年处理8万吨苯-甲苯的精馏装置设计书

年处理8万吨苯甲苯的精馏装置设计书设计方案的选择和论证1设计流程本设计任务为分离苯_甲苯混合物。对于二元混合物的分离，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，其余部分经产品冷凝器冷却后送至储罐。该物系属易分离物系，最小回流比较小，故操作回流比取最小回流比的2倍。塔釜采用间接蒸汽加热，塔底产品经冷却后送至储罐。连续精馏塔流程流程图连续精馏流程附图图11流程图2设计思路在本次设计中，我们进行的是苯和甲苯二元物系的精馏分离，简单蒸馏和平衡蒸馏只能达到组分的部分增浓，如何利用两组分的挥发度的差异实现高纯度分离，是精馏塔的基本原理。实际上，蒸馏装置包括精馏塔、原料预热器、蒸馏釜、冷凝器、釜液冷却器和产品冷却器等设备。蒸馏过程按操作方式不同，分为连续蒸馏和间歇蒸馏，我们这次所用的就是浮阀式连续精馏塔。蒸馏是物料在塔内的多次部分汽化与多次部分冷凝所实现分离的。热量自塔釜输入，由冷凝器和冷却器中的冷却介质将余热带走。在此过程中，热能利用率很低，有时后可以考虑将余热再利用，在此就不叙述。要保持塔的稳定性，流程中除用泵直接送入塔原料外也可以采用高位槽。塔顶冷凝器可采用全凝器、分凝器全能器连种不同的设置。在这里准备用全凝器，因为可以准确的控制回流比。此次设计是在常压下操作。因为这次设计采用间接加热，所以需要再沸器。回流比是精馏操作的重要工艺条件。选择的原则是使设备和操作费用之和最低。在设计时要根据实际需要选定回流比。图12设计思路流程图1、本设计采用连续精馏操作方式。2、常压操作。3、泡点进料。4、间接蒸汽加热。5、选R20RMIN。6、塔顶选用全凝器。7、选用浮阀塔。在此使用浮阀塔，浮阀塔塔板是在泡罩塔板和筛孔塔板的基础上发展起来的，它吸收了两者的优点，其突出优点是可以根据气体的流量自行调节开度，这样就可以避免过多的漏液。另外还具有结构简单，造价低，制造方便，塔板工艺计算流体力学验算塔负荷性能图全塔热量衡算塔附属设备计算塔板开孔率大，生产能力大等优点。浮阀塔一直成为化工生中主要的传质设备，其多用不锈钢板或合金。近年来所研究开发出的新型浮阀进一步加强了流体的导向作用和气体的分散作用，使气液两相的流动接触更加有效，可显著提高操作弹性和效率。从苯甲苯的相关物性中可看出它们可近似地看作理想物系。而且浮阀与塔盘板之间的流通面积能随气体负荷的变动而自动调节，因而在较宽的气体负荷范围内，均能保持稳定操作。气体在塔盘板上以水平方向吹出，气液接触时间长，雾沫夹带量少，液面落差也较小。1、塔板的工艺设计11基础物性数据表11苯、甲苯的粘度温度020406080100120苯SMPA063804850381030802550215甲苯075805804590373031102640228表12苯、甲苯的密度温度020406080100120苯3/KG877485738366815079257679甲苯M8856867084828293810079037700表13苯、甲苯的表面张力温度020406080100120苯/N3160288026252374212718851649甲苯3089285426222394216919491734表14苯、甲苯的摩尔定比热容温度050100150苯/KJMOL72789710481181甲苯933113313101466表15苯、甲苯的汽化潜热温度20406080100120苯/KJG431142004077394137933632甲苯4127402139103794367135422、物料衡算21塔的物料衡算（1）塔物料摩尔分率的计算苯的摩尔质量甲苯的摩尔质量781AM/KGMOLBM9213/KGMOL塔顶笨的摩尔分率进料笨的摩尔分率塔底笨的摩尔分率（2）原料液平均摩尔质量0491780491238546/MKGMOLF原料液摩尔流量013H（3）物料衡算总物料衡算WD即104（1）苯的物料衡算FWDXX即9230491（2）由方程（1）（2）解得D62881KOML/HW67460KOML/H22平衡线方程的确定由文献1中苯与甲苯的汽液平衡组成可以找出算出。