年处理8万吨苯-甲苯的精馏装置设计书

1 年处理 8 万吨苯 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 1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 2 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 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 1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 R=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 3 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 础物性数据 表 1 苯、甲苯的粘度 温度 0 20 40 60 80 100 120 苯 苯 1 苯、甲苯的密度 温度 0 20 40 60 80 100 120 苯 3/kg m 苯 3/kg m 1 苯、甲苯的表面张力 温度 0 20 40 60 80 100 120 苯 /mN m 苯 /mN m 1 苯、甲苯的摩尔定比热容 温度 0 50 100 150 苯 / ( )kJ k 苯 / ( )kJ k 1 苯、甲苯的汽化潜热 温度 20 40 60 80 100 120 苯 /kJ 苯 /kJ 4 2、 物料衡算 的物料衡算 （ 1） 塔物料摩尔分率的计算： 苯的摩尔质量： /kg M=kg 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： 0 . 4 9 1 7 8 . 1 1 ( 1 0 . 4 9 1 ) 9 2 . 1 3 8 5 . 2 4 6 /M k g k m o l F 原料液摩尔流量： 80000000 1 3 0 . 3 4 1 /3 0 0 2 4 8 5 . 2 4 6F k m o l h（ 3） 物料衡算 总物料衡算： 即 1 3 0 1 （ 1） 苯的物料衡算： 即 0 . 9 9 2 0 . 0 2 4 1 3 0 . 3 4 1 0 . 4 9 1 （ 2） 由方程（ 1）（ 2）解得： D=h W=h 衡线方程的确定 由文献 1中苯与甲苯的汽 01021 表 1苯 甲苯 （ 平衡数据 苯摩尔分数 温度 苯摩尔分数 温度 液相 气相 液相 气相 0 . 9 9 / 7 8 . 1 1 0 . 9 9 2/ (1 ) / 0 . 9 9 / 7 8 . 1 1 0 . 0 1 / 9 2 . 1 3d A d x M x M / 0 . 4 5 / 7 8 . 1 1 0 . 4 9 1/ ( 1 ) / 0 . 4 5 / 7 8 . 1 1 0 . 5 5 / 9 2 . 1 3f A f x M / 0 . 0 2 / 7 8 . 1 1 0024/ (1 ) / 0 . 0 2 / 7 8 . 1 1 0 . 9 8 / 9 2 . 1 3w A w x M x M 5 =yy )= 同理可算出其它的 从而推出 47.2m所以平衡线方程(1 因为泡点进料 q=1，所以有： m i 0 . 9 9 2 2 . 4 7 0 . 4 9 10 . 9 9 2 1 . 3 51 ( 1 ) 1 0 . 4 9 1 1 . 4 7 0 . 4 9 1 取操作回流比 m 精馏塔的气液相负荷 hk m o 6 4 78 8 hk m o 1( 因为泡点进料 q=1，所以有： hk m o 9 8 73 4 06 4 7 hk m 作线方程 精馏段操作线方程为： y 0 0 8 nw 3 4 5 6 7 89 106 逐板法算理论板数 ( 9 5 8 (9 8 同理可算出如下值： 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 6 块（已扣除再沸器），其中精馏段 8 块，提馏段 8 块（已扣除再沸器），第 9 块为加料板。 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 8 0 . 2 1 1 0 . 6 9 5 . 42 查取化工工艺设计手册得知， 苯和甲苯的黏度为 0 7A，0 5B 。 故在全塔平均温度下平均黏度： 7 12 0 . 2 6 7 0 . 2 7 12 0 . 2 7 5m 又已知 m=公式 0 . 2 4 50 . 