苯-甲苯的混合物.doc

1设计任务及操作条件1.1工艺条件及数据（1）原料液含苯42（质量分率，下同）；（2）馏出液含苯98，残液含甲苯97；（3）泡点进料；（4）料液可视为理想溶液；（5）生产能力：13000t/year 年开工7200小时。（6）塔板类型：浮阀塔板1.2操作条件（1）常压操作；（2）回流液温度为塔顶蒸汽的露点；（3）塔顶压力 4kPa（表压）；（4）单板压降 0.7kPa；（5）间接蒸汽加热，加热蒸汽压力为5kgf/cm2（绝压）；（6）冷却水进口温度300C，出口温度450C；（7）设备热损失为加热蒸汽供热量的5。2厂址厂址为长沙地区。3设计方案的确定本设计任务为分离苯-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，其余部分经产品冷却器后送至储罐。该物系属易分离物系，最小回流比较小，故操作比取最小回流比的2倍。塔釜采用间接蒸气加热，塔底产品经冷却后送至储罐。 表1 苯-甲苯汽液平衡苯，%（重量）温度液体中气体中0.00.0110.68.821.2106.120.037.0102.230.050.098.639.761.895.248.971.092.159.278.989.470.085.386.880.391.484.490.395.782.395.097.981.2100.0100.080.2 4主要工艺计算 4.1精馏塔的物料衡算（1）原料液及塔顶、塔底产品的摩尔分数 苯的摩尔质量 Ma=78.11kg/kmol 甲苯的摩尔质量 Mb=92.13kg/kmol XF=0.461XD= =0.983XW= =0.035 图1精馏塔工艺流程图(2)原料液及塔顶、塔底产品的平均摩尔质量MF=0.46178.11+（1-0.461）92.13=85.67kg/kmolMD=0.98378.11+（1-0.983）92.13=78.35kg/kmolMW=0.03578.11+（1-0.035）92.13=91.64kg/kmol(3)物料衡算原料处理量 F=21.08kmol/h总物料衡算 21.08=D+W苯物料衡算21.080.461=0.983D+0.035W联立解得:D=9.47kmol/h W=11.61kmol/h 表2物料衡算表进料出料项目数量（kmol/h）项目数量（kmol/h）进料F合计21.0821.08产品D塔底出量W合计9.4711.6121.08 4.2塔板数的确定(1)理论板层数NT的求取 苯-甲苯属理想物系，可采用图解法求理论板层数由手册查得苯-甲苯物系的气液平衡数据，绘出x-y图 见图2求最小回流比及操作回流比 图2图解法求理论塔数示意图采用作图法求最小回流比。在图二的对角线上，自点e（0.461，0.461）处作垂线ef即为进料线（q线），该线与平衡线的交点坐标为yq=0.682 xq=0.461故最小回流比为 Rmin=1.36取操作回流比为 R=2Rmin=2.72求精馏塔的气、液相负荷 L=RD=2.729.47=25.76kmol/h V=（R+1）D=（2.72+1）9.47=35.23kmol/h L=L+F=25.76+21.06=46.84kmol/h V=V=35.23kmol/h求操作线方程 精馏段操作线方程为 y=+xD=+=0.731x+0.264 提馏段操作线方程为y=-=1.33x-0.0115图解法求理论塔板数 采用图解法求理论板层数,如图2所示,求解结果为总理论板层数 NT=12.5进料板位置 NF=7(2)实际板层数的求取 操作压力的计算塔顶操作压力:PD=101.325+4=105.325KPa每层塔板压降:PF=0.7KPa进料板压力:PF=105.3+0.712=113.7KPa精馏段平均压力:Pm=0.5(105.3+113.7)=109.5KPa操作温度计算由泡点方程通过试差法计算出泡点温度，其中苯、甲苯的饱和蒸汽压由Antoine方程计算，计算所得数据列入表3 