苯-甲苯精餾塔一些計算計_第1頁
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文檔簡介

1、苯一甲苯精餾塔計算3。2流程和方案的說明及論證3.2.1 流程的說明首先,苯和甲苯的原料混合物進入原料罐,在里面停留一定的時間之后,通過泵進入原料預(yù)熱器,在原料預(yù)熱器中加熱到泡點溫度,然后,原料從進料口進入到精餾塔中。因為被加熱到泡點,混合物中既有氣相混合物,又有液相混合物,這時候原料混合物就分開了,氣相混合物在精餾塔中上升,而液相混合物在精餾塔中下降。氣相混合物上升到塔頂上方的冷凝器中, 這些氣相混合物被降溫到泡點,其中的液態(tài)部分進入到塔頂產(chǎn)品冷卻器中,停留一定的時間然后進入苯的儲罐,而其中的氣態(tài)部分重新回到精餾塔中,這個過程就叫做回流。液相混合 物就從塔底一部分進入到塔底產(chǎn)品冷卻器中,一部

2、分進入再沸器,在再沸器中被加熱到泡點溫度重新回到精餾塔。塔里的混合物不斷重復(fù)前面所說的過程,而進料口不斷有新鮮原料的加入.最終,完成苯與甲苯的分離3。2。2方案的說明和論證本方案主要是采用浮閥塔。精餾設(shè)備所用的設(shè)備及其相互聯(lián)系,總稱為精餾裝置,其核心為精餾塔。常用的精餾塔有板式塔和填料塔兩類,通稱塔設(shè)備,和其他傳質(zhì)過程一樣,精餾塔對塔設(shè)備的要求大致如下:3一:生產(chǎn)能力大:即單位塔截面大的氣液相流率,不會產(chǎn)生液泛等不正常流動。二:效率高:氣液兩相在塔內(nèi)保持充分的密切接觸,具有較高的塔板效率或傳質(zhì)效率三:流體阻力?。毫黧w通過塔設(shè)備時阻力降小,可以節(jié)省動力費用,在減壓操作是時,易于達(dá)到所要求的真空度

3、。四:有一定的操作彈性:當(dāng)氣液相流率有一定波動時,兩相均能維持正常的流動,而且不會使效率發(fā)生較大的變化。五:結(jié)構(gòu)簡單,造價低,安裝檢修方便六:能滿足某些工藝的特性:腐蝕性,熱敏性,起泡性等。而浮閥塔的優(yōu)點正是:3。3設(shè)計的計算與說明3.3.1 全塔物料衡算根據(jù)工藝的操作條件可知:料液流量 F=( 10-0。5*19)t/h=2.25Kg/s =94.285Kmol/h料液中易揮發(fā)組分的質(zhì)量分?jǐn)?shù)xf =(30+0.5 * 19) %=39.5%;塔頂產(chǎn)品質(zhì)量分?jǐn)?shù) xd = 98%,摩爾分?jǐn)?shù)為 97。6% ;塔底產(chǎn)品質(zhì)量分?jǐn)?shù) xw= 2%,摩爾分?jǐn)?shù)為1。7%;由公式:F=D+WF*xf=D 衣 x

4、d+W*xw代入數(shù)值解方程組得:塔頂產(chǎn)品(餾出液)流量 D=41.067 Kmol/h=0.89Kg/s ;塔底產(chǎn)品(釜液)流量 W=53.218Kmol/h=1。360 Kg/s。3。3.2 .分段物料衡算IgPa * =6。02232 1206.350/ (t+220。237) 安托尼方程lgPb*=6.07826-1343.943/(t+219。377)安托尼方程xa=(P 總-Pb*)/ (Pa 衣一Pb *)泡點方程根據(jù)xa從化工原理P204表6 1查出相應(yīng)的溫度根據(jù)以上三個方程,運用試差法可求出Pa Pb *當(dāng) xa=0。395 時,假設(shè) t=92 C Pa*=144.544P,P

