甲苯-乙苯的精馏工艺项目设计方案

甲苯 1 甲苯 第一部分 设计任务书 一、设计题目：筛板式精馏塔的设计 二、设计任务： 完成精馏塔的工艺设计；精馏塔设备设计；有关附 属设备的设计和选用；绘制工艺流程图；塔板结构 简图和塔板负荷性能图；编制设计说明书。 三、设计条件： 1、处理量： 27000 （吨 /年）。 2、进料组成：甲苯、乙苯的混合溶液，含甲苯的质量分数为 30%。 3、进料状态： 泡点进料 4、 料液初温 ： 35 5、 冷却水 的温度： 30 6、 饱和蒸汽压强： 、 精馏塔塔顶压强 : 4 压 ) 8、 单板压降不大于 0.7 、 总塔效率为 10、分离要求： 塔顶的甲苯含量不小于 99%(质量分数 ),塔底的 甲苯 2 甲苯含量不大于 1%(质量分数 )。 11、年开工时间： 7200 （小时） 12、完成日期： 2009 年 12 月 12 日 13、 厂 址：湖北荆门地 区（大气压为 760 四、设计内容 （一）、工艺设计 1、选择工艺流程和工艺条件（要求画出工艺流程） 加料方式； 加料状态； 塔顶蒸汽冷凝方式； 塔釜加热方式； 塔顶塔底的出料状态； 塔顶产品由塔顶产品冷却器冷却至常温。 2、精馏工艺计算 物料衡算确定各物料流量和组成； 经济核算确定适宜的回流比； 精馏塔实际塔板数。 （二）、精馏塔设备设计 1、选择塔 型和板型。采用板式塔，板型为筛板塔， 2、塔和塔板主要工艺结构的设计计算 3、塔内流体力学性能的设计计算； 4、绘制塔板负荷性能图。画出精馏段和提馏段某块的负荷性 能图 5、有关具体机械结构和塔体附件的选定。 接管规格、筒体与封头、除沫器、裙座、吊柱、人孔、塔 的顶部空间、塔的底部空间。 接管规格：（ 1）进料管（ 2）回流管（ 3）塔釜出料管（ 4）塔顶蒸汽出料管（ 5）塔釜进气管（ 6）法兰 6、总塔高的计算：包括上、下封头、裙座高度、塔主体的 高度、塔的顶部空间、塔的底部空间 （三）、附属设备的设计与选型 1、换热器选型。对原料预热器、塔底再沸器、塔顶产品冷 甲苯 3 却器等进行选型。 2、塔顶冷凝器设计选型。根据换热量，回流管内流速，冷 凝器高度，对塔顶进行选型设计。 （四）、设计结果汇总 （五）、工艺流程图及精馏塔工艺条件图 （六）、对本设计的评述或对有关问题的分析与讨 论 第二部分 精馏塔的设计 一、精馏塔的物料衡算 (一 )、原料液及塔顶、塔底产品的摩尔分率 甲苯的摩尔质量 kg/苯的摩尔质量 kg/ . 3 30 60 . 7 / 10 6 . 1 60 . 3 / 92 . 1 30 . 3 / 92 . 1 30. 991 360. 01/ 106 . 10. 99/ 92. 130. 99/ 92. 130. 011 560. 99/ 106 . 10. 01/ 92. 130. 01/ 92. 13（二）、原 料液及塔顶、塔底产品的平均摩尔质量 (1 /D=(1 kg/W=(1 kg/三）、物料衡算 对于甲苯 据总物料衡算及甲苯的物料衡算可求得馏出液流率 D 及残液流率 W。 甲苯 4 进料流量 F= k m o l/ h 3 6 . 9 3 7 91 0 1 . 5 2 1 7 243 0 0/102 7 0 0 03 ）（ =h , W=h 二、塔板数的确定 （一）、理论板层数 表 1 物质 A B C 温度范围 甲苯 137 乙苯 6 163 表 2 t/ 13 116 119 122 x y t/ 125 128 131 134 x 甲苯 5 1、甲苯、乙苯的温度 甲苯 采用图解法求理论板层数。 根据0l（ A、 B、 C 为 程常数由手册已查得如表 1）求得一系列温度下甲苯和乙苯的蒸气压 再根据泡点方程000P 和露点方程得到各组 y) 数据（如表 2） ，绘出甲苯、乙苯的温度 图 1）及平衡曲 线（如图 2）。 