年产5万吨苯甲苯板式精馏塔工艺设计.docx

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年产5万吨苯甲苯板式精馏塔工艺设计

年产5万吨苯-甲苯板式精馏塔工艺设计

年产5万吨苯-甲苯板式精馏塔工艺设计一（设计任务书

1.设计任务及操作条件

（1）年处理含苯50%的苯-甲苯混合液

（2）产品苯的含量不低于96%

（3）残夜中苯的含量不高于3%

（4）操作条件:

精馏塔的塔顶压力4kPa（表压）

进料状态泡点进料

回流比算完最小回流比后，老师定

加热蒸汽压力101.33kPa（表压）

单板压降700Pa

全塔效率52%（5）设备型式浮阀塔（F1型）

（6）厂址天津地区

（7）设备工作日300天，24h连续运行

（8）水温17?

（9）天津大气压101kPa2.设计方案的确定

本设计任务为分离苯和甲苯混合物。

对于二元混合物的分离，应采用常压下的连续精馏装置。

本设计采用泡点进料，将原料液通过预热器加热至泡点后送入精馏塔内。

塔顶上升蒸汽采用全凝器冷凝，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入储罐。

操作回流比取最小回流比的1.1‐2.0

1

倍。

塔釜采用间接蒸汽加热，塔底产品经冷却后送至储罐。

二（物料衡算

1.原料液及塔顶、塔釜的产品的摩尔分数

苯的摩尔分数M=78kg/kmolA

甲苯的摩尔分数M=92kg/kmolB

0.5/78x,,0.5412F0.5/78，0.5/92

0.96/78x,,0.9661D0.96/78，0.04/92

0.03/78x,,0.0352W0.03/78，0.97/92

2.原料液产品的平均摩尔质量

kg/molM,0.5412，78，（1,0.5412），92,84.4F

塔顶产品的平均摩尔质量

MD,0.9661，78，（1,0.9661），92,78.5kg/mol塔釜产品的平均摩尔质量

MW,0.0352，78，（1,0.0352），92,91.5kg/mol

435，10，104F,5，10t/a,,82.28kmol/h进料量:

300，24，84.4

由公式F=D+W

（1）

xF,xD，xW

（2）FDW

联立

（1）

（2）得D=44.72kmol/h

W=37.56kmol/h

苯-甲苯溶液气液平衡数据（101.325KPa）

2

温度/?

液相中苯（摩尔分气相中苯（摩尔分

数）/%数）/%110.40.00.0108.06.013.8106.010.823.2104.015.831.9102.021.039.9100.026.447.398.032.254.396.038.360.894.044.666.892.051.372.590.058.477.888.066.082.986.073.887.684.082.492.182.091.596.481.096.398.580.2100.0100.0

3

苯-甲苯气液图

1.0

0.9

0.8

0.7

0.6

0.5Y

0.4

0.3

0.2

0.1

0.0

0.00.10.20.30.40.50.60.70.80.91.0

X

由图可

知:

当X=0.9685时y=0.9872DD

当X=0.5424时y=0.7469FF

当X=0.0367时y=0.0844WW

由于是泡点进料，所以q=1，得X=XFx,yDq

R,

miny,xqq

所以计算的R1.0836min=

由于回流比R=1.5R=1.5×1.0836=1.6254min

三、塔板数的确定

1.求精馏塔的气、液相负荷

L,RD,1.6254，44.24,71.9177kmol/h

4

V,L，D,71.9177，44.24,116.1577kmol/h'L,L，qF,71.9177，82.28,154.1877kmol/h'V,V,（1,q）F,116.1577kmol/h2.操作线方程

R1精馏段操作线方程:

y,x，xDR，1R，1

y,0.6191x，0.3689即:

'LW提馏段操作线方程:

y,x,xw''VV

y,1.3274x,0.012即:

3、图解法求理论板层数

理论板层数

理论板层数局部放大

5

理论板层数局部放大

采用直角阶梯法求理论板层数，如图所示，在塔底或恒沸点附近作图时要将图

局部放大，求解结果为:

理论板层数13（不包括再沸器）进料板位置7

N精馏段的板层数=6精

N提馏段的板层数=7（包括进料板）提

E,52%4.实际板层数的求取设,则T

实际板层数N=N/0.52=13/0.52?