表3试差法求塔顶温度和进料板温度数据表t（）Pa（kPa）Pb（kPa）xt（）Pa（kPa）Pa（kPa）x80100.896438.823071.07094291139.932855.999240.58737881104.043940.182241.01966992143.991757.82130.55098681.7106.292541.156280.98476293148.141259.690410.51564981.75106.454641.226570.98229994152.382861.607440.48132681.73106.389841.198440.98328494.60154.972662.781020.46120381.8106.616941.296960.9798494.61155.01662.800720.4608782107.267841.57950.97004394.62155.059562.820440.46053883110.569443.015620.92199794.7155.407562.978330.45788284113.9544.491390.87546695156.717963.573250.44797885117.410846.00760.83038996161.147765.588730.41556886120.953147.565030.78670897165.673767.654760.38406187124.578249.164510.74436898170.297269.772230.35342288128.287450.806840.70331499175.019671.942060.3236289132.08252.492850.663497100179.842374.165140.29462290135.963454.223370.624867塔顶温度: 平衡数据可查得:XD=0.983时,tD=81.73进料板温度:从平衡数据可查得:XF=0.461时, tF=94.6精馏段平均温度：tm=（81.73+94.6）/2=88.16平均摩尔质量计算 塔顶平均摩尔质量计算 xD=y1=0.983,查平衡曲线得到： x1=0.9398气相 MVDM=0.98378.11+(1-0.983)92.13=78.35/kmol液相 MLDM=0.94078.11+（1-0.940）92.13=78.95/kmol 进料板平均摩尔质量计算由气液平衡相图可知:yF=0.633时，xF=0.416 气相 MVFM=0.63378.11+(1-0.633)92.13=83.26/kmol液相 MLFM=0.41678.11+(1-0.416)92.13=86.30/kmol精馏段平均摩尔质量气相 MVM= (78.35+83.26)/2=80.81/kmol液相 MLM= (78.95+86.30)/2=82.63/kmol平均密度的计算气相平均密度V=2.95kg/m3液相平均密度LM=塔顶:因为 T塔顶=81.73，查表A=813.2/m3， B=808.3/m3代入上式LDM=813.1/m3进料板: 因为x进料板=0.416，由手册查得：T进料板=94.6时 A=798.5/m3，B=801.8/m3 进料板液相的质量分率 aA=0.377LFm=800.6/m3精馏段液相平均密度：L= (LDM+LFM)/2= (813.1+800.6)/2=806.85/m3表面张力的计算由公式m=分别进行计算塔顶由Td=81.73查手册得：A =21.4mNm-1 B=21.7mNm-1 m顶=0.98321.4+0.0721.7=21.41mN/m进料板由TF=94.6 ，查手册得：A =19.7 mNm-1 B=20.9 mNm-1m进=0.41619.7+0.58420.9=20.40 mN/m精馏段液相平均表面张力为：m精=20.91mN/m液体平均粘度的计算液体平均粘度的计算公式lgLm塔顶由tp=81.73,查手册得A=0.310mPas ； B=0.315mPaslgLDm0.983lg(0.310)+(10.983)lg(0.315)得 LDm0.310 mPas进料板T进料板=94.6,查手册得A=0.264mPas ； B=0.289mPas得 LFm0.278 mPas精馏段液体平均粘度LDM =0.5(0.3100.278)0.294 mPas已知平均温度和黏度,对于理想物系在tm=88.16时，=2.47,且LDM0.294 mPas全塔效率可用Oconnell法算出:ET=0.49(2.470.294)-0.245=52.9%实际板NP=25块精馏段NP=12块 提馏段NP=13块4.3精馏塔的塔体工艺尺寸计算VS=0.293m3/sLS=0.000733 m3/s可得：Lh=Ls3600=2.6388m3/hVh=Vs3600=1054.8 m3/h（1）塔径的计算()1/2= ()1/2=0.0414取HT=0.35m,取板上清液hL=0.06m,则HT-hL=0.29m查史密斯关联图得：C20=0.063C=C20()0.2=0.063()0.2=0.0636umax=C=0.0636=1.05m/s取安全系数为0.7u=0.7umax=0.735m/sD=0.671m取D=0.7mAT=D2=0.7850.490.3847m2实际空塔气速u=0.761m/s（2）精馏塔高度的计算式中 H塔高， mn实际塔板数25块nF进料板数，3块HF进料孔处板间距，0.8mnP手孔数,5HB塔底空间高1.4mHP开设手孔处板间距，0.4mHD塔顶空间高，取1.3mHT板间距0.35mH1封头高度和塔顶蒸汽出口管高度，0.45mH2裙座高度，4.4m求得：H=17.55m4.4塔板的主要工艺尺寸计算（1）溢流装置的计算因塔径D0.7m,可选用单溢流弓形降液管，釆用凹形受液盘。各项计算如下： 堰长lW取lW0.66DlW0.66D0.660.70.462m 溢流堰高度hW由hWhL-hOW选用平直堰，堰上液层高度hOW由式计算，即how=E()2/3取E=1how=()2/3=0.00907m取板上清液高度hL=0.06mhW=hL-how=0.06-0.00907=0.051m弓形降液管宽度Wd与降液管面积Af由lW/D=0.66,查弓形降液管的宽度与面积图得：Wd/D=0.124 Af/AT=0.0722Wd=0.124D=0.1240.7=0.0868mAf=0.0722D2=0.0722AT=0.0278液体在降液管中的停留时间t=13.27s5s经检验，降液管设计符合要求。降液管底隙高度h0取降液管底的流速为 =0.08m/s,根据h0=LS/(lw)计算得：h0=0.0198mhw-h0=0.051-0.0198=0.03121m0.006m故降液管底隙高度设计合理，符合要求。4.5热量衡算4.5.1塔顶冷凝器的热量衡算对塔顶冷凝器进行热量衡算以确定冷却水的用量。4.5.1.1热量衡算式如图所示，根据热量衡算式，有： QVQWQLQD 图3塔顶冷凝器热量衡算示意图式中 QV塔顶蒸气带入系统的热量； QL回流液带出系统的热量； QD馏出液带出系统的热量； QW冷凝水带出系统的热量。4.5.1.2各股物流的温度与压力由塔顶蒸气组成 xD=0.983，通过气液平衡数据表，经插值可知塔顶蒸气温度为81.730C，改温度也为回流液和馏出液的温度。由给定条件知：塔顶的操作压强为 P101.34105.3kPa4.5.1.3基准态的选择以105.3kPa、81.730C的液态苯和甲苯为热量衡算的基准态，则：QLQD04.5.1.4 各股物流热量的计算查的苯与甲苯在正常沸点下的汽化焓分别为：VHm苯（Tb）=30.75J/mol VHm甲苯（Tb）=33.47J/mol正常沸点分别为： Tb苯353.3K Tb甲苯383.8K使用Watson公式计算苯和甲苯在81.730C的汽化焓：式中 对比温度； TC临界温度。