如10102M表16苯甲苯（1013KPA）的TXY相平衡数据苯摩尔分数苯摩尔分数液相气相温度液相气相温度000011060592078989400880212106107000853868020003701022080309148440300050098609030957823/0/78091DADBXX45491/1/23FFFF0780/2/19/WAWBXXM039706189520950097981204890710921100100802同理可算出其它的1BAYX/081/279从而推出472M所以平衡线方程XXY47121因为泡点进料Q1，所以有MIN0924709135091DFFXR取操作回流比。325151MINR23求精馏塔的气液相负荷HKOLDRL/6481276032MLV/5901因为泡点进料Q1，所以有HKOLF/8273416827HKMOL/591024操作线方程精馏段操作线方程为32706910321XXRXYD提馏段操作线方程为8545964790825NWVWL234567891023523324625625824926123924525用逐板法算理论板数980251290471219011YXXYD534798309806222同理可算出如下值02401350328791564032468594260741720651491086907512809476166441121010F86655433WXXYXYXYXXYXY行计算。数据代入提馏段方程进块板为加料板，以后将所以第所以总理论板数为16块（已扣除再沸器），其中精馏段8块，提馏段8块TN（已扣除再沸器），第9块为加料板。26实际板数的求取全塔平均温度按塔顶及塔釜温度的算术平均值计算，塔顶和塔釜可分别近似为纯苯和纯甲苯，则有80216954MT查取化工工艺设计手册得知，954时苯和甲苯的黏度为，0267CPA。故在全塔平均温度下平均黏度0275CPB12067215MCP又已知M247，由公式可得02459TE全塔效率。449TE精馏段实际板层数块圆整取精1715/8N提馏段实际板层数块圆整取精50所以总实际塔板数3提精块3、精馏塔的工艺条件及有关物性数据的计算31进料温度的计算依式049（）查苯甲苯的气液平衡数据，由内差法求得TEL2450进料温度FT96370197FFTT4892FT同理可求得塔顶温度塔底温度28D510WT精馏段平均温度CTM385101提馏段平均温度294232操作压强塔顶压强410131053KPADP取每层塔板压降P07KPA，进料板压强101315071158KPAFP塔底压强101330071263KPAW精馏段平均操作压力10538105KA2MP提馏段平均操作压力26P33平均摩尔质量的计算塔顶XDY10992，X1098009278109213782KG/MOL89VDMLM进料板YF0699，XF0484665/L04871042134KGOVML塔釜YW00328，XW00135328967/ML55VMLM精馏段平均摩尔质量17203G/OLVMK8394817KL提馏段平均摩尔质量2652/MLVMM164GOL34平均密度计算1气相平均密度计算VM理想气体状态方程计算，即精馏段气相密度311/97215386340MKGRTMPMVLV提留段气相密度322/9527031488MKGRTMPMVV2液相平均密度计算L由式求相应的液相密度。LM1IABL塔顶查得苯和甲苯的密度分别为2980DT3/9184MKGA3/71KGB当时,用内差法求得下列数据DTC09278109123AA3091/814/8427LDMKGM进料查得苯和甲苯的密度分别为2FT3/25801MKGA3/0179KGB当用内差法求得下列数据48FTC04817049213AA1/25LFMKGM塔底查得苯和甲苯的密度分别为09WTC33784/7816/ABKGKG当用内差法求得下列数据152WT精馏段平均密度3181479804KG/M22LDMF提馏段平均密度2366W35液体平均表面张力计算液体表面张力LMIX由查手册得11208MN,20MNLALB0921964LDM由查