5、b*=57。809P,當(dāng) xa=0。98 時,假設(shè) t=80。1 C Pa*=100.432P , Pb*=38.904P ,當(dāng) xa=0.02 時,假設(shè) t=108 C Pa*=222.331P , Pb*=93.973P ,t=92 C,既是進料口的溫度,t=80。 1C是塔頂蒸汽需被冷凝到的溫度,t=108 C是釜液需被加熱的溫度。根據(jù)衡摩爾流假設(shè),全塔的流率一致,相對揮發(fā)度也一致。a=Pa*/Pb*=144.544P/57.809P =2.500(t=80。1 C )所以平衡方程為y=ax/ : 1+ (a 1)x: =2.500x/ (1+1.500x),最小回流比 Rmin為Rmi

6、n= xd/xf a(1 xd) /(1 xf) /(a-1 ) = 1。426 ,所以 R=1.5Rmin = 2。139 ,所以精餾段液相質(zhì)量流量L ( Kg/s) = RD = 2。139*0.89=1。904 ,精餾段氣相質(zhì)量流量V(Kg/s) = (R+1)D = 3。139*0.89=2。794,所以,精餾段操作線方程yn+仁R * xn/ (R+1)+xd/ ( R+1 )=0.681x n+0.311因為泡點進料,所以進料熱狀態(tài)q=1所以,提餾段液相質(zhì)量流量 L' (Kg/S = L+qF = 1。904+1*2。25=4。154,提餾段氣相質(zhì)量流量V ( Kg/s )

7、= V (1-q ) F = 2。794。所以,提餾段操作線方程ym+仁L'xm/ V -Wxw/ V=1。 487xm-0.008理論塔板數(shù)的計算(1 )聯(lián)立精餾段和提餾段操作線方程解得xd=0。3759且前面已算得xw=0.017(2 )用逐板計算法計算理論塔板數(shù)第一塊板的氣相組成應(yīng)與回流蒸汽的組成一致,所以y1=xd,然后可以根據(jù)平衡方程可得x1,從第二塊板開始應(yīng)用精餾段操作線方程求yn,用平衡方程求 xn,直到 xn xd,共需n-1塊精餾板,第n塊板為進料板。x17<xw,因為釜底間接加熱,所以共需要17 仁16塊塔板。精餾段和提餾段都需要八塊板。實際塔板數(shù)的計算根據(jù)內(nèi)

8、插法,可查得:苯在泡點時的黏度ya (mPa.s) = 0.25 ,甲苯在泡點是的黏度卩b(mPa。s) = 0.27 ,所以:平均黏度卩 av( mPa.s) = ya* xf+ yb* (1 xf )= 0。25*0.395+0。27 (1-0。395 )=0.262所以:總板效率E=1/0。49 (a* y av)e0.245 = 0.544實際板數(shù)Ne=Nt/Et = 29.412 = 30實際精餾段塔板數(shù)為Ne1=14.705=15實際提餾段塔板數(shù)為Ne2=14.705=15由上可知,在求取實際板數(shù)時,以精餾段,提餾段 分別計算為佳。而且設(shè)計時,往往精餾段提餾段都多加一層至幾層塔板作

9、為余量,以保證產(chǎn)品質(zhì)量,并便于操作及調(diào)節(jié)。3.3。5塔徑計算因為液流量不大,所以選取單流型,因為提餾段液相流量較大,所以以提餾段的數(shù)據(jù)確定全塔數(shù)據(jù)更為安全可靠。所以:氣相體積流量Vh(mA3/h) = 3325.713219 , Vs(mA3/s )= 0。923809227 ,液相體積流量Lh ( mA3/h) = 25.123146 , Ls(mA3/h )= 0.006978652。查表得,液態(tài)苯的泡點密度p a(Kg/mA3) = 792。5,液態(tài)甲苯的泡點密度p b(Kg/mA3)= 790。5,根據(jù)公式 1/ p l=x1/ p a+-X1 ) / p b得,液相密度 p l(Kg

10、/mA3 )= 791.1308658 ,根據(jù)公式苯的摩爾分率=(y1 ' /78)仁yi'/78+(1 yi ' /92M =苯的摩爾分率* M苯+甲苯的摩爾分率* M甲苯p v=M /22.4*273/(273+120)*P/P0 得氣相密度 pv( Kg/mA3) = 2。 742453103 。氣液流動參數(shù),F(xiàn)lv=Lh/Vh * ( p 1/ pV0。5 = 0.12830506 ,根據(jù)試差法,設(shè)塔徑D (m) = 1。2,根據(jù)經(jīng)驗關(guān)系:可設(shè)板間距 Ht= 0。 45m,清液層高度 Hl常壓塔(50100mm)取為50mm,所以液體沉降高度 Ht hl = 0

