年产5万吨苯甲苯板式精馏塔工艺设计.docx

1、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 101kPa 2.设

2、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1.12.01 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/kmol A甲苯的摩尔分数 M=92kg/kmol B0.5/78x,0.5412F0.5/78，0.5/920.96/78x,0.9661D 0.96/78，0.04

3、/920.03/78x,0.0352W0.03/78，0.97/922.原料液产品的平均摩尔质量 kg /mol M,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=37.56kmo

4、l/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)/% 110.4 0.0 0.0 108.0 6.0 13.8 106.0 10.8 23.2 104.0 15.8 31.9 102.0 21.0 39.9 100.0 26.4 47.3 98.0 32.2 54.3 96.0 38.3 60.8 94.0 44.6 66.8 92.0 51.3 72.5 90.0 58.4 77.8 88.0 66.0 82.9 86.0 73.8 87.6 84.0 82.4 92.1 82.0 91.5 96.4 81.0 96.3

5、98.5 80.2 100.0 100.0 3 苯-甲苯气液图 1.00.90.80.70.60.5Y 0.40.30.20.10.00.00.10.20.30.40.50.60.70.80.91.0X 由图可知:当X=0.9685时y=0.9872 DD当X=0.5424时y=0.7469 FF当X=0.0367时y=0.0844 WW由于是泡点进料，所以q=1，得X=XF x,yDqR,min y,xqq所以计算的R1.0836 min=由于回流比R=1.5R=1.51.0836=1.6254 min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.

6、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/h 2.操作线方程 R1精馏段操作线方程: y,x，xDR，1R，1y,0.6191x，0.3689即: LW提馏段操作线方程: y,x,xwVVy,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

7、) 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?25 PT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+P P=PX+PX ABAABB*安托尼方程lgP=A-B/(C+t) 已知甲苯 A6.079 B1344.8 C219.428 苯 A6.030 B1211.0 C220.790 塔顶压强:P=4kPa+101kPa=105kPa DX=X=0.9685 X=1-X=0.0315 ADBA*lgP,6.030,1211.0/(220.79

8、0，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,113.75kPaF22X=0.5424 1-X=0.4576 FF*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),156.314

9、8，0.5424，63.2412，0.4576,113.7243kPaFAFBF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=109.375kPa DF2、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=0.9870 1D1M=0.968578+(1-0.9685)92=78.441kg/kmol VDM=0.987078+(1-0.9870)92=78.182kg/kmol LD进料板: x=0.5424 y=0.7469 F

10、FM=0.746978+(1-0.7469)92=81.5434kg/kmol VF7 M=0.542478+(1-0.5424)92=84.4064kg/kmol LF则精馏段平均分子量: M=(78.441+81.543)/2=79.992kg/kmol VM=(78.182+84.406)/2=81.294kg/kmol L?精馏段的气相密度 MPM109.375，79.9923VM,2.9103kg/m VMMRT8.314，(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: Da,0.96A10.96

11、0.043,，,836kg/mLD837816,LDM进料液相密度由t=94.92?查表得: Fa,0.5A10.50.53,，,821kg/mLF824819,LFM，836，821,3LDMLFM精馏段液相密度 ,828.5kg/m,LM223、液体表面张力 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/m AB,0.9685，21，0.0315，21.4,21.0126N/m LDM?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

12、.5N/m BA,0.5424，19.5，0.4576，21,20.1864N/m LFM21.0126，20.1864,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/s uC,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,36003600，2.9103VM LM71.9177，81.2943LML,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2

13、0max,V,L0.00196828.51/21/2SLM,0.03729 V,0.88692.9103SVM9 取板间距H=0.45m ,板上液层高度h=0.05m TL分离空间的高度为H-h=0.4m TL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2020.5995,LM0.20.2C,C(),0.085，(),0.0855m/s 202020u=0.6umax=0.61.44=0.864m/s ,22塔截面积: A,D,1.1304m T4VS0.8869实际空塔气速为: u,0.7846m/s AT1.1304S4，V4，0.8869D,1.1432m塔径

14、,，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 WWh(2)溢流堰高度 溢流堰高度计算公式 h,h,hwwL0wh选用平直堰，堰上层高度依下式计算，即 0w2/3,S2.84L,h,E w0,1000lw,近似取E=1，则 2/32/3,S2.84L2.8

15、40.00196，3600,h,E,，1，,0.01301m ,w0,1000l10000.72,w,取板上层液高度，故 h,0.06mL10 h,h,h,0.06,0.01301,0.04699m wLow(3)弓形降液管宽度及截面积 WAdfAlWfWd由查弓形降液管宽度参数得，故 ,0.6,0.1,0.05DDAT2A,0.05A,0.05，1.1304,0.05652m fTW,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(

