苯甲苯板式精馏塔的工艺设计方案文档格式.docx
《苯甲苯板式精馏塔的工艺设计方案文档格式.docx》由会员分享，可在线阅读，更多相关《苯甲苯板式精馏塔的工艺设计方案文档格式.docx（21页珍藏版）》请在冰豆网上搜索。
3.精馏塔的工艺条件及有关物性数据的计算。
4.精馏塔的塔体工艺尺寸计算；
5.塔板主要工艺尺寸的计算；
6.塔板的流体力学验算；
7.塔板负荷性能图；
8.精馏塔接管尺寸计算；
9.绘制生产工艺流程图；
10.绘制精馏塔设计条件图；
11.绘制塔板施工图<
选作）；
12.对设计过程的评述和有关问题的讨论。
（七）设计基础数据
表1-1苯（A>
-甲苯（B>
饱和蒸气压<
总压1.013×
105Pa）
温度/℃
85
90
95
100
105
pA*/105Pa
1.169
1.335
1.557
1.792
2.042
PB*/105Pa
0.460
0.540
0.633
0.743
0.860
表1-2苯-甲苯物系的气液平衡数据
x
0.058
0.155
0.256
0.376
0.508
0.659
0.830
1
y
0.128
0.304
0.453
0.596
0.720
0.943
表1-3苯-甲苯部分温度下的密度
81.0
91.4
815.9
803.5
808.88
798.6
设计计算
设计方案的确定
本设计任务为分离苯-甲苯混合物。
对于二元混合物的分离，应采用连续精馏流程。
设计中采用泡点进料，将原料液通过预热器加热至泡点后送入精馏塔内。
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。
该物系属易分离物系，最小回流比较小，故操作回流比去最小回流比的２倍。
塔釜采用间接蒸汽加热，塔底产品经冷却后送至储罐。
1.精馏塔的物料衡算
a）原料液及塔顶、塔底产品的摩尔分率
苯的摩尔质量MA=78.11kg/kmol
甲苯的摩尔质量MB=92.13kg/kmol
b）原料液及塔顶、塔底产品的平均摩尔质量
MF=0.658×
78.11+（1-0.658>
92.13=82.90kg/kmol
MF=0.983×
78.11+（1-0.983>
92.13=78.59kg/kmol
MF=0.012×
78.11+（1-0.012>
92.13=91.96kg/kmol
c）物料衡算
原料处理量
总物料衡算31.83=D+W
苯物料衡算31.83×
0.658=0.983D+0.011W
联立解得D=21.19kmol/h
W=10.64kmol/h
2.塔板数的确定
a>
理论板层数NT的求取
苯-甲苯属理想物系，可采用图解法求理论板层数。
i.由手册查得苯-甲苯物系的气液平衡数据表1-2，绘出x-y图，如图1-1。
ii.求最小回流比及操作回流比。
采用作图法求最小回流比。
在图1-1中对角线上，自e（0.658,0.658>
作垂线ef即为进料线（q线>
，该线与平衡线的交点坐标为
xq=0.658yq=0.828
故最小回流比为
取操作回流比为
R=2Rmin=2×
0.91=1.82
iii.求精馏塔的气、液相负荷
L=RD=1.82×
21.19=38.57kmol/h
V=（R+1>
D=（1.82+1>
21.19=59.76kmol/h
L’=L+F=38.57+31.83=70.40kmol/h
V’=V=59.76kmol/h
iv.求操作线方程
精馏段操作线方程为
提馏段操作线方程为
v.图解法求理论板层数
采用图解法求理论塔板层数，如图1-1所示。
求解结果为
总理论板层数NT=14（包括再沸器>
进料板位置NF=6
b）实际塔板数的求取
精馏段实际板层数N精=5/0.52=9.6≈10
提馏段实际板层数N提=9/0.52=17.3≈18
3.精馏塔的工艺条件及有关物性数据的计算
以径流段为例进行计算
a）操作压力计算
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
精馏段平均压力Pm=（105.3+112.3>
/2=108.8kPa
b）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气压由安东尼方程计算，计算过程略。
计算结果如下：
塔顶温度tD=81.0℃
进料板温度tF=91.4℃
精馏段平均温度tm=（81.0+91.4>
/2=86.2℃
c）平均摩尔质量
塔顶平均摩尔质量计算
由xD=y1=0.983,查平衡曲线<
见图1-1），得
x1=0.955
MVDm=0.983×
92.13=78.34kg/kmol
MLDm=0.955×
78.11+（1-0.955>
92.13=78.74kg/kmol
进料平均摩尔质量计算
由图解理论板<
yF=0.808
查平衡曲线<
xF=0.630
MVFm=0.808×
78.11+（1-0.808>
92.13=80.80kg/kmol