11、.4m。根據(jù)下圖可查得,氣相負(fù)荷因子C20= 0.065 ,液體表面張力 3( mN/m ), 100 C時,查表 苯18。85 甲苯19。49 所以,平均液體表面張力為19。26427815,根據(jù)公式:C=C20* ( 3 /20)A0.2得,C= 0。064514585。所以,液泛氣速uf (m/s )= C* ( p-lp v)A0b 5/ p vAQ 5= 1。093851627。設(shè)計氣速 u ( m/s) = u= (0。6 0.8) * uf= 0.765696139 ,設(shè)計塔徑D' (m)=(Vs/0。785/u)A0.5 = 1.197147394,根據(jù)標(biāo)準(zhǔn)圓整為 1.

12、2m,空塔氣速 u0(m/s)=0.785 * Vs/D/D=0。469409612.3。3。6確定塔板和降液管結(jié)構(gòu)確定降液管結(jié)構(gòu)塔徑 D (mm) 1200塔截面積At (mA2)查表1.31Ad/At(Ad/At)/ %查表10.2lw/Dlw/D查表0。73降液管堰長lw(mm )查表876降液管截面積的寬度降液管截面積底隙hb(mm), 一般取為 溢流堰高度 hw ( mm),bd(mm) 查表290Ad(mA2)查表0。1153040mm,而且小于 hw,本設(shè)計取為 30mm,常壓和加壓時,一般取5080mm .本設(shè)計取為 60mm , 降液管的校核單位堰長的液體流量,(Lh/lw)

13、 (mA3/m。h)= 27。47661034,不大于100130 ,符合要求堰上方的液頭高度how (mm) = 2。84 衣 0.001*E*(Lh/lw )人0.66667= 25。86020161 ,式中,E近似取一, how=25。86 > 6mm,符合要求。底隙流速,ub(m/s ) =Ls/lw/hb = 0.2544130,而且不大于 0.30.5,符合要求。塔盤及其布置由于直徑較大,采取分塊式,查表得分三塊,厚度取位4mm。降液區(qū)的面積按 Ad計算,取為 0。115mA2,受液區(qū)的面積按 Ad計算,取為 0。115mA2,入口安定區(qū)得寬度 bs'(mm ),一般

14、為50100,本設(shè)計取為60。出口安定區(qū)得寬度 bs'(mm), 一般為 50100 ,本設(shè)計取為60。邊緣區(qū)寬度 bc ( mm ),一般為5075,本設(shè)計取為 50,有效傳質(zhì)區(qū), Aa(mA2) = 2 * 儀*02幟人2 )人。5+人2 * arcsin ( x/r) = 24。59287702. 塔板結(jié)構(gòu)如下兩圖浮閥數(shù)排列選擇F1型重型 32g的浮閥閥孔直徑給定,d0 ( mm ) =39mm, 動能因子F0 般取為8 12,本設(shè)計取為11.5。 閥孔氣速,uo (m/s ) =F0/ : p vA0 5: = 6.940790424,閥孔數(shù) n=Vs * 4/d0/d0/u0

15、/3。1415926=103。8524614,取 104。實際排列時按等腰三角形排沖心距取為 75mm,固定底邊尺寸B(mm ) = 70 ,所以 實際排出104個閥孔,與計算個數(shù)基本相同。所以,實際閥孔氣速 uo (m/s)=Vs*4/d0/d0/n/3。1415926=6。930943938實際閥孔動能因子,F(xiàn)0=u0 * p vA0.5=11.48368564,開孔率 “ =n*d0 * d0/D/D = 0.10985 ,一般 10% 14 %,符合要求3。 3。 7塔板的流體力學(xué)校核(1)液沫夾帶量校和核液體橫過塔板流動的行程,Z(m ) =D-2*bD=0.62塔板上的液流面積,A

