苯-甲苯连续精馏塔设计1

1、设计任务书(一) 设计题目试设计一座苯甲苯连续精馏塔，要求年产纯度为 95% 的苯 2.952 万吨/年，塔顶馏出液中含苯不得低于 95% ，塔釜馏出液中含苯不得高于 2% ，原料液中含苯 39% 。（以上均为质量分数）(二) 操作条件1) 塔顶压力 常压 2) 进料热状态 自选 3) 回流比 自选 4) 塔底加热蒸气压力 0.5Mpa（表压） 5) 单板压降 0.7kPa6) 塔顶操作压力4kPa(三) 塔板类型自选(四) 工作日每年工作日为300天，每天24小时连续运行(7200小时)。(五) 设计说明书的内容1. 设计内容(1) 流程和工艺条件的确定和说明(2) 操作条件和基础数据(3)

2、 精馏塔的物料衡算； (4) 塔板数的确定； (5) 精馏塔的工艺条件及有关物性数据的计算； (6) 精馏塔的塔体工艺尺寸计算； (7) 塔板主要工艺尺寸的计算； (8) 塔板的流体力学验算； (9) 塔板负荷性能图； (10) 主要工艺接管尺寸的计算和选取（进料管、回流管、釜液出口管、塔顶蒸汽管、人孔等）(11) 塔板主要结构参数表(12) 对设计过程的评述和有关问题的讨论。2. 设计图纸要求： 1) 绘制生产工艺流程图（A3号图纸）； 2) 绘制精馏塔设计条件图（A3号图纸）。目 录1. 流程和工艺条件的确定和说明12. 操作条件和基础数据12.1. 操作条件12.2. 基础数据13. 精

3、馏塔的物料衡算13.1. 原料液及塔顶、塔顶产品的摩尔分率13.2. 原料液及塔顶、塔底产品的平均摩尔质量23.3. 物料衡算24. 塔板数的确定24.1. 理论塔板层数NT的求取24.1.1. 绘t-x-y图和x-y图24.1.2.最小回流比及操作回流比的确定44.1.3.精馏塔气、液相负荷的确定44.1.4. 求操作线方程44.1.5. 图解法求理论板层数44.2. 实际塔板数的求取45. 精馏塔的工艺条件及有关物性的计算45.1. 操作压力计算55.2. 操作温度计算55.3. 平均摩尔质量计算55.4.平均密度计算55.4.1. 气相平均密度计算55.4.2. 液相平均密度计算65.5

4、. 液体平均表面张力计算65.6.液体平均黏度计算75.7. 全塔效率计算75.7.1. 全塔液相平均粘度计算75.7.2. 全塔平均相对挥发度计算85.7.3. 全塔效率的计算86. 精馏塔的塔体工艺尺寸计算86.1. 塔径的计算86.2. 精馏塔有效高度的计算97. 塔板主要工艺尺寸的计算107.1. 溢流装置计算107.1.1. 堰长lW107.1.2. 溢流堰高度hW107.1.3. 弓形降液管宽度Wd和截面积Af107.1.4. 降液管底隙高度h0117.2. 塔板布置117.2.1. 塔板分布117.2.2. 边缘区宽度确定117.2.3. 开孔区面积计算117.2.4. 筛孔计算

5、及其排列118. 筛板的流体力学验算128.1. 塔板压降128.1.1. 干板阻力hc计算128.1.2. 气体通过液层的阻力h1计算128.1.3. 液体表面张力的阻力h计算128.2. 液面落差138.3. 液沫夹带138.4. 漏液148.5. 液泛149. 塔板负荷性能图149.1. 漏液线149.2. 液沫夹带线159.3. 液相负荷下限线169.4.液相负荷上限线169.5.液泛线1610. 主要工艺接管尺寸的计算和选取1810.1. 塔顶蒸气出口管的直径dV1810.2. 回流管的直径dR1910.3. 进料管的直径dF1910.4. 塔底出料管的直径dW1911. 塔板主要结

6、构参数表1912. 设计实验评论2013.参考文献2114. 附图（工艺流程简图、主体设备设计条件图）211. 流程和工艺条件的确定和说明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1.4倍。塔釜采用间接蒸汽加热，塔底产品经冷却后送至储罐。2. 操作条件和基础数据2.1. 操作条件塔顶压力 常压 4kPa进料热状态 泡点进料 回流比 1.759倍 塔

7、底加热蒸气压力 0.5Mpa（表压） 单板压降 0.7kPa。2.2. 基础数据进料中苯含量（质量分数） 39%塔顶苯含量（质量分数） 95%塔釜苯含量（质量分数） 2%生产能力（万吨/年） 2.9523. 精馏塔的物料衡算3.1. 原料液及塔顶、塔顶产品的摩尔分率甲醇的摩尔质量 MA=78.11 kg/kmol水的摩尔质量 MB=92.13 kg/kmolxF=0.430xD=0.957xW=0.0243.2. 原料液及塔顶、塔底产品的平均摩尔质量MF= 0.430×78.11+（1-0.430）×92.13=86.10kg/kmolMD= 0.957×78.1