图 1 y 甲苯 6 2、确定操作的回流比 R 因 q=1、 xe= x 有： 479 0 0 9 9 9 1 ee =(2)考虑到精馏段操作线离平衡线较近，故取实际操作的回流比为最小回流比的 2倍。 即： R=2 2 甲苯 7 3、求操作线方程 精馏段操作线方程为： 0 . 1 4 5 40 . 8 5 3 3y L=R D=h 提馏段操作线方程为 0 . 0 0 2 7 3 0 3 6 4、图解法求理论板层数 精馏段操作线为经过点 a( c(0,直线，与 q 线交与点 d,而提留段操作线为经过点 d、 b(点的直线。在 中绘出精馏段操作线、提留段操作线、 q 线， 甲苯 8 并绘出梯级（如图 2）。 图解得总理论塔板数 1=含再沸器）。其中精馏段 块，提 馏段 ，第 10块为加料板位置。 （二）、实际塔板数 精馏段： 5，取 5 块； 提留段： 6块； 总塔板数： 1 块。 三、塔的操作工艺条件及相关物性数据的计算 （一）、操作压力计算 塔顶操作压力 ： 4= 105.3 层塔板压降 ：取 P 0.7 料板压力 ： 15 115.8 底操作压力 ： 16 127 馏段平均压力： 馏段平均压力： 127） /2 121.4 二）、 操作温度计算 查温度 塔顶温度 ： 进料板温度 ： 塔 底 温度 ： 精馏段平均温度 ： 提 馏段平均温度 ： 甲苯 9 （三）、 平均摩尔质量计算 1、 塔顶平均摩尔质量计算 由 y1=平衡曲线得 k g / k m o l 2 5 2 6)9 9 1 1 m k g/ k m 3 7 5 6)8 2 D m 2、 进料板平均摩尔质量计算 由 查平衡曲线得 k g / k m o l 1 5 0 . 1 30 . 4 9 9 6 m ）（k g/ k m 0 1 . 5 2 1 60 . 3 3 0 619 2 . 1 30 . 3 3 0 6M LF m ）（ 3、 塔 底 平均摩尔质量计算 由 查平衡曲线得 k g / k m o l 1 0 5 . 9 9 8 51 0 6 . 1 60 . 0 1 1 5 119 2 . 1 31 1 5 m k g / k m o l 1 0 5 . 9 9 8 71 0 6 . 1 60 1 1 . 1 30 . 0 1 1 5 m 4、 精馏段平均摩尔质量 k g / k m o l 9 5 . 7 0 1 42/9 9 . 1 5 0 69 2 . 2 5 2 1MV m 1 ）（k g/ k m 9 6 . 9 4 8 62/1 0 1 . 5 2 1 79 2 . 3 7 5 5M ）（ 5、提 馏段平均摩尔质量 k g / k m o l 1 0 2 . 5 7 4 5 52/1 0 5 . 9 9 8 59 9 . 1 5 0 6MV m 2 ）（k g/ k m 1 0 3 . 7 6 0 22/1 0 5 . 9 9 8 71 0 1 . 5 2 1 7M L m 2 ）（ （四）、 平均密度计算 1、 气相平均密度计算 由理想气体状态方程计算，即 甲苯 10 3m 1m 1 k g / m 3 . 2 5 0 82 7 3 . 1 51 1 8 . 3 0 18 . 3 1 4 9 5 . 7 0 1 41 1 0 . 5 5P ）（3m 2m 2 k g / m 3 . 7 0 2 32 7 3 . 1 51 3 1 . 48 . 3 1 4 1 0 2 . 5 7 4 5 51 2 1 . 4P ）（2、 液相平均密度计算 由于已查得 液相甲苯、乙苯在某些温度下的密度（如表 3），将其以 T 为 x 轴、 为 y 轴 分别 绘制出 甲苯、乙苯的 温度 如图 3）。 