4 9 ( ) 可得： 全塔效率 5 4 精馏段实际板层数 块圆整取精 N 提馏段实际板层数 块圆整取精 N 所以总实际塔板数 30N N N 提精 块3、精馏塔的工艺条件及有关物性数据的计算 料温度的计算 依式 L ） 查苯 甲苯的气液平衡数据，由内差法求得 进料温度 7 9 FF 同理可求得：塔顶温度 t 塔底温度 t 精馏段平均温度： 提馏段平均温度： 12 ) 作压强 塔顶压强 =4+每层塔板压降 P=进料板压强： =50 底压强：026.3 精馏段平均操作压力：1 ( 1 0 5 . 3 1 1 5 . 8 ) 1 1 0 . 5 5 k P 提馏段平均操作压力：2 ( 1 1 5 . 8 1 2 6 . 3 ) 1 2 1 . 0 5 k P 均摩尔质量的计算 塔顶： xD=8 0 . 9 9 2 7 8 . 1 1 ( 1 0 . 9 9 2 ) 9 2 . 1 3 7 8 . 2 2 k g / m o 9 8 0 7 8 . 1 1 ( 1 0 . 9 8 0 ) 9 2 . 1 3 7 8 . 3 9 k g / m o 进料板： . 6 6 9 7 8 . 1 1 ( 1 0 . 6 6 9 ) 9 2 . 1 3 8 2 . 7 5 k g / m o 4 8 4 7 8 . 1 1 ( 1 0 . 4 8 4 ) 9 2 . 1 3 8 5 . 3 4 k g / m o 塔釜： . 0 3 2 8 7 8 . 1 1 ( 1 0 . 0 3 2 8 ) 9 2 . 1 3 9 1 . 6 7 k g / m o 0 1 3 5 7 8 . 1 1 ( 1 0 . 0 1 3 5 ) 9 2 . 1 3 9 1 . 9 4 k g / m o 精馏段平均摩尔质量：1 7 8 . 2 2 8 2 . 7 5 8 0 . 3 9 g / m o 1 7 8 . 3 9 8 5 . 3 48 1 . 8 7 k g / m o 提馏段平均摩尔质量：2 9 1 . 6 7 8 2 . 7 5 8 7 . 2 1 k g / m o 2 9 1 . 9 4 8 5 . 3 4 8 8 . 6 4 k g / m o 均密度计算 (1) 气相平均密度算 理想气体状态方程计算，即 精馏段气相密度： 3111 / 提留段气相密度： 32222 / (2) 液相平均密度算 由式 i A L B 求相应的液相密度。 塔顶 ： t 查 得 苯 和 甲 苯 的 密 度 分 别 为 3/ 3/ 当 时 ,用内差法求得下列数据 0 . 9 9 2 7 8 . 1 1 0 . 9 9 10 . 9 9 2 7 8 . 1 1 1 0 . 9 9 2 9 2 . 1 3 9 30 . 9 9 1 1 0 . 9 9 11 / ( ) 8 1 4 . 8 8 /8 1 4 . 9 1 8 1 1 . 2 7L D m k g m 进料： t 查 得 苯 和 甲 苯 的 密 度 分 别 为 3/ 3/ 当 用内差法求得下列数据 0 . 4 8 1 7 8 . 1 1 0 . 4 4 00 . 4 8 1 7 8 . 1 1 1 0 . 4 8 1 9 2 . 1 3 30 . 4 4 0 1 0 . 4 4 01 / ( ) 7 9 9 . 9 9 /8 0 1 . 2 5 7 9 9 . 0 1L F m k g m 塔底： 1 0 9 查 得 苯 和 甲 苯 的 密 度 分 别 为337 8 1 . 4 8 / 7 8 1 . 3 6 /g m k g m 当 1 0 9 用内差法求得下 列数据 精馏段平均密度： 31 8 1 4 . 8 8 7 9 9 . 9 9 8 0 7 . 4 4 k g / m L F 提馏段平均密度： 32 7 8 1 . 3 6 7 9 9 . 9 9 7 9 0 . 6 8 k g / m L F 体平均表面张力计算 液体表面张力 由 查手册得 - 1 - 12 0 . 8 2 m N m , 2 1 . 0 1 m N L B 9 9 2 2 1 . 2 1 (1 0 . 9 9 2 ) 2 1 . 6 4 2 1 . 2 1 m N m 由 t 查手册得 .0 mN/m 0.2 mN/m F L mmN/m 由 1 0 8 查手册得 - 1 - 11 7 . 4 9 m N m , 1 8 . 2 5 m N L B 10 0 1 3 5 1 7 . 4 9 (1 0 . 0 1 3 5 ) 1 8 . 2 5 1 8 . 2 4 m N m 精馏段平均表面张力： 1 . 2 1 1 8 . 2 4 1 9 . 6 6 m N 提馏段平均表面张力 ： 8 . 2 4 2 0 . 1 1 9 . 1 7 m N 体平均黏度计算 塔顶液相平均的黏度的计算 由 查表得： 3 0 7 m P a s 0 . 3 1 0 m P a 0 . 9 9 2 0 . 3 0 7 0 . 0 0 8 0 . 3 1 0L D mL g L g L g 0 . 3 0 7 m m P a s 进料板液相平均黏度的计算 由 查表得： A = B =同理可 得 0 . 2 8 1 m m P a s塔底液相平均的黏度的计算 由 查表得： 0 . 