25PT

四、塔径的计算

1.精馏段塔顶温度、进料温度、平均温度

6

**根据P=P+PP=PX+PXABAABB

*安托尼方程lgP=A-B/（C+t）已知甲苯A6.079B1344.8C219.428

苯A6.030B1211.0C220.790

塔顶压强:

P=4kPa+101kPa=105kPaD

X=X=0.9685X=1-X=0.0315ADBA**lgP,6.030,1211.0/（220.790，t）,P,107.1519kPaAA

**lgP,6.079,1344.8/（219.428，t）,P,41.4kPaBB综上

**P,PX，P（1,X）,107.1519，0.9685，41.4，0.0315,105.08kPaDADBD

可知塔顶温度:

81.95?

P，P105，122.5DW则进料压强:

P,,,113.75kPaF22

X=0.54241-X=0.4576FF

**algP,6.030,1211.0/（220.790，t）,P,156.3148kPAA

**lgP,6.079,1344.8/（219.428，t）,P,63.2412kPaBB

**P,PX，P（1,X）,156.3148，0.5424，63.2412，0.4576,113.7243kPaFAFBF

综上可知进料温度:

t=94.92?

F

精馏段平均温度=（进料温度+塔顶温度）/2

=（81.95+94.92）/2=88.435?

所以得精馏段平均压降Pm=（P+P）/2=109.375kPaDF

2、精馏段气相密度、液相密度

?

精馏段平均分子量

塔顶:

y=X=0.9685查相平衡图得x=0.98701D1

M=0.9685×78+（1-0.9685）×92=78.441kg/kmolVD

M=0.9870×78+（1-0.9870）×92=78.182kg/kmolLD

进料板:

x=0.5424y=0.7469FF

M=0.7469×78+（1-0.7469）×92=81.5434kg/kmolVF

7

M=0.5424×78+（1-0.5424）×92=84.4064kg/kmolLF

则精馏段平均分子量:

M=（78.441+81.543）/2=79.992kg/kmolV

M=（78.182+84.406）/2=81.294kg/kmolL

?

精馏段的气相密度

MPM109.375，79.9923VM,,,,2.9103kg/mVMMRT8.314，（273.15，88.435）?

精馏段的液相密度

1aaAB依式:

，（a为质量分率）,,,LAB

塔顶液相密度由t=81.95?

查表得:

D

a,0.96A

10.960.043,，,,,836kg/mLD837816,LDM

进料液相密度由t=94.92?

查表得:

F

a,0.5A

10.50.53,，,,,821kg/mLF824819,LFM

，836，821,,3LDMLFM精馏段液相密度,,,828.5kg/m,LM223、液体表面张力σ

液体表面张力的计算依下式计算:

,X,,Lii,1i?

塔顶液相平均表面张力计算查表得苯和甲苯在t=81.95?

下的表面张力D

,21N/m,,21.4N/mAB

,0.9685，21，0.0315，21.4,21.0126N/mLDM

?

进料板液相平均表面张力计算

8

查表得苯和甲苯在t=94.92?