16、4)降液管低隙高度h 计算公式,h003600luw0 式中液体通过降液管底隙时的流速 u0,，则 取u,0.08m/s0SL3600，0.00196h,0.03403m 0,3600lu3600，0.72，0.08W0,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/s00,2.9103VMV0.8869SN,127则每层塔板上的浮阀数为: ,22du，0.039，5.86180044W,0.07m取边缘区宽度，破沫区宽度 W

17、,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,0.06,0.54m C2211 D1.2 ，x,W，W,0.12，0.07,0.41mdS220.41,222,12 A,20.41，0.54,0.41，0.54，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 tA0.791a,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

18、N=123个。 按N=123重新核算孔速及阀孔动能因数: VS0.8869u,6.036m/s 0,22dN，0.039，12304412 F,u,6.036，2.9103,10.2972 00VM阀孔动能因数变化不大，仍在912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,VM73.173.11/1.8251/1.825 u=6.036m/s u,(),(),5.8495m/s0c0

19、,2.9103VM因，则可按下式计算，即 hu，uc00c22,uVM6.0360h,5.34,5.34，2.9103，,0.0348m c,LM2g2，828.5，9.81(2)板上充气液层阻力h l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，,0.50,0.5，0.06,0.03m h,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 ,，,0.035，0.025,0.06m hhhpc1,g,526.67P单板压降 ,ahPppL2.淹塔 HHh,，,()为了防止淹塔现象的发生

20、，要控制降液管中清液高度，而 dTWH,h，h，h dpLd13 (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 hdLS0.0019622,0.153(),0.153，(),0.000979m hd0.72，0.03403lhw0(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),0.248m hHTwH，,(H，h)可见，符合防止淹塔的要求。 dTw

21、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，; LLd3AAAA,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; FV14 物性系数，由相关表格可查得。 K,D,2,1.2,2，0.12,0.96

22、mWZLd 2,2,1.1304,2，0.05652,1.0174mAAAbTf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% F1KCAbF2.91030.8869，1.36，0.00196，0.96828.5,2.9103,，100%,48.8% F11，0.1，1.1304,VMVS,LMVM,，100% F10.78KCATF2.91030.8869，828.5,2.9103,，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

23、规定的指标,0.1(液),(汽)塔板负荷性能图 kgkgV1、雾沫夹带线 ,VM，1.36VLZSLS,LMVM,，100% F1KCAbFK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VLSS15 夹带线。 按泛点率=80%计算如下 2.9103，1.36，0.96VSLS828.5,2.9103,0.8 得: 1，0.1，1.01740.5836VS,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.

24、5 雾沫夹带线数据 3/(/s) 0.0001 0.001 0.002 0.006 mLS3/(/s) 1.3686 1.3488 1.3268 1.2389 VmS2.液泛线 ,(，),，,，由确定液泛线。 hhhhhhhhhHTwpLdc1,Ld,，忽略式中项，代入上式。得到 hhhh,LW0w22/3,2.84u03600L2LVMSS,hE,(，),5.34_，0.153()，(1，)， W,hHTW0,l1000g2w,lhW0LM物系一定，塔板结构尺寸一定，则，,hhlHW0WTVMLMqu及等均为定值，而与又有如下关系，即 ,V,V0,0VS式中阀孔数N与孔径d亦为定值。因此，可

25、将上式简,0u0,2Nd04化，得 222/30.0435,0.1775,255,1.245 (2) VLLSSS16 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)0.0001 0.0005 0.001 0.0015 0.002 0.006 mLS3/(/s)2.0047 1.9745 1.9464 1.9215 1.8981 1.7101 VmS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

26、.0051m/s maxLS554、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 05,2223F0(),dNu,N,，123，,0.4307m/s min000.039VdS04442.9103,VM17 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

27、，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: 3 Vms/(/)S33 LmsS，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

28、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,SSminmax1.36所以:操作弹性= ,3.160.430719 附 表 项目 数据及说明 备注 塔经 1.20 D/m板间距 0.45 H/mT塔板型式 单溢流弓形降液管 分块式塔板 空塔气速 0.7846 u/(m/s)堰长 0.72 l/mW堰高 0.04699 h/mW板上液层高度 0.06 h/mL降液管底隙高度 0.03403 h/m0浮阀数N/个 123 等腰三角形叉排 u/(m/s)阀孔气速 6.036 0阀孔动能因数 10.2972 F0u/(m/s)临界阀孔气速 5.8495 0ct/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/Pa 700 p液体在降液管内停留时17 ,/s间 降液管内清液层高度0.000979 H/m d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 20