故甲苯、乙苯纯组分在本设计所涉及的温度范 围内的密度可用下式求得： 甲苯 A= 乙苯 B= 而 液相平均密度 用 计算 （ 式中 a 表示质量分数）。 表 3 图 3 液相甲苯、乙苯在某些温度下的密度 温度 T/ 60 70 80 90 100 kg/ 苯 10 苯 度 T/ 110 120 130 140 150 kg/ 苯 70 苯 甲苯 11 、 塔顶液相平均密度的计算 由 得： kg/ kg/ 8 . 5 6 1 k g / 7 8 4 . 3 6 3 50 . 0 17 7 8 . 5 0 2 80 . 9 91 、 进料板液相平均密度的计算 由 得： kg/ kg/料板液相的质量分率 kg/m 767 . 951 6 770 . 049 60. 7763 . 100 50. 31 3 、 塔 底 液相平均密度的计算 由 得： kg/ 甲苯 12 kg/g / m 7 5 9 . 3 4 7 5 9 . 4 1 8 40 . 9 97 5 1 . 6 6 0 90 . 0 11 、 精馏段液相平均密度 2=（ =kg/、 精馏段液相平均密度 2=（ =kg/五）、 液体平均表面张力计算 由于已查得 液相甲苯、乙苯在某些温度下的表面张力（如表 4），将其以 T 为 x 轴、 为 y 轴 分别 绘制出 甲苯、乙苯的 温度 （如图 4）。 故甲苯、乙苯纯组分在本设计所涉及的温度范围内的表面张力可用下式求得： 甲苯 A=苯 B= 而 液相平均表面张力 用 i 计算 表 4 甲苯、乙苯在某些温度下的表面张力（） 温度 T 60 70 80 90 100 表面张力(mN/m) 甲苯 苯 度 T 110 120 130 140 150 表面张力 (mN/m) 甲苯 苯 甲苯 13 图 4 1、 塔顶液相平均表面张力的计算 由 得： mN/m mN/m ( m 2、 进料板液相平均表面张力的计算 由 得： mN/m mN/m 1 mN/m 3、 塔 底 液相平均表面张力的计算 由 得： mN/m mN/m 甲苯 14 ( mN/m 4、 精馏段液相平均表面张力 2=（ 2=m 5、提 馏段液相平均表面张力 2=（ 2=mN/m （六）、 液体平均粘度计算 表 5 甲苯、乙苯在某些温度下的粘度（ ） 温度 T/ 60 70 80 90 100 粘度（ s） 甲苯 苯 度 T/ 110 120 130 140 150 粘度（ s） 甲苯 苯 5 甲苯 15 已查得 液相 甲苯、乙苯在某些温度下的粘度（如表 5），将其以T 为 x 轴 为 y 轴 分别 绘制出 甲苯、乙苯的 温度 （如图5）。 故甲苯、乙苯纯组分在本设计所涉及的温度范围内的粘度可用下式算得：甲苯 ： =10苯 ： =10 液相平均粘度 用 m= 1、 塔顶液相平均粘度的计算 由 得 ： 10 s 10 s m= (解出 s 2、 进料板液相平均粘度的计算 甲苯 16 由 得 ： 10 s 10 s m= (解出 s 3、 塔 底 液相平均粘度的计算 由 得 ： 10 s 10 s m= (解出 s 4、 精馏段液相平均粘度 2=s 5、提 馏段液相平均粘度 2=s 四、精馏塔的气、液相负荷计算 （一）、精馏段气、液相负荷计算 汽相摩尔流率： V=(R+1) D=() h 甲苯 17 汽相体积流量： /0 . 6 7 0 83 . 2 5 0 83 6 0 09 5 . 7 0 1 48 2 . 0 3 0 73 6 0 0V m 1 汽相体积流量： /2 4 1 4 9 53 6 0 0 液相回流摩尔流率： L=R D=h 液相体积流量： /0 . 0 0 2 4 47 7 3 . 2 5 6 33600 9 6 . 9 4 8 67 0 . 0 0 1 23600 L m 1L m 1 液相体积流量： /8 6 5 0 0L 3（二）、提馏段气、液相负荷计算 汽相摩尔流率： k m h 8 0 . 