5.0设计条件
1.泡点进料,将原料液通过预热器至泡点后送入精馏塔内。
2.塔内上升蒸汽采用全凝器冷凝,冷凝液在泡点下一部分回流至塔内,预设回流比为最小回流比的1.5倍。粗苯经产品冷却器冷却后送至储罐。
3.该物系属于易分离物系,再沸器间接蒸汽加热,塔底产品经冷却后送至储罐。
4.采用年产1t焦炭为基准,基础数据如下:
表5-1基础数据
产品 | 精煤 | 焦炭 | 煤焦油 | 净煤气 | 粗苯 | 苯 |
t | 4/3 | 1 | 7/150 | 16/75 | 1/75 | 1/125 |
| | | | | | |
5.原料的处理量F=0.0609㎏/h
6.原料液组成为0.025﹙苯的质量分率,下同﹚
8.塔底釜液的组成为0.005
9.泡点进料 q=1
10.脱苯塔塔顶温度 18.21
11.单板压降 ≤0.7kPa
51精馏塔的物料衡算
5.1.1原料液及塔顶、塔底产品的摩尔分率
苯的摩尔质量 MA=78.11㎏/kmol
筛板塔洗油的摩尔质量MB=92.13㎏/kmol
xF==0.029
xD==0.996
xW==0.006
4.1.2原料液及塔顶塔底产品的平均摩尔质量
MF =0.029×78.11+﹙1-0.029﹚×92.13=91.27㎏/kmol
MD=0.996×78.11+﹙1-0.996﹚×92.13=78.59㎏/kmol
MW=0.006×78.11+﹙1-0.006﹚×92.13=92.05㎏/kmol
4.1.3物料衡算
原料液处理量 F==6.64×10—4 kmol/h
根据公式F=D+W
FxF=DxD+WxW
代入数据F=6.64×10—4 kmol/h,xF=0.029,xD=0.996,xW=0.006
联立得:
D=1.54×10—5 kmol/h
W=6.49×10—4 kmol/h
4.1.4塔板数的确定
由文献[45]查得,苯的A B C数据为6.02232、1206.350、220.237,洗油的A B C数据为6.07826、1343.943、219.377,经安托万方程㏑p0 =A-,计算得到表5-2 表5-2不同温度下蒸汽压计算表
t/℃ | 80.1 | 84 | 88 | 92 | 96 | 100 | 104 | 108 | 110.6 |
pA0/kPa | 101.3 | 114.1 | 128.4 | 144.1 | 161.3 | 180.0 | 200.3 | 222.4 | 237.7 |
pB0/kPa | 39.0 | 44.5 | 50.8 | 57.8 | 65.6 | 74.2 | 83.6 | 94.0 | 101.3 |
| | | | | | | | | |
由拉乌尔定律推导得公式
计算得到表5-3
表5-3
t/℃ | 80.1 | 84 | 88 | 92 | 96 | 100 | 104 | 108 | 110.6 |
x | 1 | 0.816 | 0.651 | 0.504 | 0.373 | 0.256 | 0.152 | 0.057 | 0 |
y | 1 | 0.919 | 0.825 | 0.717 | 0.594 | 0.455 | 0.300 | 0.125 | 0 |
| | | | | | | | | |
根据x、y绘制苯-甲苯体系的相图:
利用表5-3绘制图5-1
最小回流比的计算
公式α=pA0/ pB0
表5-4苯-甲苯物系不同温度下的相对挥发度(α)
t/℃ | 80.1 | 84 | 88 | 92 | 96 | 100 | 104 | 108 | 110.6 |
α | 2.60 | 2.56 | 2.53 | 2.49 | 2.46 | 2.43 | 2.40 | 2.37 | 2.35 |
x | 1 | 0.816 | 0.651 | 0.504 | 0.373 | 0.256 | 0.152 | 0.057 | 0 |
| | | | | | | | | |
计算相对挥发度得平均值得,α=2.43
xF=0.029,
yF===0.068
Rmin= xD -yF /yF -xF ==23.79
取操作回流比R=1.5 Rmin =1.5×23.79=35.7
L=RD=35.7×1.54×10-4=5.50×10-4
V=(R+1)D=36.7×1.54×10-4 =5.65×10-4
L’=L+F=5.50×10-4+6.64×10—4=1.21×10-3
V’=V=5.65×10-4
操作线方程
精馏段操作线方程为
y=D =0.973xn+0.027
提馏段操作线方程为
y’=W=
相平衡方程:
y=
用逐板计算法计算理论塔板数:
总塔效率的求取
精馏塔的工艺条件及有关物性数据的的计算
操作压力计算
塔顶操作压力pD=101.3+18.21=119.51kPa