8、1+（1-0.957）×92.13=78.71 kg/kmolMW= 0.024×78.11+（1-0.024）×92.13=91.79 kg/kmol3.3. 物料衡算生产能力F=47.62 kmol/h总物料衡算 47.62=D+W苯物料衡算 47.62×0.430=0.957D+0.02W联立解得 D=20.72 kmol/h W=26.90 kmol/h4. 塔板数的确定4.1. 理论塔板层数NT的求取苯甲苯属理想物系，可采用图解法求理论板层数。4.1.1. 绘t-x-y图和x-y图由手册1查的甲醇-水物系的气液平衡数据表一 苯甲苯气液平衡苯（1

9、01.3KPa）/%（mol）沸点/110.56105.71101.7898.2595.2492.43气相组成0.020.837.250.761.971.3液相组成0.010.020.030.040.050.0沸点/89.8287.3284.9782.6181.2480.01气相组成79.185.791.295.998.0100.0液相组成60.070.080.090.095.0100.0由上数据可绘出和t-x-y图和x-y图。图一图二4.1.2.最小回流比及操作回流比的确定采用作图法求最小回流比。因为是泡点进料，则xF =xq，在图二中对角线上，自点（0.430，0.430）作垂线即为进料线

10、（q线），该线与平衡线的交点坐标为yq = 0.654 xq=0.430336故最小回流比为Rmin=1.353则操作回流比为 R= 1.3Rmin =1.3×1.353=1.7594.1.3.精馏塔气、液相负荷的确定L=RD=1.759×20.72=36.45 kmol/hV=(R+1)D=（1.759+1）×20.72=57.17 kmol/hL=L+F=36.45+47.62=84.07 kmol/hV=V=57.17 kmol/h4.1.4. 求操作线方程相平衡方程 精馏段操作线方程为 提馏段操作线方程为 4.1.5. 求理论板层数1)采用图解法求理论板层

11、数，如图二所示。求解结果为总理论塔板数 NT=16（包括再沸器）进料板位置 NF=92) 逐板计算求理论塔板数xyxy10.9010.95790.3640.58620.8270.922100.3080.52430.7380.875110.2420.44140.6450.818120.1760.34550.5600.759130.1170.24760.4910.704140.0720.16170.4400.660150.04060.09580.4060.628160.01980.048x8<xq 换提馏段方程逐板计算 进料板在NF=8x16<xw 总理论塔板数NT=164.2. 实际

12、塔板数的求取全塔效率假设0.54塔内实际板数 N=(16-1)/0.54=28实际进料板位置 Nm=NR+1=16精馏段实际板层数 N精=8/0.54=15提馏段实际板层数 N提=7/0.54=135. 精馏塔的工艺条件及有关物性的计算5.1. 操作压力计算塔顶操作压力 PD=101.30 + 4 =105.30 kPa每层塔板压降 P=0.70 kPa进料板压力 PF=101.30+0.70×15=115.80 kPa精馏段平均压力 Pm=(105.30+115.80) / 2=110.60 kPa5.2. 操作温度计算1）由图二得出塔顶温度 tD=82.2 ºC进料板温

13、度 tF=99.6 ºC精馏段平均温度 tm=（82.2+99.6）/2=90.9 ºC2）示差法计算 依据操作压力，由泡点方程通过试差法计算出泡点温度，其中苯、甲苯的饱和蒸气压由安托尼方程计算，计算过程略。计算结果如下： 塔顶温度 tD82.2 进料板温度 tF99.6 精馏段平均温度 tm（82.299.6）/2 = 90.95.3. 平均摩尔质量计算1）塔顶平均摩尔质量计算由xD=y1=0.957，逐板计算得 x1=0.901 MVDm=0.957×78.11+（1-0.957）×92.13=78.71 kg/kmolMLDm= 0.901

14、5;78.11+（1-0.901）×92.13=79.51 kg/kmol2）进料板平均摩尔质量计算由逐板计算解理论板，得 yF=0.628 xF=0.406MVFm=0.628×78.11+（1-0.628）×92.13= 83.32 kg/kmol MLFm=0.406×78.11+（1-0.406）×92.13= 86.44 kg/kmol3）精馏段平均摩尔质量MVm=（78.71+83.32）/2=81.02 kg/kmolMLm=（79.51+86.44）/2=82.98 kg/kmol5.4.平均密度计算5.4.1. 气相平均密度计