下的表面张力F

,21N/m,,19.5N/mBA

,0.5424，19.5，0.4576，21,20.1864N/mLFM

21.0126，20.1864,LM,,20.5995N/m精馏段液相平均表面张力:

24、塔径的计算

,828.5,2.9103,LMVM,1.44m/suC,最大空塔气速计算公式:

=0.0855×max2.9103,VM精馏段的气、液相体积流速

VM116.1577，79.9923VMV,,,0.8869m/sS,36003600，2.9103VMLM71.9177，81.2943LML,,,0.00196m/sS,36003600，828.5LM

,,LVuC,由计算，其中C由史密斯关联图查取，其中横坐标为20max,V

L0.00196828.51/21/2SLM[],[],0.03729V,0.88692.9103SVM

9

取板间距H=0.45m,板上液层高度h=0.05mTL

分离空间的高度为H-h=0.4mTL

由Smith关联图查得气体负荷因子C=0.085修正表面张力后的C值为20

20.5995,LM0.20.2C,C（）,0.085，（）,0.0855m/s202020

u=0.6umax=0.6×1.44=0.864m/s

22塔截面积:

A,D,1.1304mT4

VS0.8869实际空塔气速为:

u,,,0.7846m/sAT1.1304

S4，V4，0.8869D,,,1.1432m塔径,，u3.14，0.864

按标准塔径圆整后得:

D=1.2m六、塔高的计算

在精馏段，进料板处及提馏段各开一个人孔，其高度为0.8m,故精馏塔的有效

高度为:

Z,（NP,1），HT，0.8，3,（25,1），0.45，2.4,13.2m七、溢流装置设计

D,1.2m因塔径，可选用单溢流弓形降液管，采用凹形受液盘，各项计算如下:

l

（1）堰长l,0.6D,0.66，1.2,0.72m取WW

h

（2）溢流堰高度溢流堰高度计算公式h,h,hwwL0w

h选用平直堰，堰上层高度依下式计算，即0w

2/3,,S2.84L,,h,Ew0,,1000lw,,

近似取E=1，则

2/32/3,,S2.84L2.840.00196，3600,,,,h,E,，1，,0.01301m,,w0,,1000l10000.72,,w,,

取板上层液高度，故h,0.06mL

10

h,h,h,0.06,0.01301,0.04699mwLow

（3）弓形降液管宽度及截面积WAdf

AlWfWd由查弓形降液管宽度参数得，，故,0.6,0.1,0.05DDAT

2A,0.05A,0.05，1.1304,0.05652mfT

W,0.1D,0.1，1.2,0.12md

依下式验算液体在降液管中停留时间，即:

3600AH3600，0.05652，0.45fT,,,,,,12.9765s,5sSL0.00196，3600

故降液管设计合理。

LS（4）降液管低隙高度h计算公式,h00'3600luw0

'式中——液体通过降液管底隙时的流速u0

，则取u,0.08m/s0

SL3600，0.00196h,,,0.03403m0,3600lu3600，0.72，0.08W0

,h,h,0.04699,0.03403,0.01296m,0.006m（一般规定大于6毫米）w0

故降液管低隙高度设计合理。

2.塔板布置及浮阀数目与排列

F100取阀孔动能因数F=10，则孔速u,,,5.8618m/s00,2.9103VM

V0.8869SN,,,127则每层塔板上的浮阀数为:

,22du，0.039，5.86180044

W,0.07m取边缘区宽度，破沫区宽度W,0.06mSC

依下式计算塔板上鼓泡区面积，即

x，，,,,2221,AxRxR,,，2sin,,a,,R180,,，，

D1.2R,,W,,0.06,0.54mC22

11

D1.2，，，，x,,W，W,,0.12，0.07,0.41mdS22

0.41,222,12A,2[0.41，0.54,0.41，，0.54，sin（）],0.791ma1800.54

浮阀排列方式采用等腰三角形叉排，取同一横排孔心距

't=75mm=0.075m，则可按下式估算排间距，即t

A0.791a,,t,80mm,0.08m取t,,,0.08304m,83.04mmNt127，0.075

t,0.08m按t=75mm，以等腰三角形叉排方式作图

得浮阀数N=123个。

按N=123重新核算孔速及阀孔动能因数:

VS0.8869u,,,6.036m/s0,,22dN，0.039，123044

12

F,u,,6.036，2.9103,10.297200VM

阀孔动能因数变化不大，仍在9——12范围内。

u0.7846,，100%,，100%,13%塔板开孔率u6.0360

八、塔板流体力学验算

1、气相通过浮阀塔板的压降

可根据式来计算塔板压强降hhhh,，，pcl,

73.11/1.825

（1）干板阻力:

由式先计算临界空速，即:

u,（）0c,VM

73.173.11/1.8251/1.825u=6.036m/su,（）,（）,5.8495m/s0c0,2.9103VM

因，则可按下式计算，即hu，uc00c

22,uVM6.0360h,5.34,5.34，2.9103，,0.0348mc,LM2g2，828.5，9.81

（2）板上充气液层阻力hl

本设计分离苯和甲苯的混合液，即液相为甲苯，可取充气系数，,,0.50

,0.5，0.06,0.03mh,h10L依式计算，即

（3）克服表面张力所造成的阻力h因本设计采用浮阀塔，其h很小，00

可忽略不计。

因此，气体流经一层浮阀塔的压降所相当的液柱高度为

，,0.035，0.025,0.06mhhhpc1

,g,526.67P单板压降,ahPppL

2.淹塔

HHh,，,（）为了防止淹塔现象的发生，要控制降液管中清液高度，而dTWH,h，h，hdpLd

13

（1）与气体通过塔板的压降相当的液柱高度h,0.06mp

（2）液体通过降液管的压头损失因不设进口堰，故按下式计算，即hd

LS0.0019622,0.153（）,0.153，（）,0.000979mhd0.72，0.03403lhw0

（3）板上液层高度取h,0.06mL

则,，，,0.0648，0.06，0.000979,0.126mhhhHdpLd

0.04699m取，则,0.45m,,0.5hHwT

（，）,0.5，（0.45，0.04699）,0.248mhHTw

H，,（H，h）可见，符合防止淹塔的要求。

dTw

3雾沫夹带

通常用操作时的空塔气速与发生液泛时的空塔气速的比值作为估算

雾沫夹带量的指标，此比值称为泛点率。

保证泛点率F1在规定的范围内，

即可保证雾沫夹带量达到规定的指标。

泛点率可按下面的经验公式进行计算，即:

VMVLZSSL，1.36

,,LMVM,，100%F1KCAbF

VMVS,,,LMVM,，100%F10.78KCATF

以上两式中:

ZZDW,,2——板上液体流经长度，m。

对于单溢流塔板，;LLd

3AAAA,,2——板上液流面积，m。

对于双溢流塔板，;bbTfC,——泛点负荷系数，可根据气相密度及板距由图查得;FV

14

——物性系数，由相关表格可查得。

K

D,2,1.2,2，0.12,0.96mWZLd2,,2,1.1304,2，0.05652,1.0174mAAAbTf

苯和甲苯可按正常系统查物性系数，查泛点负荷系数图C=0.1，K,1.0F

则

VMVLZSSL，1.36

,,LMVM,，100%F1KCAbF

2.91030.8869，，1.36，0.00196，0.96828.5,2.9103,，100%,48.8%F11，0.1，1.1304

VMVS,,,LMVM,，100%F10.78KCATF

2.91030.8869，828.5,2.9103,，100%,59.7%F10.78，1，0.1，1.1304

九、以上两式计算出来的泛点率都在80,以下，故可知物沫夹带量能够

e满足规定的指标,0.1（液）,（汽）塔板负荷性能图kgkgV

1、雾沫夹带线

VM，1.36VLZSLS,,,LMVM,，100%F1KCAbF

K对于一定的物系及一定的塔板结构，式中，，，，,,AbVMLM

0.1及均为已知值，相应于的泛点率上限值亦可确定，CeZLFV

将各已知数代入上式，便得出的关系式，据此作出雾沫VLSS

15

夹带线。

按泛点率=80%计算如下

2.9103，1.36，，0.96VSLS828.5,2.9103,0.8得:

1，0.1，1.0174

0.5836VS,0.8,12.8327LS

物沫夹带线为直线，则在操作范围内任取两个值，算出相应LS的值列于表2.5中。

VS

表2.5雾沫夹带线数据

3/（/s）0.00010.0010.0020.006mLS

3/（/s）1.36861.34881.32681.2389VmS

2.液泛线

（，）,，，,，，，，由确定液泛线。

hhhhhhhhhHTwpLdc1,Ld

，忽略式中项，代入上式。

得到hhhh,LW0w

22/3,,,2.84u03600L2LVMSS,,hE,（，）,5.34_，0.153（），（1，）[，]W,hHTW0,,l1000g2w,,,lhW0LM

物系一定，塔板结构尺寸一定，则，，，，，，,,hhlHW0WTVMLM

qu及等均为定值，而与又有如下关系，即,V,V0,0

VS式中阀孔数N与孔径d亦为定值。

因此，可将上式简,0u0,2Nd04

化，得

222/30.0435,0.1775,255,1.245

（2）VLLSSS

16

在操作范围内任取若干个值，依式算出相应的值列于表2.6VLSS3/（/s）0.00010.00050.0010.00150.0020.006mLS

3/（/s）2.00471.97451.94641.92151.89811.7101VmS

中。

表2.6液泛线数据

求出上限液体流量值（常数），在图上，液相负荷上限线LSV,LSS

无关的竖直线。

为与气体流量VS

,5s以作为液体在降液管中停留时间的下限，则

0.05652，0.45AHfT3（3）（）,,,0.0051m/smaxLS55

4、漏液线

5对于F1型重阀依计算，则u,，,,5,0uF00VM,VM

,522又知，即VdNu,,NS00VdS044,VM

式中均为已知数，故可由此式求出气相负荷的下线N，，,dV0SVM

值，据此作出与液相流量无关的水平漏液线。

F,5以作为规定气体最小负荷的标准，则0

5,,,2223F0（）,dNu,N,，，123，,0.4307m/smin000.039VdS04442.9103,VM

17

5、液相负荷下限线

取堰上液层高度作为液相负荷下限条件，依下列的hh,0.006m0w0w

计算式

L2.843600（）2/3Sminh,E[]w0l1000w

计算出的下限值，依此作出液相负荷下限线，该线为与气相流LS

量无关的竖直线。

L2.843600（）2/3SminE[],0.006l1000w

，则:

E,1取

0.006，10000.006，10000.72l3/23/23w（）,（）,（），,0.00061m/s（5）minLS2.84，136002.84，13600根据本题表2.5、表2.6及式（3）—式（5）可分别作出塔板负

荷性能图上的

（1）—（5）共5条线，见下图:

3Vms/（/）S

33LmsS，10/（/）

18

由塔板负荷性能图可以看出:

?

在任务规定的气液负荷下的操作点A（设计点），处在适宜操作区域内的适中位置。

?

塔板的气相负荷上限完全由雾沫夹带控制。

?

按固定的气液比，由上图查出塔板的气相负荷上限

33，气相负荷下限（）1.36/Vms,（）0.4307/Vms,SSminmax

1.36所以:

操作弹性=,3.160.4307

19

附表

项目数据及说明备注塔经1.20D/m

板间距0.45H/mT

塔板型式单溢流弓形降液管分块式塔板空塔气速0.7846u/（m/s）

堰长0.72l/mW

堰高0.04699h/mW

板上液层高度0.06h/mL

降液管底隙高度0.03403h/m0

浮阀数N/个123等腰三角形叉排

u/（m/s）阀孔气速6.0360

阀孔动能因数10.2972F0

u/（m/s）临界阀孔气速5.84950c

t/m孔心距0.075指同一横排的孔心距

'排间距0.08指相邻两横排的中心线t/m

距离单板压降,p/Pa700p

液体在降液管内停留时17,/s间

降液管内清液层高度0.000979H/md

泛点率/,48.8,

（q）气相负荷上限1.36雾沫夹带控制V,Vmax

（q）气相负荷下限0.4307漏液控制V,Vmin

操作弹性3.16

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