苯甲苯连续精馏塔方案.docx

1、苯甲苯连续精馏塔方案设计任务书（一设计题目试设计一座苯-甲苯连续精馏塔，要求年产纯度为 95%的苯2.952万吨/年，塔顶馏出液中含苯不得低于 95%，塔釜馏出液中含苯不得高于 2%,原料 液中含苯39%。 以上均为质量分数）（二 操作条件1塔顶压力常压2进料热状态自选3回流比自选4塔底加热蒸气压力0.5Mpa表压）5单板压降 0.7kPa6塔顶操作压力4kPa（三 塔板类型自选（四工作日每年工作日为300天，每天24小时连续运行（7200小时（五 设计说明书的内容1.设计内容（1流程和工艺条件的确定和说明（2操作条件和基础数据（3精馏塔的物料衡算；（4塔板数的确定；（5精馏塔的工艺条件及有关

2、物性数据的计算；（6精馏塔的塔体工艺尺寸计算；（7塔板主要工艺尺寸的计算；（8塔板的流体力学验算；（9塔板负荷性能图；（10主要工艺接管尺寸的计算和选取 进料管、回流管、釜液出口管、塔顶蒸汽 管、人孔等）（11塔板主要结构参数表（12对设计过程的评述和有关问题的讨论。2.设计图纸要求：1绘制生产工艺流程图A3号图纸）；2绘制精馏塔设计条件图A3号图纸）。1.流程和工艺条件的确定和说明12.操作条件和基础数据12.1.操作条件122基础数据13.精馏塔的物料衡算13.1.原料液及塔顶、塔顶产品的摩尔分率 13.2.原料液及塔顶、塔底产品的平均摩尔质量 23.3.物料衡算24.塔板数的确定24.1

3、.理论塔板层数NT的求取24.1.1.绘 t-x-y 图和 x-y 图 24.1.2最小回流比及操作回流比的确定 44.1.3精馏塔气、液相负荷的确定44.1.4.求操作线方程44.1.5.图解法求理论板层数44.2.实际塔板数的求取45.精馏塔的工艺条件及有关物性的计算 45.1.操作压力计算55.2.操作温度计算55.3.平均摩尔质量计算55.4.平均密度计算55.4.1.气相平均密度计算55.4.2.液相平均密度计算65.5.液体平均表面张力计算65.6.液体平均黏度计算75.7.全塔效率计算75.7.1.全塔液相平均粘度计算75.7.2.全塔平均相对挥发度计算85.7.3.全塔效率的计

4、算86.精馏塔的塔体工艺尺寸计算86.1.塔径的计算86.2.精馏塔有效高度的计算97.塔板主要工艺尺寸的计算107.1.溢流装置计算107.1.1.堰长 IW107.1.2.溢流堰高度hW107.1.4.降液管底隙高度h0117.2.塔板布置117.2.1.塔板分布117.2.2.边缘区宽度确定117.2.3.开孔区面积计算117.2.4.筛孔计算及其排列11&筛板的流体力学验算128.1.塔板压降128.1.1.干板阻力he计算12& 1.2.气体通过液层的阻力h1计算128.1.3.液体表面张力的阻力he计算128.2.液面落差138.3.液沫夹带138.4.漏液148.5.液泛149.

5、塔板负荷性能图149.1.漏液线149.2.液沫夹带线159.3.液相负荷下限线169.4.液相负荷上限线169.5.液泛线1610.主要工艺接管尺寸的计算和选取 1810.1.塔顶蒸气出口管的直径dV18102 回流管的直径dR19103进料管的直径dF1910.4.塔底出料管的直径dW1911.塔板主要结构参数表1912.设计实验评论2013.参考文献2114.21附图 工艺流程简图、主体设备设计条件图）1.流程和工艺条件的确定和说明本设计任务为分离苯一甲苯混合物。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

6、全凝器冷凝，冷凝液在泡点下一部分回流至塔内，其 余部分经产品冷凝冷却后送至储罐。该物系属易分离物系，最小回流比较小， 故操作回流比取最小回流比的 1.4倍。塔釜采用间接蒸汽加热，塔底产品经冷 却后送至储罐。2.操作条件和基础数据2.1.操作条件塔顶压力常压4kPa进料热状态泡点进料回流比1.759倍塔底加热蒸气压力0.5Mpa表压）单板压降 0.7kPa。2.2.基础数据进料中苯含量 质量分数）39% 塔顶苯含量 质量分数）95% 塔釜苯含量 质量分数）2% 生产能力 万吨/年） 2.9523.精馏塔的物料衡算3.1.原料液及塔顶、塔顶产品的摩尔分率甲醇的摩尔质量 Ma=78.11 kg/km