2 3 6 . 0 . 2 4 7 a s m P a s 同理可得 0 . 2 4 7 m m P a s 所以液相平均密度 4、 精馏塔工艺尺寸的计算 径的计算 精馏段气液相体积流率为 精馏段 311111 9 0 . 5 2 9 8 0 . 3 9 1 . 4 3 1 m 0 0 3 6 0 0 2 . 9 7 3 311 7 . 6 4 8 8 1 . 8 7L 0 . 0 0 3 6 0 m 0 0 3 6 0 0 8 0 7 . 4 4 提馏段 312221 9 0 . 5 2 9 8 7 . 5 3 1 . 3 6 5 m 0 0 3 6 0 0 3 . 3 9 4 312 7 . 6 4 8 8 8 . 6 4L 0 . 0 0 3 9 4 m 0 0 3 6 0 0 7 9 0 . 6 8 ( 0 . 3 0 7 0 . 2 8 1 0 . 2 4 7 ) 0 . 2 7 9 m P a s 11 （ 1） 精馏 段塔径计算，由 m a x （由式 0 )20 ） 2008 页图 5图的横坐标为 1122, 0 . 0 0 3 6 0 8 0 7 . 4 4( ) ( ) 0 . 0 4 1 51 . 4 3 1 2 . 9 7 3h 选板间距 取板上液层高度 故 0 . 4 5 0 . 0 6 0 . 3 9h m 以,到20 0 . 2 0 . 220 1 9 . 6 6( ) 0 . 0 8 5 ( ) 0 . 0 8 4 72 0 2 0 a x 8 0 7 . 4 4 2 . 9 7 30 . 0 8 4 7 1 . 3 9 3 m 9 7 3u 取安全系数为 则空塔速度 a 7 0 0 . 7 0 1 . 3 9 3 0 . 9 7 5 m 塔径 4 4 1 . 4 3 1 1 . 3 6 7 1 4 1 6 0 . 9 7 5 按标准塔径圆整为 （ 2） 提馏段塔径计算 0 . 220C ( )20式 中 由 计 算 其中的 20C 查图，图的横坐标为 221122,0 . 0 0 3 9 4 7 9 0 . 6 8( ) ( ) 0 . 0 4 4 11 . 3 6 5 3 . 3 9 4h 取板间距 上液层高度 0 . 4 5 0 . 0 6 0 . 3 9h m 查图 5到20 0 . 2 0 . 220 1 9 . 1 7( ) 0 . 0 8 5 ( ) 0 . 0 8 4 32 0 2 0 a x 7 9 0 . 6 8 3 . 3 9 40 . 0 8 4 3 1 . 2 8 4 m 3 9 4u 取安全系数为 则空塔速度为 12 a 7 0 0 . 7 0 1 . 2 8 4 0 . 8 9 9 m 塔径 4 4 1 . 3 6 5 1 . 3 9 0 1 4 1 6 0 . 8 9 9 按标准塔径圆整为 根据上述精馏段和提馏段塔径的计算，可知全塔塔径为 塔截面积为 2 2 21 . 4 1 . 5 3 9 以下的计算将以精馏段为例进行计算： 实际空塔气速为 馏塔有效高度的计算 精馏段有效高度为 H 1 5 1 0 . 4 5 6 . 3 精 精（ ） （ ）提馏段有效高度为 H 1 5 1 0 . 4 5 6 . 3 提 提（ ） （ ）在进料板上方开一人孔 ，其高度为 故精馏塔的有效高度为 Z Z Z 0 . 8 6 . 3 6 . 3 0 . 8 1 3 . 4 m 提精 5、 塔板主要工艺尺寸的计算 流装置计算 因塔径 D=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 . 6 6 1 . 4 0 . 9 2 4 m （ 2） 溢流堰堰高 hw 查 1 101图得，取 E= 2233 33 3 6 0 0 0 . 0 0 3 6 02 . 8 4 1 0 ( ) 2 . 8 4 1 0 1 ( ) 0 . 0 1 6 50 . 9 2 4 ,1 4 3 1 0 . 9 3 0 m 5 3 9 13 取板上清液层高度 60故 0 . 0 6 0 . 0 1 6 5 0 . 0 4 3 5 O Wh h h （ 3） 降液管的宽度 图得 故 0 . 1 2 4 0 . 1 2 4 1 . 4 0 . 1 7 3 6 0 . 0 7 2 2 0 . 0 7 2 2 1 . 5 3 9 0 . 1 1 1 1 计算液体在降液管中停留时间 1113600 3 6 0 0 0 . 1 1 1 1 0 . 4 5 1 3 . 8 9 5 0 0 3 6 0 3 6 0 0f T f A H 故降液管设计合理。 （ 4） 降液管底隙高度 液体通过降液管底隙的流速0u为 s 依式 1 56 计算降液管底隙高度： 0 0 3 6 0 3 6 0 0 0 . 0 3 5 4 9 2 4 0 . 1 1 3 6 0 0 1 0 1 0 . 0 4 3 5 0 . 