查的苯和甲苯的临界温度分别为：TC苯562.1K TC甲苯593.9K对于苯： 对于甲苯： 由此可计算进入塔顶冷凝器蒸气的热量为：代入到热量衡算式中，可求得塔顶冷凝器带走的热量为：QW1084.9kJ/h4.5.1.5 冷却水的用量设冷却水的流量为qm，则：QWqmCp(t2t1)已知：t1300C t2450C以进出口水温的平均值为定性温度：查得水在37.50C时的比热容为： Cpm4.175kJ/(kg. 0C) 4.5.2 全塔的热量衡算确定再沸器的蒸汽用量。如图3所示，对精馏塔进行全塔的热量衡算。QFQWQDQLQWQV图4 全塔热量衡算示意图 4.5.2.1热量衡算式根据热量衡算式，可得：由设计条件知： QL5%QV0.05QV QF0.95QVQDQWQW式中 QF进料带入系统的热量； QV加热蒸汽带入系统的热量； QD馏出液带出系统的热量； QW釜残液带出系统的热量； QW冷却水带出系统的热量； QL热损失。4.5.2.2各股物流的温度由各股物流的组成，根据气液平衡数据表，可得各股物流的温度分别为：tF93.40C tD81.730C tW1100C4.5.2.3基准态的选择以105.3kPa、81.730C的液态苯和甲苯为热量衡算的基准态，且忽略压力的影响，则：QD=04.5.2.4各股物流热量的计算由于温度变化不大，采用平均温度：的比热容计算各股物流的热量。据： CpmabTcT2dT3查得：（苯） a=7.2733 b=770.541103 c=1648.18106 d1897.84109 （甲苯）a=1.80826 b=812.223103 c=-1512.67106 d1630.01109故苯的比热容为：甲苯的比热容为：由此可求得进料与釜残液的热量分别为： 将以上结果代入到热量衡算式中：0.95QV01084.9解得： QV15297.27（kJ/h）热损失为： QL0.05QV0.0515297.27764.86（kJ/h）4.5.2.5加热蒸汽的用量设加热蒸汽的用量为qm，则： QVqm.r已知蒸气的压力为5kgf/cm2（绝压），查得改压力下蒸汽的汽化热为 r2113kJ/kg由此可求得再沸器的加热蒸汽用量为：将以上数据列入下表：表4 热量衡算表 基准：1h输 入输 出项目数量 kJ项目数量 kJ进料馏出液0加热蒸汽15297.27釜残液冷却水1084.9热损失764.86总计59756.2259756.224.6塔板的分布塔的直径D=700mm,小于800mm,所以采用整板式 （1） 边缘区宽度确定取WS=0.065m,WC=0.035m （2）开孔区面积计算开孔区面积按下式计算，即Aa=2(X+Sin-1)其中 X=D/2-（Wd+Ws）=0.7/2-(0.0.0868+0.065)=0.198mR=D/2-WC=0.7/2-0.035=0.315m故 Aa=2(X+Sin-1)=2(0.198+ Sin-1)=0.159m2 图 5 塔板布置图4.6.2塔板布置及浮阀数目与排列取阀孔动能因子F0=10，用下式求孔速u0,即=5.482m/s依式求每层塔板上的浮阀数，即：40本设计所处理的物系无腐蚀性，可选用=3 mm碳钢板，取孔径d0=0.04m。依式求每层塔板上的浮阀数，浮阀排列方式釆用等边三角形叉排。取同一横排的孔心距t=0.075m=75mm，则由下式估算孔心距t，即t0.1037m塔的直径小于800mm,所以采用整板式.按t=0.075m ,t0.075m以等边三角形叉排方式作图，见图6排得阀孔数为44个。按N44重新核算孔速及阀孔动能因数：又由可得F09.106阀孔动能因数变化不大，仍在912范围内。塔板开孔率u/u0 =0.761/5.302100%=14.35%15%,符合要求。 