7、ol 水的摩尔质量 Mb=92.13 kg/kmolxf= | =0.430xw= | =0.02432原料液及塔顶、塔底产品的平均摩尔质量Mf= 0.430X 78.11+1-0.430)x 92.13=86.10kg/kmolMd= 0.957X 78.11+1-0.957)x 92.13=78.71 kg/kmolMw= 0.024X 78.11+1-0.024)x 92.13=91.79 kg/kmol3.3.物料衡算生产能力F=匚| =47.62 kmol/h总物料衡算 47.62=D+W苯物料衡算 47.62X 0.430=0.957D+0.02W联立解得D=20.72 kmol/

8、hW=26.90 kmol/h4.塔板数的确定4.1.理论塔板层数Nt的求取苯一甲苯属理想物系，可采用图解法求理论板层数4.1.1.绘 t-x-y 图和 x-y 图由手册1查的甲醇-水物系的气液平衡数据表一苯一甲苯气液平衡苯101.3KPa) /%mol)沸点/C110.56105.71101.7898.2595.2492.43气相组成0.020.837.250.761.971.3液相组成0.010.020.030.040.050.0沸点/C89.8287.3284.9782.6181.2480.01气相组成79.185.791.295.998.0100.0液相组成60.070.080.090

9、.095.0100.0由上数据可绘出和t-x-y图和x-y图图一图苯甲苯体系相平衡曲线图4.12最小回流比及操作回流比的确定采用作图法求最小回流比。因为是泡点进料，贝U XF =Xq,在图二中对角线上，自点0.430, 0.430)作垂线即为进料线D =采用图解法求理论板层数，如图二所示。求解结果为 总理论塔板数 Nt=16包括再沸器）进料板位置 Nf=92）逐板计算求理论塔板数XyXy10.9010.95790.3640.58620.8270.922100.3080.52430.7380.875110.2420.44140.6450.818120.1760.34550.5600.759130

10、.1170.24760.4910.704140.0720.16170.4400.660150.04060.09580.4060.628160.01980.048X8Xq换提馏段方程逐板计算进料板在Nf=8X16/0.54=28实际进料板位置Nm=NR+仁16精馏段实际板层数N精=8/0.54=15提馏段实际板层数N提=7/0.54=135.精馏塔的工艺条件及有关物性的计算5.1.操作压力计算塔顶操作压力 Pd=101.30 + 4 =105.30 kPa每层塔板压降 P=0.70 kPa进料板压力 Pf=101.30+0.70X 15=115.80 kPa精馏段平均压力 Pm=(105.30+

11、115.80 /2=110.60 kPa5.2.操作温度计算1)由图二得出塔顶温度 tD=82.2oC进料板温度 tF=99.6oC精馏段平均温度 tm=82.2+99.6) /2=90.9oC2 ) 示 差 法 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托尼方程计算，计算过程略。计算结果如下：塔 顶 温 度tD= 82.2 C进 料 板 温 度tF= 99.6 C精馏段平均温度tm = 82.2+ 99.6) /2 =909C5.3.平均摩尔质量计算1)塔顶平均摩尔质量计算由XD=y 1=0.957,逐板计算得x1 = 0.901MvDm=0.957

12、X 78.11+1-0.957)x 92.13=78.71 kg/kmolMLDm= 0.901X 78.11+1-0.901)x 92.13=79.51 kg/kmol2)进料板平均摩尔质量计算由逐板计算解理论板，得yF=0.628 xf=0.406MvFm=0.628X 78.11+1-0.628)X 92.13= 83.32 kg/kmolMLFm=0.406X 78.11+1-0.406)X 92.13= 86.44 kg/kmol3)精馏段平均摩尔质量Mvm=78.71+83.32) /2=81.02 kg/kmolMLm=79.51+86.44) /2=82.98 kg/kmol5

13、4平均密度计算5.4.1.气相平均密度计算由理想气体状态方程计算，即5.4.2.液相平均密度计算液相平均密度依下式计算，即1/片 Lm= x塔顶液相平均密度的计算有tD=82.2oC,查手册2得3 3厅 a=812.7 kg/m f b=807.9 kg/m进料板液相平均密度计算有tF=99.6oC,查手册2得3 3f a=793.1 kg/m f B=790.8kg/m进料板液相的质量分率OC A =精馏段液相平均密度为3Lm=812.49+791.64)/2=802.07 kg/m35.5.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有tD=82.2oC,查

