苯-甲苯精馏塔设计
(1)设计方案简介
1. 装置流程的确定
本次的课程设计任务是甲醇和水的体系,要想把低纯度的甲醇水溶液提升到高纯度,要用连续精馏的方法,因为甲醇和水的挥发度相差不大。精馏是多级分离过程,即同时进行多次部分汽化和部分冷凝的过程,因此可使混合液得到几乎完全的分离。化工厂中精馏操作是在直立圆形的精馏塔内进行的,塔内装有若干层塔板或充填一定高度的填料。为实现精馏分离操作,除精馏塔外,还必须从塔底引入上升蒸汽流和从塔顶引入下降液。可知,单有精馏塔还不能完成精馏操作,还必须有塔底再沸器和塔顶冷凝器,有时还要配原料液预热器、回流液泵等附属设备,才能实现整个操作。 浮阀塔是在筛板塔基础上,在每个筛孔处安置一个可上下移动的阀片。当筛孔气速高时,阀片被顶起、上升,孔速低时,阀片因自重而下降。阀片升降位置随气流量大小作自动调节,从而使进入液层的气速基本稳定。又因气体在阀片下测水平方向进入液层,既减少液沫夹带量,又延长气液接触时间,故收到很好的传质效果。 连续精馏流程为:原料液经预热器预热至泡点温度后,进入精馏塔的进料板。在进料板上与自塔上部下降的回流液混合,逐板溢流,最后流入塔底再沸器中。在每层板上,回流液体与上升蒸汽互相接触,进行热和质的传递过程。操作时,连续地从再沸器中取出部分液体作为塔底产品(釜残液),部分液体汽化,产生上升蒸汽,依次通过各层塔板。塔顶蒸汽进入冷凝器中被全部冷凝,并将部分冷凝液用泵送回塔顶作为回流液体,其余部分经冷却器后被送作为塔顶产品(馏出液)。
2. 操作压力的选择:常压
精馏可以常压,加压或减压条件下进行。确定操作压力时主要是根据处理物料的性质,技术上的可行性和经济上的合理性来考虑的。对于沸点低,常压下为气态的物料必须在加压条件下进行操作。在相同条件下适当提高操作压力可以提高塔的处理能力,但是增加了塔压,也提高了再沸器的温度,并且相对挥发度液会下降。对于热敏性和高沸点的物料常用减压蒸馏。降低操作压力,组分的相对挥发度增加,有利于分离。减压操作降低了平衡温度,这样可以使用较低位的加热剂。但是降低压力也导致了塔直径的增加和塔顶冷凝温度的降低,而且必须使用抽真空设备,增加了相应的设备和操作费用。 本次任务是甲醇和水体系,甲醇-水这一类的溶液不是热敏性物料,且沸点又不高,所以不需采用减压蒸馏。这类溶液在常压下又是液态,塔顶蒸气又可以用普通冷却水冷凝,因而也不需采用加压蒸馏。所以为了有效降低设备造价和操作费用对这类溶液可采用常压蒸馏。 ∴ 操作压强:P=1atm=0.1MPa=1.013×103KPa
3. 进料热状况的选择:泡点进料
进料热状态有五种。原则上,在供热一定的情况下,热量应尽可能由塔底
输入,使产生的气相回流在全塔发挥作用,即宜冷也进料。但为使塔的操作稳定,免受季节气温的影响,常采用泡点进料。这样,塔内精馏段和提馏段上升的气体量变化较小,可采用相同的塔径,便于设计和制造。但将原料预热到泡点,就需要增设一个预热器,使设备费用增加。综合考虑各方面因素,决定采用泡点进料,即q=1
4. 加热方式的选择:直接蒸汽加热
塔釜一般采用间接蒸汽加热,但对塔底产物基本是水,且在低浓度时的相对挥发度较大的体系,也可采用直接蒸汽加热。直接蒸汽加热的优点是:可利用压力较低的蒸汽加热,塔釜只须安装鼓泡管,一般可节省设备费用和操作费用。但由于直接蒸汽加入,对釜内溶液起一定稀释作用,在进料条件和产品纯度、轻组分收率一定的前提下,釜液浓度相应降低,故需在提馏段增加塔板以达到生产要求。间接加热方式的优点是可以提供足够的热量,而且不会稀释釜内溶液的浓度。本次设计采用直接加热。
5. 回流比的选择
先求出最小回流比Rmin,根据经验取操作回流比为最小回流比的1.1~2 倍,即R=(1.1~2)Rmin。适宜回流比应通过经济核算决定,即操作费用和设备折旧费之和为最低时的回流比为适宜回流比。本设计中,选1.1~2倍的回流比,分别计算出操作费用和设备费用,选和最小时的回流比,综合考虑各个因素,采用回流比为最小回流比的1.6倍。 即:R=1.6 Rmin 1. 精馏塔的物料衡算