MLFm=0.630×
78.11+（1-0.630>
92.13=83.30kg/kmol
精馏段平均摩尔质量
MVm=<
78.34+80.80）/2=79.57kg/kmol
MLm=<
78.74+83.30）/2=81.02kg/kmol
d）平均密度计算
i.气相平均密度计算
由理想气体状态方程计算，即
ii.液相平均密度计算
液相平均密度依下式计算，即
塔顶液相平均密度的计算
由tD=81.0℃,查“化学化工物性数据手册有机卷1”P305得
进料板液相平均密度的计算
由tF=91.4℃,查手册得
进料板液相的质量分率
精馏段液相平均密度为
e）液体平均表面张力计算
液相平均表面张力依下式计算，即
塔顶液相平均表面张力的计算
由tD=81.0℃,查手册得
进料板液相平均表面张力的计算
精馏段液相平均表面张力为
f）液体平均粘度计算
液相平均粘度依下式计算，即
塔顶液相平均粘度的计算
由tD=81.0℃,查“化学化工物性数据手册有机卷1”P303得
进料板液相平均粘度的计算
由tF=91.4℃,查“化学化工物性数据手册有机卷1”P303得
精馏段液相平均粘度为
4.精馏塔的塔体工艺尺寸计算
a）塔径的计算
精馏段的气、液相体积流率为
由
式中计算，其中的C20由“史密斯关联图”查取，图的横坐标为
取板间距HT=0.40m,板上液层高度hL=0.04m,则
HT-hL=0.40-0.04=0.36m
查“史密斯关联图”得C20=0.073
取安全系数为0.6，则空塔气速为
u=0.6umax=0.6×
1.235=0.887m/s
按标准塔径圆整后为D=1.0m
塔截面积为
实际空塔气速为
b）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=3.6m
提馏段有效高度为
Z提=（N提-1>
HT=（18-1>
0.40=6.8m
在进料板上方开一人孔，其高度为0.8m
故精馏塔的有效高度为
Z=Z精+Z提+0.8=11.2m
5.塔板主要工艺尺寸的计算
a）溢流装置计算
因塔径D=1m，可选用单溢流弓形降液管，采用凹形受液盘。
各项计算如下：
i.堰长lW
取lW=0.66D=0.66×
1.0=0.66m
ii.溢流堰高度hW
由hW=hL-hOW
选用平直堰，堰上液层高度
近似取E=1,则
取板上清液层高度hL=40mm
故hW=0.04-0.0094=0.031m
iii.弓形降液管宽度Wd和截面积Af
由
查“弓形降液管的参数图”，得
故Af=0.0722AT=0.0722×
0.503=0.0363m2
Wd=0.124D=0.124×
1.0=0.124m
依式验算液体在降液管中停留时间，即
故降液管设计合理。
iv.降液管底隙高度h0
取u’0=0.08m/s
则
hw-h0=0.051-0.031=0.0097m>
0.006m
故降液管底隙高度设计合理。
选用凹形受液盘，深度h’w=50mm。
b）塔板布置
i.塔板的分块
因D≥800mm，故塔板采用分块式。
查“塔板分块数表”得，塔板分为3块。
ii.边缘区宽度的确定
取Ws=W’s=0.065m，Wc=0.035m。
iii.开孔区面积计算
开孔区面积
其中
故
iv.筛孔计算及其排列
本题所处理的物系无腐蚀性，可选用碳钢板，取筛孔直径d0=5mm。
筛孔按正三角形排列，取孔中心距t为
t=3d0=3×
5=15mm
筛孔数目n为
开孔率为
6.塔板的流体力学验算
a）塔板压降
i.干板阻力hc计算
干板阻力hc由式计算，
由，查“干筛孔的流量系数图”得，c0=0.772
故
ii.气体通过液层的阻力hl计算
气体通过液层的阻力h1由式计算
查“充气系数关联图”，得0.57
iii.液体表面张力的阻力计算
表面张力所产生的阻力由式计算
气体通过每层塔板的液柱高度hp可按下式计算
气体通过每层塔板的压降为
b）液面落差
对于筛板塔，液面落差很小，且本例的塔径和液流量均不大，故可忽略液面落差的影响。
c）液沫夹带
液沫夹带量由式计算
故
故在本设计中液沫夹带量eV在允许范围内。
d）漏液
对筛板塔，漏液点气速u0,min可如下计算
实际孔速u0=8.52m/s>
u0,min
稳定系数为
故在本设计中无明显漏液。
e）液泛
为防止塔内发生液泛，降液管内液层高应有
苯-甲苯物系属一般物系，取，则
而
板上不设进口堰，hd可由式计算，即
Hd=0.047+0.40+0.001=0.088m液柱
故在本设计中不会发生液泛现象。
7.塔板负荷性能图
a）漏液线
得
整理得
在操作范围内，任取几个Ls值，依上式计算出Vs值，计算结果列于下表。
Ls，m3/s
0.0006
0.0015
0.0030
0.0045
Vs，m3/s
0.280
0.291
0.305
0.317
由上表数据即可作出漏液线1。
b）液沫夹带线
以ev=0.1kg液/kg气为限，求Vs-Ls关系如下:
由
升级会员 