14、手册2得可 a=21.24 mN/m 可 b=21.42 mN/mLDm=0.957X 21.24+0.043X 21.42=21.25 mN/m进料板液相平均表面张力的计算有tF=99.6oC，查手册2得a=18.90 mN/m b=20.04 mN/mLFm=0.406X 18.90+0.594X 20.04=19.58 mN/m精馏段液相平均表面张力为可 Lm= 21.25+19.58)/2=20.42 mN/m56液体平均黏度计算液相平均粘度依下式计算，即0塔顶液相平均粘度的计算由tD=82.2 oC,查手册2得卩 a=0.302 mPa s 卩 b=0.306 mPa s解出 LD=

15、0.302mPa s进料板液相平均粘度的计算由tF=99.6 oC,查手册2得耳 A=0.256 mPa s可 B=0.265 mPa s解出上 LFn=0.261mPa- s精馏段液相平均粘度为f lh=0.302+0.261 ) /2=0.2825.7.全塔效率计算5.7.1.全塔液相平均粘度计算塔顶液相平均粘度为 LDm=0.302mPa- s塔釜液相平均粘度的计算由tw=117.2oC，查手册2得:A=0.22 mPa - s 匸 B=0.24mPa s解出厅 Lw=0.24mPa- s全塔液相平均粘度为l=0.302+0.24)/2=0.27 mPa s5.7.2.全塔平均相对挥发度

16、计算相对挥发度依下式计算，即匚7 x Ht=(15-1 X 0.45=6.30 m提馏段有效高度为Z 提=(N 提-1 X Ht=(13-1 X 0.45=5.40m在进料板上方开一个人孔，其高度为 0.80m则精馏塔的有效高度为Z= Z 精 + Z 提 +0.80=6.30+5.40+0.80=12.50 m7.塔板主要工艺尺寸的计算7.1.溢流装置计算因塔径D=0.80 m,选用单溢流弓形降液管，采用凹形受液盘。各项计算如下:7.1.1 堰长 lw取 Iw=0.726D=0.726X 0.80 =0.581 m7.1.2.溢流堰高度hw由 hW=hL-hoW选用平直堰，堰上液层高度hoW=

17、 _ 乂 | 2/3取板上请液层高度 hL=0.06m则 hW=hL-hOW=0.06-0.0101=0.0499m 符合加压情况下 4080mm 的范围7.1.3.弓形降液管宽度 Wd和截面积Af由 Iw/D=0.726查手册弓形降液管的参数图4得则 Af=0.050 m2vl =0.125 m验算液体在降液管中停留时间，即故降液管设计合理7.1.4.降液管底隙高度ho取 uo=O.O6 m/s则 | =0.0301m符合小塔径ho不小于25mm的要求。hw-ho=O.O499-O.O3O1=O.O198m 0.006m故降液管底隙高度设计合理。选用凹形受液盘，深度 =50mm72塔板布置7

18、.2.1.塔板分布因D=0.80m,所以采用分块式。查手册4得，塔板分为3块。7.2.2.边缘区宽度确定取安定区 = 0.06m，边缘区 Wc=0.05m。7.2.3.开孔区面积计算开孔区面积Aa按下式计算，r= 3 | -0.05=0.35m则 Aa=0.292 m27.2.4.筛孔计算及其排列苯一甲苯体系处理的物 系无腐蚀性，选用S =3mm碳钢板，取筛孔直径do=5mm。筛孔按正三角排列，取孔中心距t为t=2.5 do=2.5X 5=12.5mm筛孔数目n为n= T =刃 =2165个开孔率为 =0.907v）2=0.907 =14.51%气体通过阀孔的气速为8.筛板的流体力学验算&1塔

19、板压降8.1.1.干板压降hd计算干板压降可由下式计算，由d0/S =5/3=1.67,查手册干筛孔的流量系数图4，可得孔流系数C0=0.78& 1.2.气体通过液层的阻力hL计算=0.59则 hL= (hw+how=0.590.0499+0.0101) =0.035m 液柱& 1.3.液体表面张力的阻力h计算 液体表面张力所产生的阻力h厅由下式计算h(= | m液柱 气体通过每层塔板的液柱高度 hp由下式得hp= hi+ h+ hc=0.034+0.035+0.0021=0.0711m 液柱气体通过每层塔板的压降为 Pp= hp g=0.0711 X 802.07X 9.81=559.44