手册得20MN/M202MN/M48FTALBLMN/M12050FLM由查手册得105WTC11749MN,85MNLALB101357491035824MNLDM精馏段平均表面张力L196M提馏段平均表面张力12736液体平均黏度计算塔顶液相平均的黏度的计算由查表得8029DTB037MPAS031PASA81LMGGLG7LDM进料板液相平均黏度的计算由查表得026MPAS029MPAS9248FTAB同理可得01LFMPAS塔底液相平均的黏度的计算由查表得1952WT02360247ABMASPAS同理可得047LMAS所以液相平均密度4、精馏塔工艺尺寸的计算41塔径的计算精馏段气液相体积流率为精馏段3111905284MS36367VMSM311S141L06LM提馏段3122905875S3636VS312S214L094MLMM8193S（1）精馏段塔径计算，由（由式）MAXLVUC02L2C由课程手册108页图51查图的横坐标为20C1122,036874059HLLVVF选板间距，取板上液层高度006M，45THMLH故063LH以为横坐标查图51得到,VF2085C0229847LC1MAX743MSU取安全系数为，则空塔速度01AX0703975MSU塔径41436695SVDU按标准塔径圆整为M（2）提馏段塔径计算其中的查图，图的横坐标为022CL式中由计算20C211,39476845HLVVF取板间距板上液层高度0THM0LHM则4639LH查图51得到2085C022017843L1MAX963843MS4U取安全系数为，则空塔速度为071MAX07012849MSU塔径43650SVD按标准塔径圆整为14D根据上述精馏段和提馏段塔径的计算，可知全塔塔径为14MD塔截面积为222539MTA以下的计算将以精馏段为例进行计算实际空塔气速为42精馏塔有效高度的计算精馏段有效高度为TN1H510463MZ精精（）（）提馏段有效高度为提提（）（）在进料板上方开一人孔，其高度为。8故精馏塔的有效高度为Z08630134提精5、塔板主要工艺尺寸的计算51溢流装置计算因塔径D14可采用单溢流、弓形降液管、凹形受液盘及平直堰，不设进口堰。各项计算如下（1）溢流堰长WL取堰长为066D，即WL061492M（2）溢流堰堰高HWOLWH查1101图得，取E10，则223333602840841016594HOWWEML,1140SSTVU取板上清液层高度60MLH故1543WLOH（3）降液管的宽度WD和降液管的面积FA由，查图得60DLW072,1240TFDD故12436MD07015901FTA计算液体在降液管中停留时间111363643895S00FTFTHSHL故降液管设计合理。（4）降液管底隙高度H0取液体通过降液管底隙的流速为011M/S依式156计算降液管底隙高度0UH0，即S1036354M9241WLLU150806H故降液管底隙高度设计合理选用凹形受液盘，深度HW6、浮阀数目、浮阀排列及塔板布置（1）塔板的分块本设计塔径为，因，故塔板采用分块式。由文献（一）14DM80D查表53得，塔板分为4块。（2）边缘区宽度确定为了尽量减小液体夹带入降液管的气泡量，取M；根据的大08SWOH小，取。MWC06（3）开孔区面积计算221SIN80AXAXRR其中473608462M2210DSCDWR故22212314060462466SIN78AA（4）浮阀数计算及其排列由于本设计用的是F1型重阀，且目标分离物为苯甲苯混合液，所以取来粗算阀孔数目；对于F1型重阀,由F0可求阀孔气10FMD390VU速，U即SMV/78059320每层塔板上浮阀个数为193780539041220UDVNS浮阀的排列，考虑到各分块的支承与衔接要占去一部分鼓泡区面积，阀孔排列采用等腰三角形叉排方式。现按的等腰三角形叉排方式排65TMT、列，则设计条件下的阀孔气速为阀孔动能因数为05760394106VFU所以阀孔动能因子变化不大，仍在912的合理范围内，故此阀孔实排数适用。2200/1930154TDAND此开孔率在515范围内，符合要求。所以这样开孔是合理的。