由tF91.7,查手册得 = 733.9kg/m = 734.1 kg/m进料板液相的质量分率a=(0.58178.11)/(0.58178.11+0.41993.13)=0.538LFM=1/(0.538/733.9+0.462/734.1)=734 kg/m精馏段液相平均密度为 =(812.92+734)/2=773.46 kg/m(6) 液体平均表面张力计算 液相平均表面张力依下式计算,即塔顶液相平均表面张力的计算 由tD81.4,查手册得 =21.33mN/m = 21.75mN/m=0.98321.33+0.01721.75=21.34 mN/m进料板液相平均表面张力的计算 由tF91.7,查手册得=19.85mN/m =20.65mN/mLFM=0.58119.85+0.41920.65=20.19 mN/m精馏段液相平均表面张力为 =(21.34+20.19)/2=20.77 mN/m(7) 液体平均粘度计算液相平均粘度依下式计算,即塔顶液相平均粘度的计算由tD81.4,查手册得 =0.297mPas =0.310mPas= 0.9830.297+0.0170.310= 0.297mPas进料板液相平均粘度的计算由tF91.7,查手册得 = 0.277mPas = 0.284mPas= 0.5810.277+0.4190.284= 0.280mPas精馏段液相平均粘度为 =(0.297+0.280)/2=0.289 mPas7精馏塔的塔体工艺尺寸计算(1)塔径计算精馏段的气、液相体积流率为 V = =(91.3381.44)/(36002.96)=0.698m3/sL = =(60.5884.4)/(3600773.46)=1.8410-3 m3/s 由 u = C 式中C由式5-5计算,其中的由图5-1查取,图的横坐标为(=(1.8310-3/0.698)(773.46/2.96)1/2=0.0424取板间距H=0.40m,板上液层高度h= 0.06m,则H- h= 0.40-0.06 = 0.34m查图5-1得,C =0.075C = C( =0.075(20.77/20)0.2=0.0756u = C=0.0756(773.46-2.96)/2.96)1/2=1.22 m/s取安全系数为0.7,则空塔系数为u = 0.7 u=0.71.22=0.854 m/sD = =(40.6983.140.854)1/2=1.02m按标准塔径圆整后为D1.0m塔截面积为 A = D= 1.02=0.785 m实际空塔系数为u =0.698/0.785=0.889m/s(2)精馏塔有效高度的计算精馏段有效高度为 Z精 = (N精 -1)HT=(10-1)0.4=3.6提馏段有效高度为 Z提 = (N提 -1)HT=(14-1)0.4=5.2m在进料板上处及提留段各开一个人孔,其高度均为0.8m故精馏段的有效高度为 Z= Z精
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