15、算由理想气体状态方程计算，即Vm= kg/m35.4.2. 液相平均密度计算液相平均密度依下式计算，即1/Lm=塔顶液相平均密度的计算有tD=82.2 ºC，查手册2得A=812.7 kg/m3 B=807.9 kg/m3 LDm= kg/m3进料板液相平均密度计算有tF=99.6 ºC，查手册2得A=793.1 kg/m3 B=790.8kg/m3 进料板液相的质量分率A=LFm= kg/m3 精馏段液相平均密度为Lm=（812.49+791.64）/2=802.07 kg/m35.5. 液体平均表面张力计算液相平均表面张力依下式计算，即塔顶液相平均表面张力的计算有tD=

16、82.2 ºC，查手册2得A=21.24 mN/m B=21.42 mN/mLDm=0.957×21.24+0.043×21.42=21.25 mN/m进料板液相平均表面张力的计算有tF=99.6 ºC，查手册2得A=18.90 mN/m B=20.04 mN/mLFm=0.406×18.90+0.594×20.04=19.58 mN/m精馏段液相平均表面张力为Lm= （21.25+19.58）/2=20.42 mN/m5.6.液体平均黏度计算液相平均粘度依下式计算，即塔顶液相平均粘度的计算由tD=82.2 ºC，查手册2得

17、 A=0.302 mPa·s B=0.306 mPa·s 解出LDm=0.302 mPa·s 进料板液相平均粘度的计算由tF=99.6 ºC，查手册2得A=0.256 mPa·s B=0.265 mPa·s 解出LFm=0.261 mPa·s 精馏段液相平均粘度为Lm=（0.302+0.261）/2=0.2825.7. 全塔效率计算5.7.1. 全塔液相平均粘度计算塔顶液相平均粘度为 LDm=0.302 mPa·s 塔釜液相平均粘度的计算由tW=117.2ºC，查手册2得A=0.22 mPa·s

18、 B=0.24 mPa·s 解出LWm=0.24 mPa·s 全塔液相平均粘度为L=（0.302+0.24）/2=0.27 mPa·s5.7.2. 全塔平均相对挥发度计算相对挥发度依下式计算，即 （理想溶液）塔顶相对挥发度的计算由tD=82.2 ºC，查手册2得PA°=104.80 KPa PB°=40 KPa由tW=117.2 ºC，查手册2得PA°=250 KPa PB°=100.60 KPa全塔相对挥发度为5.7.3. 全塔效率的计算查精馏塔全塔效率关联图3得全塔效率E0'=0.50筛板塔校

19、正值为1.1故E0=1.1E0'=1.1×0.50=0.55 与假定值相当接近，计算正确。6. 精馏塔的塔体工艺尺寸计算6.1. 塔径的计算精馏段的气、液相体积流率为m3/sm3/s由 umax=式中C=0.2，查手册史密斯关联图4其中横坐标为 =0.039取板间距HT=0.45 m，板上液层高度hL=0.06m,则HT-hL=0.45-0.06=0.39m查史密斯关联图可得 C20=0.082C=0.2=0.082×=0.0823umax=0.0823×=1.387m/s取安全系数为0.7，则空塔气速为u= 0.7umax=0.70×1.387

20、=0.971m/sD=0.774m按标准塔径圆整后为 D=0.80 m塔截面积为AT= m2实际空塔气速为u=0.910 m/s6.2. 精馏塔有效高度的计算精馏段有效高度为Z精=(N精-1)×HT=(15-1)×0.45=6.30 m提馏段有效高度为Z提=(N提-1)×HT=(13-1)×0.45=5.40 m在进料板上方开一个人孔，其高度为0.80 m则精馏塔的有效高度为 Z= Z精+ Z提 +0.80=6.30+5.40+0.80=12.50 m7. 塔板主要工艺尺寸的计算7.1. 溢流装置计算因塔径D=0.80 m，选用单溢流弓形降液管，采用凹形

21、受液盘。各项计算如下：7.1.1. 堰长lW取 lW=0.726D=0.726×0.80 =0.581 m7.1.2. 溢流堰高度hW由 hW=hL-hOW 选用平直堰，堰上液层高度hOW=2/3 hOW=0.0101m取板上请液层高度 hL=0.06m则 hW=hL-hOW=0.06-0.0101=0.0499m 符合加压情况下4080mm的范围7.1.3. 弓形降液管宽度Wd和截面积Af 由 lW/D=0.726查手册弓形降液管的参数图4得 则 Af=0.050 m2=0.125 m验算液体在降液管中停留时间，即=21.43 s > 5 s故降液管设计合理7.1.4. 降液