1.1 原料液及塔顶、塔底产品的摩尔分率 甲醇的摩尔质量 MA=32.04 kg/kmol 水的摩尔质量 MB=18.02kg/kmol
x
F
0.4/32.04
=0.273
0.4/32.040.6/18.02
x
D
0.98/32.04
0.965
0.98/32.040.02/18.02
Xw
0.015/32.04
0.0085
0.015/32.040.985/18.02
1.2 原料液及塔顶、塔底产品的平均摩尔质量
MF =32.04×0.273+18.02×(1 - 0.273) =21.85Kg/Kmol MD =32.04×0.965+18.02×(1 - 0.965) =31.55Kg/Kmol MW=32.04×0.0085+18.02×(1 - 0.0085) =18.14Kg/Kmol 1.3 F、D、W 的摩尔流量
原料液流量 F
1000001000
572.08kmol/h
800021.85
总物料衡算 F=D+W (1) 甲醇的物料衡算 FxF =DxD+Wxw (2)
联立上式(1)、(2)得: D= 158.20kmol/h W=413.88kmol/h
2. 塔板数的确定
理论板数的求取
(1) 由 y=
x
及甲醇—水在不同温度下的汽—液平衡组成
1+(-1)x
am=a1.a2.a3......a19=4.83 得到相平衡方程 y=
x4.83x
=
1+(-1)x1+3.83x
因为泡点进料,所以q=1 且Xq=XF=0.273 且q点过相平衡线 则yq=0.645
Rmin=
xDyqyqxq
=0.860 取操作回流比 R=1.6 Rmin=1.376
(2)求精馏塔的气液相负荷
LRD1.376×158.20=217.68kmol/h
V=(R+1)D =2.376×158.20=375.88kmol/h L’=L+F=217.68+572.08=789.76kmol/h V’=V=375.88kmol/h
(3)求操作线方程
精馏段操作线方程
yn1=
xR
Xn +D=0.6154Xn+0.4061 R1R1
提馏段操作线方程
y
m1
WxxVV
'
m
'
'
W
2.1011xm0.0094
(4)逐板计算法求理论板数
因为塔顶为全凝器 y1=XD=0.965 通过相平衡方程y=
x4.83x
得X1=0.8509 =
1+(-1)x1+3.83x
再通过精馏段操作线方程 y2=0.6154X1+0.4061=0.9297 ,如此反复得
当X5
可得到进料板位置 N=5
F
实际板层数的求取
精馏段4块板 提馏段6块板
总理论板数 NT=11
(1) 根据气液平衡表利用内差法求得进料温度tF=78.4℃
塔顶温度tD=65.9℃ 塔釜温度tW=98.9℃
则塔顶塔底平均温度tm
在tm82.4℃时查得,
tDtW
2
65.998.9
82.4℃
2
则
水
0.3469mpas
0.2704mpas
甲醇
L
xi
Li
0.18020.2704(10.1802)0.34690.3331mpas
Xi=0.1802 yi =0.5754
甲醇和水相对挥发度a=y/x÷(1-y)/(1-x)=6.17 全塔效率 ET=0.49(μLа)-0.245×100%=41.1% 实际板层数:
总实际板数N=NT/ET=11/0.411=26.8≈27
精馏段实际板层数:N精=4 / 0.411 = 9.7≈10
提馏段实际板层数:N提=7 / 0.411 = 17(包括再沸器)
3. 精馏塔的工艺条件及有关物性数据的计算 (1)操作压力
塔顶操作压力 PD=101.3+4=105.3KPa
每层塔板压降 P=0.7KPa
进料板压力 PF=105.3+0.7×10=112.3KPa 塔底压力 Pw=PF+0.7×17=124.2KPa
精馏段平均压力 Pm=(PD+PF)/2=(105.3+112.3)/2=108.8KPa
提馏段平均压力 Pm′=(Pw+PF)/2=(124.2+112.3)/2=118.25KPa
(2)操作温度
塔顶温度 tD=65.9℃ 进料板温度 tF=78.4℃ 塔釜温度 tW=98.9℃