每层塔板的压降△P=0.7kPa
进料板压力 PF=119.5+0.7×24=136.31kPa
精馏段平均压力 Pm=(119.5+136.31) /2=127.914 kPa
操作温度计算
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、甲苯的饱和蒸汽压由安托尼方程计算,计算过程略。计算结果如下:
塔顶温度 tD=100℃
进料板温度 tF=180℃
精馏段平均温度 tm=(100+180) /2=140℃
平均摩尔质量计算
由xD=y1=0.996, x1=0.990
MVDM=0.996×78.11+(1-0.996)92.3=78.17㎏/kmol
MLDM=0.990×78.11+(1-0.990)92.3=78.25㎏/kmol
进料板平均摩尔质量计算
由逐板计算法,相平衡方程得
xF=0.029, yF=0.068
MVFM=0.0602×78.11+(1-0.0602)92.13=91.26㎏/kmol
MLFM=0.026×78.11+﹙1-0..026﹚92.13=91.77㎏/kmol
精馏段平均摩尔质量
MVM=﹙78.17+91.26﹚/2=84.72㎏/kmol
MLM=﹙78.25+91.77﹚/2=85.01㎏/kmol
平均密度的计算
(1) 气相平均密度的计算
由理想气体状态方程计算,即Ρvm==㎏/m3
(2) 液相平均密度的计算
液相平均密度依下式计算,即
1/ρtm=∑aipi
塔顶液相平均密度的计算
由tD=100℃,查手册得ρA=805, ρB=798㎏/m3
ρLDm=
进料板液相平均密度的计算
由tF=180℃,查手册得,ρA=725, ρB=735㎏/m3
进料板液相的质量分率
aA=
ρLFm=㎏/m3
精馏段液相平均密度为
ρLm=㎏/m3
液体平均表面张力的计算
液相平均表面张力依据下式计算,即
σLm=Σxiσi
塔顶液相平均表面张力的计算
由tD=100℃,查手册得σA =18.2 mN/m σB =19.0 mN/m
σLm=0.996×18.2+0.004×19.0=18.2 mN/m
进料板液相平均表面张力的计算
由tF=180℃,查手册得,σA =12.7 mN/m σB =15.9 mN/m
σLf=0.026×12.7+0.974×15.9=15.82 mN/m
精馏段液相平均表面张力为
σLm=(18.2+15.8)/2=17 mN/m
液相平均黏度的计算
液相平均黏度依据下式计算即
lgμLm =∑xi lgμi
塔顶液相平均粘度的计算
由tD=100℃,查手册得μA=0.265 mPa•s μB=0.315 mPa•s
lgμLDm=0.996lg(0.265) +0.004lg(0.315)
μLDm=0.265 mPa•s
进料板液相平均粘度的计算
由tF=180℃,查手册得,μA=0.1 mPa•s μB=0.14 mPa•s
lgμLFm=0.026lg(0.1) +0.974lg(0.14)
μLFm=0.139 mPa•s
精馏段液相平均粘度为
μLm=mPa•s
精馏塔的塔体工艺尺寸计算
塔径的计算
精馏段的气液相体积流率为(代入年产量160万吨)
Vs=m3/s
Ls==m3/s
查表求C20,图中的横坐标是
查表得C20 =0.12
C=0.12×﹙﹚0.2 =0.116
取板间距HT=0.4,板上液层高度hL=0.06m,则
HT-hL=0.4-0.06=0.34m
μmax =C0.116=1.81m/s
则安全系数为0.7,则空塔气速为
μ=0.7μmax =0.7×1.81=1.267m/s
D=m
由于 塔径太大故需要分塔生产,
(七)筛板的流体力学验算
1.塔板压降
(1)干板阻力hc计算
干板阻力hc由5-19计算,即
由,查图5-10得,c0=0.772
故液柱
(3) 气体通过液层得阻力hl计算
气体通过液层得阻力hl由式5-20计算,即
查图5-11,得=0.54
故 =0.0324m液柱
(4) 液体表面张力的阻力计算
液体表面张力所产生的阻力由式5-23计算,即
液柱
气体通过每层塔板的液柱高度可按下式计算,即
m液柱
气体通过每层塔板的压降为
(设计允许值)
2.液面落差
对于筛板塔,液面落差很小,且塔径和液流量均不大,故可忽略液面落差的影响。
3.液沫夹带
液沫夹带量由式5-24计算,即
故
故在本设计中液沫夹带量在允许的范围内。
4.漏液
对筛板塔,漏液点气速可由式5-25计算,即
实际孔速
稳定系数为
故在本设计中无明显漏液
5.液泛
为防止塔内发生液泛,降液管内液层高应服从式5-32的关系,即
苯—甲苯物系属一般物系,取=0.5,则
而
板上不设进堰口,可由式5-30计算,即
故在本设计中不会发生液泛现象