图6浮阀塔板孔数排列4.7塔板的流体力学验算4.7.1 气相通过浮阀塔板的压强降气体通过塔板压降hp可根据下式计算：hp=hc+hl+h4.7.1.1 干板阻力hc干板阻力hc可由下式计算Hc=19.9其中 U0c =9.085m/s因为u0u0c，故按下式计算hchc=19.919.90.03302m4.7.1.2板上充气液层的阻力hl 本设备分离苯-甲苯混合物系，即液相为碳氢化合物，可取充气系数E00.5，依式计算：hlE0HL0.50.060.03m4.7.1.3液体表面张力所形成的阻力（此力很小，可忽略不计。）气体流经一层浮阀塔的压强降所相当的液注高度为：hp=hc+hl+h=0.033020.030.06302 m单板压降Pp=0.06302806.859.81=0.489916Pa0.7kPa,故满足要求。4.7.2淹塔为了防止淹塔现象的发生，要求控制降液管中清液层高度Hd(HT+hW)，Hd可由下式计算，即：HdhphL+hd 4.7.2.1 气体通过塔板的压强降所相当的液注高度hp前已算出: hp0.06302m4.7.2.2 液体通过降液管的压头损失因不设进口堰，故可由下式计算：0.000982 m4.7.2.3 板上液层高度前已选定板上液层高度为hL0.03m则Hd0.06302+0.000982+0.03=0.094002m取=0.5,又已选定HT0.35m，hw0.051 m则（HT+hW)0.5（0.350.051）0.2005m可见： Hd（HT+hW)，符合防止淹塔的要求。4.7.3雾沬夹带按下两式计算泛点率，即：泛点率（a）及 泛点率 (b)板上液体流径长度 ZLD2Wd 0.7-20.0868=0.5264m板上液流面积 Aa=AT-2Af=0.3847-0.02782=0.3291m2苯-甲苯可按正常系统按附表取物性系数K1.0，又由图查得泛点负荷系数CF0.120,将以上数值代入（a）式中，得：泛点率46.27%又按式（b）计算泛点率，得：泛点率49.29%为避免过量雾沬夹带，应控制泛点率不超过80%。根据上两泛点式计算出的两泛点率都在80%以下，故可知雾沬夹带量eV0.1kg(液)/kg(气)能够满足要求。4.8塔板负荷性能图4.8.1雾沬夹带线 依式（a）计算,即：泛点率（a）对于一定的物系及一定的塔板结构，式中 、Aa、K、CF及ZL均为已知值，相应的eV0.1的泛点率上限值亦可确定，将各已知值代入上式，便得按泛点率80%计算如下：0.8整理得 0.060577311VS0.715904LS0.0315936或 VS0.521511.818LS （1）由式（1）知雾沬夹带线为直线，则在操作范围内任取若干个LS值，依式（1）计算出相应的VS值列于本例附表中。表5 雾沬夹带线数据表LS，m3/s0.00010.000150.0030.0045VS, m3/s0.52030.51970.48600.46834.8.2 液泛线联立以下三式：hp=hc+hl+hHd=hp+hL+hdHd（HT+hW)得（HT+hW)hp+hL+hdhc+hl+h+hL+hd由上式确定液泛线。忽略式中的h项，将以下五式代入上式，Hc=hlE0HLhLhW+hOWhow=E()2/3得到：（HT+hW)+(1+E0)hWE()2/3因物系一定，塔板结构尺寸一定，则HT、hW、h、lw、 、E0、及等均为定值，而u0与Vs又有如下关系：式中阀孔数N与孔径亦为定值。因此，可将上式简化为与的如下关系式：a2 =b-c2 -d2/3即0.325832=0.15371828.42782 -1.116252/3 (2)或2=0.471725611.60052 -3.45872/3在操作范围内任取若干个值，依式（2）计算出相应的值列于以下附表中。 表6 液泛线数据表，m3/s0.00010.00150.0030.004，m3/s0.46420.41380.34930.29484.8.3液相负荷上限线液体的最大流量应保证在降液管中停留时间不低于35s。依式知：液体在降液管中停留时间 =3-5s求出上限液体值（常数），在图上，液相负荷上限线为与气体流量无关的竖直线。