22014370/9504SVUSND07、塔板流体力学验算71计算气相通过浮阀塔板的静压头降FH每层塔板静压头降可按式计算。PCLH1计算干板静压头降C由式可计算临界阀孔气速，即825173VCUOCUSMVOC/78159328518251，可用算干板静压头降，即CU0LVCCGH40MC3897281532计算塔板上含气液层静压头降FH由于所分离的苯和甲苯混合液为碳氢化合物，可取充气系数，已知板上50液层高度所以依式,06LHLL0L3503计算液体表面张力所造成的静压头降H由于采用浮阀塔板，克服鼓泡时液体表面张力的阻力很小，所以可忽略不计。这样，气流经一层，浮阀塔板的静压头降为FMHHLCF0638038换算成单板压降设计允KPAPGPLFF7019597许值72降液管中清夜层高度DH式OWDWFDHHH1计算气相通过一层塔板的静压头降F前已计算MHF06382计算溢流堰（外堰）高度WH前已计算W453液体通过降液管的静压头降D因不设进口堰，所以可用式20153HLHWS式中MLMLWS4,9240,0360M1853515DH4塔板上液面落差H由于浮阀塔板上液面落差很小，所以可忽略。5堰上液流高度OW前已求出MO0165这样MHHHOWDWFD165001854308为了防止液泛，按式，取校正系数，选定板间距TH,450TMHW3MHT247035405从而可知，符合防止液泛的要求。HHWTD166液体在降液管内停留时间校核应保证液体早降液管内的停留时间大于35S,才能使得液体所夹带气体释出。本设计5S01413906FTSAHL可见，所夹带气体可以释出。73计算雾沫夹带量VE（1）雾沫夹带量判断雾沫夹带量是否在小于10的合理范围内，是通过计算泛点率来完成VE1F的。泛点率的计算时间可用式和10361PFLSVLSAKCZV10781TFVLSAKCV塔板上液体流程长度MWDZDL5376241塔板上液流面积2105392AFTP苯和甲苯混合液可按正常物系处理，取物性系数K值，K10,在从泛点负荷因数图中查得负荷因数,将以上数值分别代入上式，得泛点率F1为127FC345103172013069431F及967801为避免雾沫夹带过量，对于大塔，泛点需控制在80以下。从以上计算的结果可知，其泛点率都低于80，所以雾沫夹带量能满足的要求。干气）（液）/KG10EV（2）严重漏液校核当阀孔的动能因数低于5时将会发生严重漏液，前面已计算，可见0F016F不会发生严重漏液。8、精馏段塔板负荷性能图81雾沫夹带上限线对于苯甲苯物系和已设计出塔板结构，雾沫夹带线可根据雾沫夹带量的上限值所对应的泛点率亦为上限值,利用式干气）（液）/KG10EV1F和便可作出此线。10361PFLSVLSAKCZ0781TFVLSAKCV由于塔径较大，所以取泛点率，依上式有18803172015697SSLV整理后得64SS即即为负荷性能图中的线123S此式便为雾沫夹带的上限线方程，对应一条直线。所以在操作范围内任取两个值便可依式算出相应的。利用两点确定一条直线，便可SL1923SSVLSV在负荷性能图中得到雾沫夹带的上限线。0001000300050007S2170212320762029S82漏液线对于F1型重阀，当动能因数F5时就会出现严重漏液现象，所以0去F5作为参考值来计算。0MINSV（MINSV（SMDV/68097321039415432083液泛线由式，WTDHHOWDWFDHHFCLH联立。即OWDLCODFT式中，板上液层静压头降GUHLVC2345压0LLH0从式知，表示板上液层高度，。所以OWLHL321097WSOWLEH板上3200压WSWOWLLLLH液体表面张力所造成的静压头和液面落差可忽略H液体经过降液管的静压头降可用式20HLLWSD则LDCDLCWTHHH）（001320202061972153345WSWWSLVLHLGU）（式中阀孔气速U0与体积流量有如下关系NDVUS204式中各参数已知或已计算出，即193/97/973504304503NMKGMKGMHHLVWT；代入上式。93/MS1D整理后便可得与的关系，即VSL32228560186SSSLV此式即为液泛线的方程表达式