0 3 0 71 汽相体积流量 /0 . 6 1 5 2 . 5 7 4 5 58 0 . 0 3 0 73600 3222 汽相体积流量 /2 2 1 7 0 93 6 0 0 V 3率： k mo l / h 1 0 6 . 9 3 9 13 6 . 9 3 7 917 0 . 0 0 1 2 液相体积流量： / 3 . 6 4 5 836001 0 3 . 7 6 0 21 0 6 . 9 3 9 13600 3222 液相体积流量： /1 4 0 33 6 0 0 L 3馏塔的塔体工艺尺寸计算 （一）、塔径的计算 1、 精馏段塔径的计算 取板间距 板上清液层高度 液气动能参数 ： 0 . 0 5 6 13 . 2 5 0 87 7 3 . 2 5 6 30 . 6 7 0 80 . 0 0 2 4 4121V m 1L m 1 查 用关联图得 m / s 0. 088242018. 12410. 0902020 201 甲苯 18 最大允空塔气速： m / s 1 . 3 5 8 053 . 2 5 0 83 . 2 5 0 8 3 . 2 56 30 . 0 8 8 24m 1V m 1L m 11 取适宜空塔气速： 1=1=m/s 估算塔径 ： m 0. 948 10. 950 640. 7850. 670 80. 785VD ，按标 准塔径圆整后取塔径 D 1 m。 塔截面积为 12=、 提馏段塔径的计算 取板间距 板上清液层高度 液气动能参数 ： 0 . 0 9 4 2 13 . 7 0 2 37 6 3 . 6 4 5 80 . 6 1 5 90 . 0 0 4 0 4 查 用关联图得 m / s 0. 083982017. 45320. 08632020 202 最大允空塔气速： m / s 1 . 2 0 3 183 . 7 0 2 33 . 7 0 2 3 3 . 6 45 80 . 0 8 3 98m 2V m 2L m 22 取适宜空塔气速： 2=m/s 估算塔径 ： m 0. 965 20. 842 230. 7850. 615 90. 785VD ，为加工方便，圆整取 1，即上下塔段直径保持一致 . 塔截面积为 12= 6 板间距与塔径的关系 塔径 D/00 500 500 800 800 1600 1600 2400 甲苯 19 板间距HT/00， 250，300 250， 300，350 300， 350，400， 450， 500 400， 450，500， 550， 600 （二）、精馏塔有效高度的计算 精馏段有效高度： ( T=(15 m 提馏段有效高度： ( T=(16 m 在进料板上方开一人孔 HT，其高度为 0.5 m 故精馏塔的有效高度 Z = 5 m 六、塔板主要工艺尺寸的计算 (一 )、溢流装置计算 1、精馏段溢流装置计算 因塔径 D 1 m，可选用单溢流弓形降液管平直堰，采用凹形液盘。各项计算如下： 、堰长1 取 m 0 溢流堰高度 由 2 1 . 4 0 8 00 . 78 . 7 7 6 552 l； l，根据液流收缩系数图可查得液流收缩系数 对于平直堰，堰上液层高度 5 . 8m 0 . 0 1 5 80 . 78 . 7 7 6 51 . 0 3 10 . 0 0 2 8 4 8 4h 2/ 32/ 3 1 设计满足要求，板上清 液层高度 60故 4 弓形降液管宽度 甲苯 20 由 m 0 . 1 10 . 1 11 1 1DW 2m 0 . 0 7 0 6 50 . 7 8 50 . 0 9 0 9液体在降液管中停留时间： s 5 s 1 4 . 4 8 9 30 . 0 0 2 4 4 0 . 50 . 0 7 0 6 5L 故降液管设计合理。 