精馏段平均温度 tm=(65.9+78.4)/2=72.15℃
提馏段平均温度 t’m=(78.4+98.9) / 2=88.65℃ (3)气、液平均摩尔质量 塔顶平均摩尔质量计算
由XD=y1=0.965 通过相平衡方程求得 X1=0.8509
MVDM=y1M甲+(1-y1)M水=0.965×32.04+(1-0.965) ×18.02=31.55Kg/Kmol MLDM=X1M甲+(1-X1)M水=0.8509×32.04+(1-0.8509) ×18.02=29.95 Kg/Kmol 进料板平均摩尔质量计算
通过逐板计算得进料板yF=0.6384,再通过相平衡方程得XF=0.2644 MVFM= yFM甲+(1-yF)M水=0.6384×32.04+(1-0.6384)×18.02=26.97Kg/Kmol MLFM=XFM甲+(1-XF)M水=0.2644×32.04+(1-0.2644)×18.02=21.73Kg/Kmol 塔釜平均摩尔质量的计算
由Xw=0.0085查平衡曲线得 yw=0.0398
MVWM=ywM甲+(1-yw)M水=0.0398×32.04+(1-0.0398)×18.02=18.58Kg/Kmol MLWM=XWM甲+(1-XW)M水=0.0085×32.04+(1-0.0085)×18.02=18.14Kg/Kmol 精馏段平均摩尔质量
MVM=(MVDM+MVFM)/2=(31.55+26.97)/2=29.26 Kg/Kmol MLM=(MLDM+MLFM)/2=(29.95+21.73)/2=25.84 Kg/Kmol 提馏段平均摩尔质量
MVM′=(MVWM+MVFM)/2=(18.58+26.97)/2=22.78 Kg/Kmol MLM′=(MLWM+MLFM)/2=(18.14+21.73)/2=19.94 Kg/Kmol (4)气、液平均密度
气相平均密度计算:
由理想气体状态方程计算 即 精馏段 提馏段
'
Vm
RT
m
vm
=
m
3108.829.26
1.1089kg/m
8.314(273.1572.15)
Vm
118.2522.78PM'=
RT'8.314(273.1588.65)
m
vmm
0.8955kg/m
3
液相平均密度计算:
1
液相平均密度按下式计算 即
L,m
=
wA
L,A
wB
L,B
进料板:
1
LF,m
1
=
0.40.6
LF,m=859.9Kg/m3 732.4972.8
塔顶:
L,m
1
=
0.980.02
L,m=752.6Kg/m3
749.1980.0
塔釜:
Lw,m
=
0.0150.985
Lw,m=954.2Kg/m3 711.7959.2
752.6859.9
806.3Kg/m3
2954.2859.9
907.1Kg/m3
2
故精馏段平均液相密度 L,m精=
提馏段平均液相密度 L,m提=(5)液体平均表面张力
m=xii
i1
n
由tD=65.9℃ 查化工原理上册附表得
水65.08mN/m 甲醇18.20mN/m
塔顶液体平均表面张力m.D=0.96518.20+(1-0.965)65.08=19.84mN/m 由tF=78.4℃ 查化工原理上册附表得
水62.87mN/m
甲醇
17.0mN/m
加料板液体平均表面张力 m,F=0.264417.0+(1-0.2644)62.87=50.74mN/m 由tW=98.9℃ 查化工原理上册附表得
水59.01mN/m 甲醇15.0mN/m
mW0.008515.010.008559.0158.64mN/m
精馏段平均表面张力 m,精=
19.8450.74
35.29mN/m
2
提馏段平均表面张力 m提(6)液体平均黏度计算 L,m=xii
i1n
50.7458.64
54.69mN/m
2
tD=65.9℃,查化工原理上册
甲醇0.3364mPa.s 水0.4637mPa.s
L,D=0.9650.3364+(1-0.965)0.4637=0.3409mPa.s
tF=78.4℃,查化工原理上册
甲醇0.2864mPa.s 水0.3644mPa.s