20、Pa700Pa设计允许值)82液面落差液面落差 由下式计算平均液流宽度内外堰间距离液相流量三=0.00105 m3/s/0.05=0.014U0, min计算正确稳定系数为故在本设计中无明显漏液。8.5.液泛为防止塔内发生液泛，降液管内液层 H d高应服从下式苯一甲苯物系属一般物系，取 =0.5,则 :=0.50.45+0.0499) =0.25m又 Hd=hp+ hL+ hd板上不设计进口堰，hd可由下式算得 m液柱Hd = 0.0711+0.035+0.0096=0.116m液 柱则 I所以本设计中不会发生液泛现象9.塔板负荷性能图9.1.漏液线由 JI-U0，min=hL=how+hwh

21、ow= 乂 | 2/3=4.4X 0.78X 0.292X 0.1451整理得在操作范围内，任取几个Ls值，依上式计算出Vs值，计算结果如下表二。 表二Ls，3, m /s0.00700.0100.0300.060Vs，3.m /s1.331.371.561.75由上表作出漏液线1。9.2.液沫夹带线以ev=0.1 kg液/kg气为限，求Vs-Ls关系如下:hf=2.5hL=2.5hOW+hW)hw= 0.036故 hf=0.09+1.22Ls2/32/3 2/3Ht hf=0.6- 0.09+1.22Ls ) =0.51 - 1.22Ls整理得在操作范围内，任取几个Ls值，依上式计算出Vs值

22、，计算结果如下表三。表三Ls，m3/s0.00700.0100.0300.060Vs，m3/s9.038.807.616.27由上表可作出液沫夹带线2。9.3.液相负荷下限线对于平直堰，取堰上液层高度 how=0.006m作为最小液体负荷标准。由下式how= 2/3=0.006取E=1,则则可以作出与气体流量无关的垂直液相负荷下限线 39.4.液相负荷上限线以9 =4s作为液体在降液管中停留时间的下限，由下式据此可作出与气体流量无关的垂直液相负荷上限线 49.5.液泛线令 .II由 Hd=hp+ hL+ hd； hp= hi+ h + he； hi= B hL； hL=how+hw联立得 丨忽

23、略h将how与Ls, hd与Ls, he与V的关系代入上式，并整理得0式中将有关数据代入，得则-I即在操作范围内，任取几个Ls值，依上式计算出Vs值，计算结果如下表四。 表四Ls，3.m /s0.00700.0100.0300.040Vs,3, m /s9.329.137.065.07由上表数据可以作出液泛线 5.根据以上各线方程，可以作出筛板塔的负荷性能图，如下:在负荷性能图上，作出操作点 A，连接0A，即作出操作线。由图可知，改筛板的操作上限为液泛控制，下限为漏液控制。由图得=1.18 m3/s 一 =7.83 m3/s则操作弹性为/ 一 =6.6410.主要工艺接管尺寸的计算和选取10.

24、1.塔顶蒸气出口管的直径dv操作压力为常压时，蒸气导管中常用流速为 1220 m/s,蒸气管的直径为x ，其中dv-塔顶蒸气导管内径m Vs-塔顶蒸气量m3/s，取Uv=15.00 m/s，贝 U故选取接管外径 厚度630 ：20mm102回流管的直径dR塔顶冷凝器械安装在塔顶平台时，回流液靠重力自流入塔内，流速 Ur可取0.20.5 m/s。取 ur=0.3 m/s,贝U故选取接管外径 厚度25*mm10.3.进料管的直径dF采用高位槽送料入塔，料液速度可取 uf=0.40.8 m/s,取料液速度uf= 0.5m/s,贝 U故选取接管外径 厚度219X14mm10.4.塔底出料管的直径 dw一般可取塔底出料管的料液流速 Uw为0.51.5 m/s,循环式再沸器取1.01.5 m/s本设计取塔底出料管的料液流速 Uw为0.8 m/s接管外径 厚度133X5.5mm11.塔板主要结构参数表表五.筛板塔设计计算结果序号工程数值1平均温度tm C89.282平均压力Pm kPa105.153气相流量Vs m3/s4.254液相流量Ls m3/s0.0115实际塔板数386有效段高度Z m22.207精馏塔塔径m28板间距m0.609溢流形式单溢流10降液管形式弓形11堰长m1.60