0 3 5 4 0 . 0 0 8 1 m 0 . 0 0 6 故降液管底 隙高度设计合理 选用凹形受液盘，深度 0 6、 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 800 ，故塔板采用分块式。由文献（一）查表 5，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 08.0根据 大小 ，取 （ 3） 开孔区面积计算 14 2 2 2 12 ( s i n )180a xA x r x r r 其中 ： 1 . 4 ( 0 . 1 7 3 6 0 . 0 8 0 ) 0 . 4 6 2 4 4 0 . 0 6 0 0 . 6 4 0 故 22 2 1 23 . 1 4 0 . 6 4 0 0 . 4 6 2 42 0 . 4 6 2 4 0 . 6 4 0 0 . 4 6 2 4 s i n ( ) 1 . 0 7 0 0 . 6 4 0 （ 4） 浮阀数计算及其排列 由于本设计用的是 重阀，且目标分离物为苯 以取 10来粗算阀孔数目；对于 ,由 F0=0可求阀孔气速 u ， 即 每层塔板上浮阀个数为 s 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 7 5 6 5t m m t m m、 的等腰三角形叉排方式排列，则设计条件下的阀孔气速为 阀孔动能因 数为 0 0 5 . 7 6 0 3 . 3 9 4 1 0 . 6 1 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 0 . 0 3 9/ ( ) 1 9 3 ( ) 0 . 1 5 01 . 4T N D 此开孔率在 5%15%范围内，符合要求。所以这样开孔是合理的。 2201 . 4 3 1 4 5 . 7 6 0 /1 9 5 ( 0 . 0 3 9 )4m 0 15 7、 塔板流体力学验算 算气相通过浮阀塔板的静压头降c lh h h h 计算。 (1)可计算临界阀孔气速 0 ，可用 算干板静压头降，即 mh c 0 3 3 (2)计算塔板上含气液层静压头降取充气系数 ，已知板上液层高度 ,h 所以依式Ll mh l (3)计算液体表面张力所造成的静压头降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 6 3 3 换算成单板压降 K p 0 90 6 3 (设计允许值 ) 液管中清夜层高度(1)计算气相通过一层塔板的静压头降6 前已计算 2)计算溢流堰（外堰）高度3)液体通过降 液管的静压头降以可用式 式中 3 5 0 3 6 dh m (4)塔板上液面落差 h 由于浮阀塔板上液面落差 h 很小，所以可忽略。 (5)堰上液流高度 样 1 6 6 1 8 3 为了防止液泛，按式： )( ，取校正系数 ，H , 4 3 从而可知 4 1 1 6 ，符合防止液泛的要求。 (6) 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 35 s,才能使得液体所 夹带气体释出。本设计 0 . 1 1 1 1 0 . 4 5 1 3 . 9 0 0 0 3 6 0 5 s 可见，所夹带气体可以释出。 算雾沫夹带量1） 雾沫夹带量0%的合理范围内，是通过计算泛点率17 的。泛点率的计算时间可用式： %和 %塔板上液体流程长度 5 3 塔板上液流面积 苯和甲苯混合液可按正常物系处理，取物性系数 K 值， K=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 % 3 6 F 及 % 0 03 1 99 7 F 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 干气）（液） / k g (1.0 的要求。 （ 2） 严重漏液校核 当阀孔的动能因数0 时将会发生严重漏液，前面已计算0 ，可见不会发生严重漏液。 8、 精馏段 塔板负荷性能图 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干气）（液） / k g (1.0 所对应的泛点率 1F (亦为上限值 ),利用式 %和 %便可作出此线。由于塔径较大，所以取泛点率1 80F ，依上式有 18 V 整理后得 0 . 0 6 1 1 1 . 4 3 2 0 . 1 3 4即 2 . 1 9 3 2 3 . 4 4 即为负荷性能图中的线 (1) 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 . 1 9 3 2 3 . 4 4算出相应的用两点确定一条直线，便可在负荷性能图中得到雾沫夹带的上限线。 液线 对于 重阀，当动能因数 5 时