L,F=0.2644×0.2864+(1-0.2644)×0.3644=0.3438mPa.s
tW=98.9℃,查化工原理上册
甲醇0.2044水0.2874mPa.s
L.W0.00850.204410.00850.28740.2867mPa.s
精馏段液体平均粘度 L,M精=
0.34090.3438
0.3424mPa.s
2
提馏段液体平均粘度 L,M提
0.34380.2867
0.3153 mPa.s
2
4. 精馏塔的塔体工艺尺寸计算 (1) 塔径的计算 精馏段:
L=217.68kmol/h V=375.88kmol/h
精馏段的气、液相体积流率为 VS=VMVm/3600ρ LS=LMLm/3600ρ
Vm=(375.88×29.26)/(3600×1.1089)=2.7550 mLm=(217.68×25.84)/(3600×806.3)=0.00194 m
3
3
/s
/s
umax0.2)由史密斯关联图查得C20 CC20(0.02先求图的横坐标为
LS
VS
LV
1/2
0.00194806.3
=1.10892.7550
1/2
0.0190
取板间距,HT=0.40m,
板上清液层高度取hL=0.05m,则HT-hL=0.35 m 由史密斯关联图得C20 =0.065 精馏段液体表面张力σ=35.29mN/m
气体负荷因子 C= C20×(σ/20)0.2=0.065×(35.29/20) 0.2 =0.0728
u
max806.31.1089
1.9617 m/s
1.1089取安全系数为0.8,则空塔气速为
u =0.8umax=0.8×1.9617=1.5694m/s
按标准塔径圆整后为D=1.6m
4D
实际空塔气速为u实际=Vs /AT=2.7550/2.0096= 1.3709m/s 塔截面积为AT=
=2.0096m2
u实际/ umax=1.3709/1.9617=0.70(安全系数在允许的范围内,符全设计要求) 史密斯关联图
2
提馏段:
L’=789.76kmol/h V’=375.88kmol/h
提馏段的气、液相体积流率为
V’S=V’MVm/3600ρ’Vm=(375.88×22.78)/(3600×0.8955)=2.6560m3/s
L’S=L’MLm/3600ρ’Lm=(789.76×19.94)/(3600×907.1)=0.00482m3/s
umax0.2)由史密斯关联图查得C20 CC20(0.02先求图的横坐标
‘LS
V’S
’L‘
V
1/2
0.00482907.1
=0.89552.6560
1/2
0.0578
取板间距,HT=0.40m,
板上清液层高度取hL=0.1m,则HT-hL=0.30 m 由史密斯关联图,得知C20=0.06 提馏段液体表面张力σ=54.69mN/m
气体负荷因子C= C20×(σ/20)0.2= 0.06×(54.69/20) 0.2=0.0734
u
max907.10.89552.3349m/s
0.8955取安全系数为0.8,则空塔气速为
u=0.8umax=0.8×2.3349=1.8679m/s D’
按标准塔径圆整后为D=1.6m 塔截面积为AT=
4D
2
=2.0096 m2
实际空塔气速为u实际=Vs /AT=2.6560/2.0096=1.3217m/s
u实际/ umax=1.3217/2.3349=0.6(安全系数在允许的范围内,符全设计要求) (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)×0.40=3.6 m 提馏段有效高度为 Z提=(N提-1)HT=(16-1)×0.40=6m 在进料板上方开一个人孔,其高度为0.8 m
故精馏塔有效高度为Z=Z精+Z提+0.8=3.6+6+0.8=10.4m 5. 塔板主要工艺尺寸计算
(1)溢流装置计算 因塔径 D=1.6m,
所以可选取单溢流弓形降液管,采用凹形受液盘。
采用单溢流、弓形降液管,平形受液盘及平行溢流堰,不设进口堰。
1) 堰长 lw
取堰长 lw=0.6D
