【《苯-甲苯液体混合物精馏分离塔的计算设计案例》3900字】

苯-甲苯液体混合物精馏分离塔的计算设计案例1精馏分离的工艺设计1.1设计方案确定本设计的目标是分离苯-甲苯液体混合物，我们可以选择采用连续操作式精馏塔对两者进行分离操作。回流比的确定方法为。塔顶上升蒸气采用全凝器冷凝，冷凝液在泡点下一部分回流至塔内，其余部分经产品冷却器冷却后送至储罐。塔底再沸器采用间接蒸汽加热，塔底产品经冷却后送至储罐。1.1.1设计条件生产能力：一年生产5万吨苯；实际生产天数：300天，每天24h连续运行；计算过程：连续过程，以kg/h为基准；进料组份：苯93.76%，甲苯6.24%（质量分数） 塔顶馏出液：苯含量≥99.98%。1.2精馏塔工艺计算1.2.1苯和甲苯的摩尔流量由上文可以计算得到液体混合物的流量为：原料液中的各组分摩尔流率分别为：F苯=95.66×0.9461=90.50Kmol/hF甲苯=95.66−90.50=5.16Kmol/h1.2.2物料衡算F:原料液流量(kmol/h)XF:原料组成(mol%)D:塔顶产品流量(kmol/h)XD:塔顶组成(mol%)W:塔底残液流量(kmol/h)XW:塔底组成(mol%)M氩=39.95Kg/KmolM甲烷=32.04Kg/KmolM氢=2.02Kg/Kmol M苯=78.11Kg/KmolM甲苯=92.14Kg/Kmol M萘=128.18Kg/Kmol精馏塔的进料温度为82.2℃（泡点进料），操作压力为101.33KPa，塔顶温度为80.1℃，塔釜温度为110.3℃，苯的温度为40℃，回流液的温度为80.1℃。原料液及塔顶、塔底产品的摩尔分数可由下式计算：则：原料处理量：总物料衡算F=D+W96.66=D+WFxF=DxD+WxW解得 D=90.49kmol/hW=5.17kmol/h2.塔设计2.1相对挥发度的确定假设本物系是理想物系，双组分理想液体相对挥发度的计算采用，常压塔的操作压力为标准大气压，因此挥发度计算中的压力为。下式分别为苯和甲苯的蒸汽压计算公式：通过计算得到苯和甲苯的蒸汽压如表2.1所示。表2.1苯、甲苯蒸汽压 则可以得到相对挥发度：。2.2塔板数的确定2.2.1回流比的确定本设计为泡点进料，因此有：xq=xF=0.9461；可以求得平衡方程为：最佳回流比Ropt=(1.2~2)Rmin取Ropt=2×Rmin=1.4222。2.2.1塔板数的确定精馏塔的气液相负荷：精馏段操作线方程：提馏段操作线方程：依据操作线方程进行逐板计算，以求取精馏塔理论板数及理论加料位置。根据相对挥发度的求取：精馏段操作线方程：故第15块板为加料板提馏段操作线方程：故：精馏段有15块塔板，第15块板为加料板，提馏段有8块塔板，全塔共23块理论塔板。2.2.2实际塔板数的确定全塔效率的计算用公式：其中：—相对挥发度；—进料液平均粘度。表2.2温度-粘度对照表精馏塔的平均温度为：在92.2℃下，计算得到苯和甲苯的粘度为：解得：。。由此可得实际塔板数为：圆整为43块。则实际塔板数为精馏段28块，提馏段15块，进料板为第28块。2.3平均摩尔质量塔顶产品平均摩尔质量：进料塔板处的平均摩尔质量：塔釜产物平均摩尔质量：由上式可以计算得到精馏段和提馏段的平均摩尔质量分别为：2.4精馏塔有关物性数据的计算2.4.1操作压力和操作温度的计算本设计的塔顶操作压力为，取每层塔板的压降为，则进料板和塔底的压力分别为：精馏段平均压力：提馏段平均压力：本设计中的操作温度：，，，则得到精馏段和提馏段的平均温度分别为：2.4.2平均密度的计算精馏段与提馏段的气相平均密度的计算用下列公式，分别为：对于液相平均密度的计算用下式对应温度下，苯和甲苯的密度如表2.3所示。