16、b(mA2) =At-2 * Ad=1。08物性系數(shù),K,查表得 =1泛點負(fù)荷因數(shù),Cf=0.125,見下頁圖。F2=Vs* : p v/( p I p00。5+1。36 * Z * Ls /Ab/K/Cf=O。41815191 ,F1=Vs* p v/( -ppl A0。5/At/K/Cf/0.78=0。397830445,泛點率F1 v( 0.80.82),F! , F2 均符合要求。,塔板阻力的計算與較核臨界孔速 uOc (m=(73/ pV a (1/1。875 ) = 5。7525979 uo=6。93,閥未全開,干板阻力,ho ( m) =19。9/ p * ( u0A0.175)

17、=0.035299005,充氣系數(shù) & 0=0.4塔板充氣液層的阻力hl(m)= £ 0*(hw+how ) = 0。034344081 ,克服表面張力的阻力he, 般忽略不計,所以塔板阻力 hf(m ) =ho+hl+h <r =0.069643086。13降液管液泛校核液體通過降液管的流動阻力,hd=1。18 * 0。00000001 *( Lh/lw/hb )人2=0。009898418m ,降液層的泡沫層的相對密度0 =0.5,降液層的泡沫高度hd' =hd/ 0 =0.019796837(m ,Ht+hw=0.51m > hd',合格。液

18、體在降液管中停留時間較核平均停留時間Ad*Ht/Ls=7。740082575s ,(不小于35 s),合格.嚴(yán)重泄漏較核泄漏點氣速 u0'=F0/ ( p vA0.5) =3.0177349 67 , F0=5 ,穩(wěn)定系數(shù),k=u0/u0'=2。296737127 >1.5 2,合格.3.3。8全塔優(yōu)化(如下圖)曲線 1 是過量液沫夾帶線,根據(jù)F2= Vs * p v/( p I p v)A0.5+136*Z * Ls /Ab/K/CfF2=0。8 得,方程 Vh=6588 14。289Lh ,曲線 2 是液相下限線,根據(jù)(howA1.5) how=6mm 得Lh(mA3

19、/h ) =2。690007381 ,曲線 3 是嚴(yán)重漏液線,根據(jù) Vh=3。1415926/4*do*do* F0 * n/( p vA0 5)F0=5 得 Vh(mA3/h)= 1349.696194,曲線 4 是液相上限線,根據(jù)Lh=Ad*Ht / t* 3600 t =5s 得 Lh(mA3/h)= 37。26 ,曲線5是降液管泛線,根據(jù)hd0 (Ht+Hw),得Vh= (2。98 *10E7 0.4*10E6*LhA0。67 13。49*LhA2 ) A0。5 ,曲線 5 必過的五點 (0,5461 ) (10,5268) (20,5150)( 0, 5461) (10,5268 )

20、 ( 20 , 5150)作圖如下Vmax ( mA3/h)= 4779,Vmin ( mA3/h)= 1349操作彈性=Vmax/Vmin=,3。542624166,大于2,小于4,合格14塔咼規(guī)則塔體高 h=Np * Ht=13。5m ,開人孔處(中間的兩處人孔)塔板間距增加為 0。6m,進料處塔板間距增加為0。6m,塔兩端空間,上封頭留1。5m ,下封頭留1.5m ,釜液停留時間t為20min ,填充系數(shù)0 =0° 7,所以體積流量 V(mA3/h)=Lh* t / p 1/ $ =1.679350119 ,所以釜液高度 Z(m) =0。333 * V/ (3.1415926

21、* D*D/4)= 0。49495223=0。5m 所以,最后的塔體高為17。59m。熱量衡算塔底熱量衡算塔底苯蒸汽的摩爾潛熱rv'苯(KJ/Kg ) = 373,塔底甲苯蒸汽的摩爾潛熱rv'甲苯(KJ/Kg)=361 ;所以塔底上升蒸汽的摩爾潛熱rv' (KJ/Kg)= rv '苯(KJ/Kg)*yC6H6+rv'甲 苯 *yC7H8=361。1412849 ,15所以再沸器的熱流量Qr (KJ) =V'*rv ' =1166 395822 ,因為加熱蒸汽的潛熱rR ( KJ/Kg ) = 2177.6 (t=130 C ),所以需要的