lw=0.61.6=0.96m
2)溢流堰高hw
hw=hLhow
选用平直堰,堰上液层高度how由下式计算
2.84LhEhow=1000Lw2/3
精馏段:
近似取E=1,则
hOW2.84110000.0019436000.962/30.0107m
取板上液层高度hL=0.06m
故 hW0.060.01070.049m3
提馏段:
近似取E=1,则
hOW2.84110000.0048236000.962/30.0196m
取板上液层高度hL=0.06m
故 hW0.060.01960.0404m
3)弓形降液管的宽度Wd与截面积Af 由lw=0.6 查图(P163页 弓形降液管的宽度与面积图)得 D
AfWd=0.11, =0.052 ATD
故 Wd=0.11D=0.176m Af=0.052
4D2=0.1045m2
依下式验算液体在降液管中停留时间,即
精馏段:
AfHT
Ls
AfHT
Ls0.10450.4021.55 >5s 0.00194提馏段: 0.10450.408.67 >5s ,故降液管设计合理 0.000482
(2)塔板的布置
1) 塔板的分块
因为D≥ 900mm,所以选择采用分块式,查表可得,塔板可分为3块。
2) 边缘区宽度确定
取Ws=W’s= 80mm , Wc=50mm
3). 开孔区面积计算
x开孔区面积
Aa2R2sin1 180R
R=DWc=1.6/2-0.05=0.75m 2
D(WdWs)=1.6/2 –(0.176+0.008)=0.616m x=2
故 Aa=1.611m2
4). 浮阀的数目及排列
(1)浮阀的排列
采用F1型浮,由于塔径为1.6m,故塔板采用分块式。浮阀排列方式采用等腰三角形叉排,同一横排的阀孔中心距 t=75mm,相邻两排间的中心距t’=65mm。
(2)阀数确定
3气相体积流量VS=2.7550m/s已知,由于阀孔直径d0=0.039m,因而塔板上浮阀
数目n就取决于阀孔的气速u0。
u0F0,
V
浮阀在刚全开时操作, 取阀孔动能因子 F=10
精馏段:
孔速 u
Vs=10=9.496m/s 浮阀数 N=4d2u2.7550=242.99≈243(个) 23.14/40.0399.496
精馏段 设计条件下的阀孔气速u0Vs
4d0N2.75509.4955m/s 23.14/40.039243
阀孔动能因子F0=9.4955×√1.1089=9.9991
阀孔动能因子变化不大,仍在9-12的合理范围内,故此阀孔实排数适用 按t75mm等边三角形叉排方式作图,排得阀数38个
提馏段:
孔速u
Vs
d2u=10.895510.567m/s 阀数N=4=2.6560=210.5≈211(个) 23.14/40.03910.567
按t75mm等边三角形叉排方式作图,排得阀数38个
图3-3 塔板阀数图
按n=38,重新核算孔速及阀孔动能因数
精馏段u0Vs
4d0N0.525111.57m/s 23.14/40.03938
F精11.57.97811.45 仍在9~12范围内。
提馏段;
u0Vs
4d0N0.564712.44m/s 3.14/40.039238
F提12.440.7810.99仍在9~12范围内。
(3)开孔率
精馏段:
n
精4
4d02D2d0.039n(0)224314.4% D1.62
提馏段:
n
提4
4d02D2d0.039n(0)221112.5% D1.62
开孔率在5%~15%范围内,故符合设计要求。
每层塔板上的开孔面积
精馏段: A00.1180.2050.0242m2
提馏段: A00.1180.2050.0242m2
6.流体力学计算
塔板压强降;液面落差;雾沫夹带;漏液;液泛 作出负荷性能图
(3)板式塔结构与辅助设备的计算
1. 板式塔结构
板间距
进料板间距
塔顶空间
除沫器
人孔
塔底空间
裙座高度
2. 辅助设备的计算
蒸气冷凝器
再沸器
原料预热器
原料输送泵
(4)塔结构示意图及说明
(5)设计结果一览表
1.精馏塔设计结果列表
2.换热器主要结果参数
3.输送泵的类型、规格