表2.3苯和甲苯的密度温度表塔顶液相平均密度：进料板液相平均密度：塔底液相平均密度：由上式计算结果姐可得到精馏段和提馏段的液相平均密度：2.4.3液体平均表面张力的计算平均表面张力采用该公式计算，对应温度下苯和甲苯的表面张力如表2.4所示：表2.4表面张力温度表塔顶液相平均表面张力：进料板液相平均表面张力：塔底液相平均表面张力：由上式计算结果可以得到精馏段和提馏段的液相平均密度：2.4.4液相平均粘度的计算液相的平均粘度采用公式计算，对应温度下苯和甲苯的粘度值如表2.5所示：表2.5粘度温度表塔顶液相平均黏度：。进料板液相平均粘度：。塔底液相平均粘度：由上式计算结果可以得到精馏段和提馏段的液相平均粘度：2.5塔体工艺尺寸的设计计算2.2.1塔径的设计计算依据流量公式可以计算出精馏塔的塔径：在上述公式中，表示气体的体积流量，为空塔气速上式中：C20的值可由Smith关联图查得。Smith关联图的横坐标为。图2.1Smith关联图精馏段的气液相体积流率为：提馏段的气液相体积流率为：精馏段塔径：提馏段塔径：依据设计标准，将板间距设置为0.5m，板上液层高度设置为，则。通过查询Smith关联图得到精馏段和提馏段的。精馏段塔径：将安全系数设置为0.6，则可以计算出空塔气速为，进而得到精馏段塔径为：将上式的计算结果按照标准圆整为1.4m，即精馏段的塔径为1.4m。提馏段塔径：将安全系数设置为0.6，则可以计算出空塔气速为，进而得到提馏段塔径为：将上式的计算结果按照标准圆整为1.4m，即提馏段的塔径为1.4m。计算塔的截面积为：精馏段和提馏段实际的空塔气速分别为：2.2.2塔体壁厚的计算考虑到操作温度、操作压力、经济性等方面因素的影响，本设计将选用16MnR型钢材。精馏塔的塔径为1.4，设计温度取115℃，操作压力取，设计压力取。已知该设计温度下，16MnR在厚度为6-16mm时，[δ]t=170MPa；焊缝接头系数取。钢板的腐蚀裕量为，负偏差取，。可以计算得到附加厚度为：进而计算出名义厚度为：将名义厚度圆整得：塔体应力校核公式为：查表可知，在设计温度下因此设计满足水压试验校核。2.2.3精馏塔高度的确定塔顶空间高度的求取塔底液相产物需要在塔底收集，假设在塔底最多停留10分钟。出于安全考虑，需要取1m的余量，即：为了方便维护或安装一些附加装置，在塔顶也需要留出一定的空间，塔顶空间一般在1.2-1.5m，这里取。人孔根据工程经验，每七块板设一人孔，43块塔板则塔体部分可设7个人孔，即。人孔处板间距为700mm，即。封头高度在本设计中，根据JB/T4746-2002，选用标准椭圆型封头，则：。裙座高度采用圆柱形裙座，取裙座高度为3m，即。塔高的计算2.6塔板尺寸的计算2.6.1塔板工艺尺寸计算塔径D=1.4m，对于直径较大的精馏塔，可选用弓型降液管。清液高度：堰上液层高度：堰长：堰高：由上式可知，则根据图2.2可以计算出弓形降液管的宽度和截面积。图2.2弓形降液管宽度与面积图由以上计算结果，可以得到液体在精馏段和提馏段降液管内的停留时间如下：上式计算结果表明，精馏段和提馏段的设计都在合理范围内。