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分离苯-甲苯精馏塔设计



第一章 概 述 

1.1精馏塔的简单介绍

精馏塔是进行精馏的一种塔式汽液接触装置,又称为蒸馏塔。有板式塔与填料塔两种主要类型。根据操作方式又可分为连续精馏塔与间歇精馏塔。蒸气由塔底进入,与下降液进行逆流接触,两相接触中,下降液中的易挥发(低沸点)组分不断地向蒸气中转移,蒸气中的难挥发(高沸点)组分不断地向下降液中转移,蒸气愈接近塔顶,其易挥发组分浓度愈高,而下降液愈接近塔底,其难挥发组分则愈富集,达到组分分离的目的。由塔顶上升的蒸气进入冷凝器,冷凝的液体的一部分作为回流液返回塔顶进入精馏塔中,其余的部分则作为馏出液取出。塔底流出的液体,其中的一部分送入再沸器,热蒸发后,蒸气返回塔中,另一部分液体作为釜残液取出。

1.2本设计的目的和意义

通过本次课程设计,培养学生多方位、综合地分析考察工程问题并独立解决工程实际问题的能力。主要体现在以下几个方面:

(1)资料、文献、数据的查阅、收集、整理和分析能力。要科学、合理、有创新地完成一项工程设计,往往需要各种数据和相关资料。因此,资料、文献和数据的查找、收集是工程设计必不可少的基础工作。

(2)工程的设计计算能力和综合评价的能力。为了使设计合理要进行大量的工艺计算和设备设计计算。本设计包括塔板结构和附属设备的结构计算。

(3)工程设计表达能力。工程设计完成后,往往要交付他人实施或与他人交流,因此,在工程设计和完成过程中,都必须将设计理念、理想、设计过程和结果用文字、图纸和表格的形式表达出来。只有完整、流畅、正确地表达出来的工程设计的内容,才可能被他人理解、接受,顺利付诸实施。

通过本设计不仅可以进一步巩固学生所学的相关啊知识,提高学生学以致用的综合能力,尤其对精馏、流体力学等课程更加熟悉,同时还可以培养学生尊重科学、注重实践和学习严禁、作风踏实的品格。



第二章 设计计算 2.1确定设计方案

本设计任务是分离苯-甲苯混合物。对于二元混合物的分离,应采用连续精馏流程。设计中采用中间泡点进料,将苯和甲苯混合液经原料预热器加热至泡点后送入精馏塔。塔顶上升蒸汽采用全凝器冷凝后,一部分作为回流,其余为塔顶产品,经冷却器冷却后送至贮槽。该物系属易分离物系,最小回流比较小,故操作回流比取最小回流比的2倍。塔釜采用间接蒸汽加热,塔底产品冷却后送至储罐。

2.2精馏塔的物料衡算

1.原料及塔顶、塔底产品的摩尔分率

苯的摩尔质量 MA=78.11 kg/kmol

甲苯的摩尔质量 MA=92.13 kg/kmol

xF = =0.541

xD = =0.992

xW = =0.012

2.原料液及塔顶、塔底产品的平均摩尔质量

MF=0.541×78.11+(1-0.541)×92.13=84.55 kg/kmol

MD=0.992×78.11+(1-0.992)×92.13=78.22 kg/kmol

MW=0.012×78.11+(1-0.012)×92.13=91.96 kg/kmol

3.物料衡算

原料处理量 F= =131.41 kmol/h

总物料衡算 D+W=131.41

苯物料衡算 0.992D+0.012W=131.41×0.541

联立解得 D=70.93 kmol/h

W=60.48 kmol/h

2.3塔板数的确定

常压下苯-甲苯的气液平衡与温度关系

温度t

110.6

106.1

102.2

98.6

95.2

92.1

89.4

86.8

84.4

82.3

81.2

80.2

x(摩尔分数)