、降液管底隙高度 降液管底隙的流速 m/s 则 m 0 4 8 60 70 2 4 4W1 l（m，满足要求） 降液管底隙高度设计合理。 选用凹形受液盘，深度取50 2、提馏段溢流装置计算 因塔径 D 1 m，可选用单溢流弓形降液管平直堰，采用凹形液盘。各项计算如下： 、堰长2 取 m WW 溢流堰高度 由 3 5 2 90 0 352 l； l，根据液流收缩系数图可查得液流收缩系数 对于平直堰，堰上液层高度 m 0 . 0 2 3 1 8 80 . 71 4 . 5 3 0 31 . 0 8 10 . 0 0 2 8 4 8 432/ 3 2 设计满足要求 ，板上清液层高度 60 甲苯 21 故 6 . 8 1 22 3 . 1 8 8 弓形降液管宽度 因2径 D 相同故 m， 体在降液管中停留时间： s 5 s 8 . 7 4 40 . 0 0 4 0 4 0 . 50 . 0 7 0 6 5L HA 故降液管设计合理。 、降液管底隙高度 降液管底隙的流速 m/s 则 m 0 8 8 60 70 4 0 4 l(满足要求） . 9 5 2m 0 . 0 0 7 9 5 20 . 0 2 8 8 6 0 3 6 8 1 2故降液管底隙高度设计合理。 选用凹形受液盘，深度取50 （二）、塔板布置 1、精馏段塔板布置 、塔板的分块 因 800塔板采用分块式。塔板分为 3块。 表 7 塔板分块数与塔径的关系 塔径 D/00 1200 1400 1600 1800 2000 2200 2400 塔板分块数 3 4 5 6 、破沫区 (安定区 )宽度、无效边缘区确定 取破沫区宽度：m ；取无效边缘区： m。 、开孔区面积计算 甲苯 22 开孔区面积 a r c s 22a 计算 其中 (= m D/2m 故 2222a1 m 0 . 5 3 5 30 . 4 50 . 3 3a r c s i 4 51803 . 1 4 1 60 . 3 3 4 50 . 3 32A 、筛孔计算及其排列 本设计所处理的物系无腐蚀性，可选用 3 般的厚度为 3 4钢板，取筛孔直径 5 业生产中孔径一般在3 10间， 4 5 多），筛孔按正三角形排列，取孔中心距 33 5 15常采用 5 倍孔直径的中心距） 。 筛孔数目： （个） 27550 . 5 3 5 31510115810115823213 1 0 . 0 7 7 8 %1 0 0 7 7 ( 907.0/ 9 0 72011 ）（开孔率一般在 5 15%之间 ,满足要求） 每层塔板开孔面积： 2111 m 0 5 3 9 5 3 5 30 7 7 m / s 4 3 3 0 5 3 9 5/0 . 6 7 0 8/111 提馏段塔板布置 、塔板的分块 因 800塔板采用分块式。塔板分为 3块。 、破沫区 (安定区 )宽度、无效边缘区确定 取破沫区宽度：m 取无效边缘区： m 甲苯 23 、开孔区面积计算 开孔区面积 、筛孔计算及其排列 同样选用 3 钢板，筛孔直径 5 正三角形排列，孔中心距 t 为 t2=33 5 15 筛孔数目： n2=755个 开孔率为： 2 （满足要求） 每层塔板开孔面积： 2222 m 0 5 3 9 5 3 5 30 7 7 m / s 1 1 . 4 1 6 1 30 . 0 5 3 9 5/0 . 6 1 5 9/222 单流型塔板某些参数推荐值 塔径D/ 截 面积 AT/ T）/% 弓形降液管 降液管面积Ad/长lW/宽bD/00 29 ，581， 640 100 125 160 000 50 714 800 120 150 200 200 94 876 960 150 290 240 甲苯 24 七 、 筛板 的流体力学验算 (一 ) 、塔板压降 1、精馏段的塔板压降 、干板阻力 干板阻力 1010111 计算 5