降液管底隙高度的计算中，取精馏段流，提馏段则精馏段和提馏段的降液管底隙高度分别为：2.6.2理论浮阀数目计算在精馏塔设计中阀孔临界动能因数的取值在9~12之间。在本设计中取，则精馏段和提馏段的孔速分别为：每层塔板上的浮阀数目就可由上式的计算结果得出，精馏段和提馏段的阀孔数分别为：（d0为阀孔直径，F1型浮阀的d0=0.039m）2.6.3塔板布置及实际浮阀数目计算在上文中已知精馏塔的塔径D=1.4m>0.8m，因此选择分块式塔板，根据表2.6可知塔板分4块。表2.6塔径与塔板分块数精馏段塔板布置及实际浮阀数目计算由弓形降液管的计算过程中可得，取边缘区宽度泡沫区宽度为，由此可以计算出鼓泡区的有效面积：对于阀孔的排列方式选取等腰三角形方式排列，且等腰三角形的高，则可以计算出相邻两个阀孔的排间距h：上文提到我们选用的塔板为分块式塔板，其各块之间的衔接可能会占用一部分塔板面积，因此排间距取94mm。则实际阀孔数目n和实际孔速为：实际阀孔动能因子及开孔率分别为：提馏段塔板布置及实际浮阀数目计算提馏段计算方法及阀孔的排列方式与精馏段同理，，相邻两个阀孔的排间距h’为：排间距取89mm，实际阀孔数目n和实际孔速为：实际阀孔动能因子及开孔率分别为：2.7精馏塔流体力学校验2.7.1精馏段计算气相通过塔板的压降用下式计算：习惯上把上式中的压降用液柱高度代替，因此气相通过塔板的压降计算公式：干板压降阀全开前（）阀全开后（）通过阀全开前和阀全开后的干板压降，可以得出临界孔速的计算式：因此干板压降按照阀全开前的公式进行计算：湿板压降h1取，则：。由于液体表面张力所产生的压降很小，可以忽略不计。故气相通过塔板的压降和单板压降分别为：雾沫夹带校核由上文计算结果可知，，取。CF的取值可由表2.3查出，即。为了使雾沫夹带控制在合理的范围，泛点率需小于80%，由计算结果可知该设计的雾沫夹带量合理。图2.3泛点负荷因子密度关联图淹塔校核为了气液两相的传热传质过程能够正常进行，必须把降液管清液层高度维持在一定范围内，即。由上文的计算结果可知：,，取，则：因此，即本设计符合防止发生淹塔的要求。2.7.2提馏段流体力学验算气相通过干板压降的计算提馏段的流体力学计算与精馏段同理。首先计算出临界孔速：因此干板压降按照阀全开前的公式进行计算：取，则湿板压降为：气相通过塔板的压降和单板压降分别为：雾沫夹带校核根据上文计算结果：，，取，。为了使雾沫夹带控制在合理的范围，泛点率需小于80%，由计算结果可知该设计的雾沫夹带量合理。淹塔校核由上文计算结果可知,，取，则：因此，即本设计符合防止发生淹塔的要求。2.8塔板负荷性能图的绘制2.8.1漏液线取为最小负荷标准时的安全系数最高。则精馏段和提馏段的漏液线分别为：2.8.2雾沫夹带线取泛点率为80%以确定V-L的关系式。精馏段：提馏段：2.8.3液相负荷上限线液相在降液管中的停留时间需满足，取则精馏段和提馏段的液相负荷上限线分别为：2.8.4液相负荷下限线一般取堰上液层高度。则精馏段和提馏段的液相负荷下限线分别为：2.8.5液泛线其中项可忽略不计，取0.5，取0.5，，。精馏段：整理得0.275=0.0124Vs2+130.9013Ls2+0.075+0.7032Ls2/3提馏段：整理得0.275=0.0124Vs2+138.2746Ls2+0.075+0.9211Ls2/3图2.4精馏段塔板负荷性能图由上图查得：Vsmax=0.81Vsmin=0.17故精馏段操作弹性为：VsmaxV图2.5提馏段塔板负荷性能图由上图查得：Vsma