y


0



0

0.088



0.212

0.2



0.37

0.3



0.5

0.397



0.618

0.489



0.71

0.592



0.789

0.7



0.853

0.803



0.914

0.903



0.957

0.95



0.979

1.0



1.0

1.理论塔板数NT的求取

苯-甲苯属理想物系,可采用图解法求理论塔板数。

①由上表查得苯-甲苯物系的气液平衡数据,绘出下面x-y图





②求最小回流比及操作回流比。

采用作图法求最小回流比。在上图中对角线上,子点e(0.542,0.542)做垂线ef即为进料线(q线),该线于平衡线的交点坐标为

yq=0.756 xq=0.542

故最小回流比为

Rmin=1.103

取操作回流比为

R=2Rmin=2.206

③求精馏塔气、液相负荷

L=RD=156.47 kmol/h

V=(R+1)D=234.47 kmol/h

L′=L+F=289.94 kmol/h

V′=V=234.47 kmol/h

④求操作线方程

精馏段操作线方程为

y= x+ XD=0.667x+0.301

提馏段操作线方程为

y′= ’- Xw =1.237x’-0.003

5图解法求理论塔板层数

采用图解法求理论踏板层数,如上图所示。求解结果为

总理论塔板层数 NT=12.5

进料板位置 NF=6

2.实际塔板层数的求取

精馏段实际塔板层数 N精=6/0.56≈11

提留段实际塔板层数 N提=6.5/0.56≈12





2.4精馏塔工艺条件的计算

1.操作压力计算

塔顶操作压力 PD=101.3+4=105.3 kPa

每层塔板压降 ΔP=0.7 kPa

进料板压力 PF=112.3 kPa

精馏段平均压力 Pm=108.8 kPa

2.平均摩尔质量计算

塔顶平均摩尔质量计算

由xD=y1=0.992,查平衡曲线,得

x1=0.956

MVDm=0.992×78.11+(1-0.992)92.13=78.22 kg/kmol

MLDm=0.956×78.11+(1-0.956)92.13=79.66 kg/kmol

进料板平均摩尔质量计算

由图解理论板,得

yF=0.720

查平衡曲线,得

xF=0.497

MVFm=0.720×78.11+(1-0.720)92.13=82.04 kg/kmol

MLFm=0.497×78.11+(1-0.497)92.13=85.16 kg/kmol

精馏段平均摩尔质量

MVm=(78.22+82.04)/2=80.13 kg/kmol

MLm=(79.66+85.16)/2=82.41 kg/kmol

3.平均密度计算

(1)气相平均密度计算

由理想气体状态方程计算,即

рVm= =2.88 kg/m3

(2)液相平均密度的计算

液相平均密度计算依下式计算,即

1/рVm=∑ai/рi

塔顶液相平均密度的计算

由tD=82.1℃,查手册得

рA=812.7 kg/m3 рB=807.9 kg/m3

рLDm= =812.6kg/m3

进料板的平均密度计算

由tF=99.5℃,查手册得

рA=793.1 kg/m3 рB=790.8 kg/m3

进料板液相的质量分率

aA=0.456

рLFm= =791.8 kg/m3

精馏段液相平均密度为

рLm=(812.6+791.8)/2=802.2 kg/m3


2.5精馏塔塔体工艺尺寸计算

1.塔径的计算

精馏段的气、液相体积流率

Vs= =1.812 m3/s

Ls= =0.0045 m3/s

由 umax=C

=0.0413


取板间距HT=0.40 m,板上液层高度hL=0.06 m,则

HT-hL=0.40-0.06=0.34 m

查资料可得 C20=0.075

C= C20 =0.0753

Umax =0.0753 =1.254 m/s

取安全系数为0.7,则空塔气速为

u=0.7 umax=0.878 m/s

D= =1.66 m

按标准塔径圆整后为 D=1.5 m

塔截面积为

AT=2.16 ㎡

实际空塔气速为

u=0.839 m/s

2.精馏塔的有效高度计算

精馏段有效高度为

Z精=(N精—1)HT=4 m

提馏段有效高度为

Z提=(N提—1)HT=4.4 m

在进料板上开一人孔,其高度为0.8 m

精馏塔的有效高度为

Z=Z精+Z提+0.8=9.2 m


2.6塔板主要工艺尺寸的计算

1.溢流装置的计算

因塔径D= 1.5m,可选用单溢流弓形降液管,采用凹形受液盘。各项计算如下:

(1)堰长lW

取 lW=0.66D=0.99 m

(2)溢流堰高度hW

由 hW=hL-hOW

选取平直堰,堰上液层高度hOW,近似的取E=1得

hOW= E =0.019 m

取板上清液层高度 hL=0.06 m

故 hW=0.06-0.019=0.041 m

(3)弓形降液管宽度Wd和截面积Af

由 lW/D=0.66 得

Af/AT=0.0722 Wd/D=0.124

故 Af=0.198 ㎡

Wd=0.186 m

验算液体在降液管中停留的时间

θ= =17.6 s>5 s

故降液管设计合理。

2.7筛板流体力学的验算

1.液面落差

对于筛板塔,液面落差很小,且塔径和液流量不是很大,故可忽略液面落差的影响。

2.液沫夹带

液沫夹带量eV计算,即

eV= ( ) =0.042 kg<0.1 kg

hf=2.5 =0.15 m

故在本设计中液沫夹带量eV在允许范围内。

3.漏液

对筛板塔,漏液点气速u0,min计算,即

u0,min=4.4

=6.0276 m/s

实际孔速

u0= Vs/A0=16.23 m/s>u0,min

稳定系数为

K=u0 /u0,min=2.692>1.5

故在本设计中无明显漏液。













第三章 设计结果汇总



序号 项目 数值

1 平均温度 ,℃ 90.8

2 平均压力Pm,kPa 108.8

3 气相流量Vs (m3/s) 0.872

4 液相流量Ls (m3/s) 0.0022

5 实际塔板数 23

6 有效段高度Z,m 9.2

7 塔径,m 1.0

8 板间距,m 0.4

9 溢流形式 单溢流

10 降液管形式 弓形

11 堰长,m 0.66

12 堰高,m 0.051

13 板上层液高度,m 0.06

14 堰上层液高度,m 0.009

15 空塔气速,m/s 1.111

16 液沫夹带eV,(kg液/kg气) 0.042

17 稳定系数 2.69

18 筛孔直径,m 0.005

19 孔中心距,m 0.015

20 筛孔直径,m 0.005


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