以=4s作为液体在降液管中停留时间的下限，则：（）max =0.0024325 m3/s (3)4.8.4 漏液线对于F1型重阀，依计算F0u0=5,则：u0=5/又知则得式中d0、N、均为已知值，故可由此求出气相负荷的下限值，据此作出与液体流量无关的水平漏液线。以F05作为规定气体最小负荷的标准，则：0.1609 m3/s (4)4.8.5 液相负荷下限线取堰上液层高度 how=E()2/3计算出的下限值，依此作出液相负荷下限线，该线为与气相流量无关的竖直线。0.006=E()2/3所以 Ls,min=0.0003924m3/s (5)根据附表和（3）、（4）、（5）可分别作出塔板负荷性能图上的（1）、（2）、（3）、（4）、（5）共五条线，见图6。 图7塔板负荷性能图由塔板负荷性能图可以看出：（1）在任务规定的气液负荷下的操作点P（设计点），处在适宜的操作区内的适中位置。（2）塔板的气相负荷上限由雾沬夹带线控制，操作下限由漏液控制。（3）按照固定的液气比，由图查出气相负荷上限Vs,max= 0.3840m3/s ,气相负荷下限Vs,min= 0.1027m3/s，所以：操作弹性3.744.9塔进出口管径的选择4.9.1 蒸汽管VS=，d为蒸汽管的直径， u为气体速度，常压下u取为15m/sd=0.158m=158mm4.9.2回流管通常，重力回流管内液流速度u取0.20.5m/s，强制回流（由泵输送）u取1.52.5m/s。因此，此取回流速度u=1.8m/s,LS=0.00054 m3/sd=0.0228m=22.8mm4.9.3 进料管u=2m/s，泡点时=800.56/m3Fs=0.000627d=0.01998m=20.00mm4.9.4 塔釜液出口tW=110时查表：苯=783/m3，甲笨=786/ m3LWm=785.5/m3WS=0.0003762m3/s取u=0.8m/sd=0.02448m=24.5mm管径的选择见下表：表7 塔进出口管径列表蒸汽管回流管塔釜液出口进料管254254203.5现在将结果总汇如下 表8计算结果总表项 目计算数据精馏段提馏段各段平均压强109.5略各段平均温度tm，88.16平均流量气相0.293液相0.000733实际塔板数N，块25板间距0.35板的高度Z，m17.55塔径D，m0.7空塔流速u，m/s0.735塔板液流形式单流型溢流装置溢流管形式弓形略堰长，m0.462堰高，m0.051溢流堰宽度，m0.0868管低与受液盘距离，m0.0198板上清液高度，m0.06孔径的d0，mm40孔间距t，mm0.075孔数n，个44略筛孔气速5.302塔板压降0.06302液体在降液管中的停留时间t，s13.27降液管内清液关高度0.0940雾沫夹带ev，kg液/kg气0.000975负荷上限雾沫夹带控制略负荷上限漏液线控制气相最大负荷0.3841气相最小荷0.1028操作弹性3.745 重要符号说明符号意义计量单位D生产量kmol/hF进料量kmol/hW塔底流量kmol/hL回流量kmol/hV塔顶蒸气流量kmol/hV0再沸器蒸气流量kmol/hRmin最小回流比活度系数MVDM气相摩尔质量/kmolMJDM液相摩尔质量/kmolP单板压降kPam表面张力mN/mLDM液相粘度mPasL全塔平均粘度mPasVS气相流速m3/sLS液相流速m3/sD塔板直径mu空塔气速m/sLW溢流堰长mhow堰高mWC边缘区宽度mWS安定区宽度mAa开孔区面积m2d0浮阀的直径m开孔率%HD塔顶空间高mHT塔板间距mHP开有人孔的塔板间距mn实际塔板数HF进料板高度mnP人孔HB塔底空间mH 塔高 m H1 封头高度 m nF 进料板数 H2裙座高度mhc干板阻力kPaeV液沫夹带线液/气LS,max液相负荷上限线m3/s符号意义计量单位LS,min液相负荷下限线m3/sVsmin气相负荷下限线m3/st孔间距m管底与受液盘距离m降液管内清液关高度m浮阀气速m/s板上清液高度m停留时间s溢流堰宽度mAf截面积m2密度/m3t排心距m6 参