22、加熱蒸汽的質(zhì)量流量Gr(Kg/s ) =Qr/rR=0。535633644。塔頂熱量衡算塔頂上升苯蒸汽的摩爾潛熱rv苯(KJ/Kg ) =379.3塔頂上升甲苯蒸汽的摩爾潛熱rv甲苯(KJ/Kg ) =367。1所以塔頂上升蒸汽的摩爾潛熱rv(KJ/Kg)= rv苯(KJ/Kg )* yC6H6+rv甲苯*yC7H8=378.88 ;所以冷凝器的熱流量Qc ( KJ/s ) =V*rv= 1223.699463,因為水的定壓比熱容Cc ( KJ/Kg/K ) =4.174,冷卻水的進口溫度t仁25 C,冷卻水的出口溫度 t2=70 C,所以需要的冷卻水的質(zhì)量流量Gc(Kg/s ) =Qc/Cc

23、/(t2 11)=6。514930857。3.3。11精餾塔接管尺寸回流液接管尺寸體積流量 Vr (mA3/s)=L/ p =0.002893769,管流速 ur(m/s ) =0。3,回流管直徑 d(mm ) = (4 * Vr/3.1415/ur )人0.5= 110。8220919=$ 133*6 ;進料接管尺寸料液體積流率 Vf (mA3/s ) =F/ p = 0。003792206,管流速 uf (m/s)=0.5 ,進料管直徑,d0(mm ) = (4 * Vf/3.1415/uf)A0.5=98.26888955=$ 108*5;釜液出口管體積流量 Vw ( mA3/s)=L&

24、#39;/ p =0 006685975,管流速 uw ( m/s ) =0。5出口管直徑 dw(mm ) = (4*Vw/3。1415/uw)A。5=130.4825516=$ 159*8;塔頂蒸汽管體積流量 Vd(mA3/s)=V/ p v=1。176497471 ,管流速 ud(m/s)=15 ,出口管直徑 dd(mm )= (4*Vd/3。1415/ud )人。5=316。0129882=$ 377 * 8.輔助設(shè)備設(shè)計再沸器因為蒸汽溫度 ts (C )=130,釜液進口溫度 t1'(C) =100,釜液出口溫度 t2'(C )=110 , 所以傳質(zhì)溫差 tm(C) =

25、 (ts11') (ts-t2') : /In : (ts-t1') / (ts-t2 ) : = 24。66303462 , 因為傳質(zhì)系數(shù) K1(W/mA2/K ) =300,所以傳質(zhì)面積 A (mA2 ) =Qr/K/ tm=157.6442694。冷凝器因為蒸汽進口溫度T1(C )=100,蒸汽出口溫度 T2 (C)=80,冷卻水的進口溫度t仁25 C ,冷卻水的出口溫度t2=70 C,所以傳質(zhì)溫差 tm'(C) = ( t1-At2)/ln ( At1/ At2= 41.2448825,因為 K2(W/mA2/K)=250,所以,傳質(zhì)面積 A'

26、( mA2)=Qc/K2/ A tm'=118。6764892。16儲罐I原料罐因為停留時間t 1(S = 1800 ,所以原料罐的容積量V (口人3 ) =F* t 1/ pl/。必=9388076 ;n塔頂產(chǎn)品罐因為 t 2(s) =259200,所以塔頂產(chǎn)品罐的容積量Vd (mA3)=D * t 2/ p l/甘44!(66633;川塔底產(chǎn)品罐因為 t 3(s) =259200 ,所以塔頂產(chǎn)品罐的容積量Vw (mA3) =W* t 3/ p l/ $ =963.9832197.3。4設(shè)計參數(shù)表17塔板設(shè)計結(jié)構(gòu)匯總表數(shù)據(jù)塔板主要結(jié)構(gòu)參數(shù)數(shù)據(jù)塔板主要流動性能參數(shù) 數(shù)據(jù)塔的有效高度 Z0 (m)13.5液泛氣速 uf (m/s )1.093407044實際塔板數(shù) Np 30空塔氣速 u (m/s) 0.469409612塔(塔板)內(nèi)徑D(m )1.2設(shè)計泛點率 rf=u/uf 0。

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