22、管底隙高度h0取 u0=0.06 m/s则 =0.0301m 符合小塔径h0不小于25mm的要求。 hW-h0=0.0499-0.0301=0.0198m0.006m故降液管底隙高度设计合理。选用凹形受液盘，深度=50mm7.2. 塔板布置7.2.1. 塔板分布因D=0.80m，所以采用分块式。查手册4得，塔板分为3块。7.2.2. 边缘区宽度确定取安定区0.06m，边缘区Wc=0.05m。7.2.3. 开孔区面积计算开孔区面积Aa按下式计算， 其中 x=-(0.125+0.05)=0.225m r=-0.05=0.35m则 Aa=0.292 m27.2.4. 筛孔计算及其排列苯甲苯体系处理的

23、物系无腐蚀性，选用=3mm碳钢板，取筛孔直径d0=5mm。筛孔按正三角排列，取孔中心距t为 t=2.5 d0=2.5×5=12.5mm筛孔数目n为n=2165个开孔率为=0.907（）2=0.907=14.51%气体通过阀孔的气速为u0=m/s8. 筛板的流体力学验算8.1. 塔板压降8.1.1. 干板压降hd计算干板压降可由下式计算，hd=由d0/=5/3=1.67，查手册干筛孔的流量系数图4，可得孔流系数C0=0.78故 hd=m液柱8.1.2. 气体通过液层的阻力hL计算ua=m/sFa=kg1/2/（s·m1/2）查手册充气系数关联图4可得=0.59则 hL=(hw

24、+how)=0.59（0.0499+0.0101）=0.035m液柱8.1.3. 液体表面张力的阻力h计算液体表面张力所产生的阻力h由下式计算h=m液柱气体通过每层塔板的液柱高度hp由下式得hp= h1+ h+ hc=0.034+0.035+0.0021=0.0711m液柱气体通过每层塔板的压降为Pp= hpg=0.0711×802.07×9.81=559.44 Pa<700Pa（设计允许值）8.2. 液面落差液面落差由下式计算平均液流宽度m塔板上鼓泡层高度m内外堰间距离m液相流量=0.00105 m3/s故 m/0.05=0.014<0.5所以液面落差符合要求

25、8.3. 液沫夹带液沫夹带量由下式计算hf=2.5hL=2.5×0.035=0.0875则 kg液/kg气<0.1 kg液/kg气所以本设计中液沫夹带ev在允许范围内。8.4. 漏液对筛板塔，漏液点气速u0，min由下式算得 =5.20 m/s实际孔速u0=10.79m/s>u0，min 计算正确稳定系数为故在本设计中无明显漏液。8.5. 液泛为防止塔内发生液泛，降液管内液层Hd高应服从下式 苯甲苯物系属一般物系，取=0.5，则 =0.5（0.45+0.0499）=0.25m又 Hd=hp+ hL+ hd板上不设计进口堰，hd可由下式算得 m液柱Hd = 0.0711+0

26、.035+0.0096=0.116m液柱则 所以本设计中不会发生液泛现象。9. 塔板负荷性能图9.1. 漏液线由 u0，min=hL=hOW +hWhOW=2/3得 =4.4×0.78×0.292×0.1451 ×整理得=在操作范围内，任取几个Ls值，依上式计算出Vs值，计算结果如下表二。表二Ls，m3/s0.00700.0100.0300.060Vs，m3/s1.331.371.561.75由上表作出漏液线1。9.2. 液沫夹带线以ev=0.1 kg液/kg气为限，求Vs-Ls关系如下：由 ua=hf=2.5hL=2.5（hOW +hW）hW=0.03

27、6hOW=故 hf=0.09+1.22Ls2/3 HThf=0.6（0.09+1.22Ls2/3 ）=0.511.22Ls2/3 =0.1整理得 在操作范围内，任取几个Ls值，依上式计算出Vs值，计算结果如下表三。表三Ls，m3/s0.00700.0100.0300.060Vs，m3/s9.038.807.616.27由上表可作出液沫夹带线2。9.3. 液相负荷下限线对于平直堰，取堰上液层高度hOW=0.006m作为最小液体负荷标准。由下式 hOW=2/3=0.006取E=1，则Ls，min= m3/s则可以作出与气体流量无关的垂直液相负荷下限线3。9.4.液相负荷上限线以=4s作为液体在降液

28、管中停留时间的下限，由下式=4得 Ls，max= m3/s据此可作出与气体流量无关的垂直液相负荷上限线4。9.5.液泛线令 由 Hd=hp+ hL+ hd；hp= h1+ h+ hc；h1=hL；hL=hOW +hW联立得忽略h，将hOW与Ls，hd与Ls，hc与Vs的关系代入上式，并整理得式中将有关数据代入，得 则 即 在操作范围内，任取几个Ls值，依上式计算出Vs值，计算结果如下表四。表四Ls，m3/s0.00700.0100.0300.040Vs，m3/s9.329.137.065.07由上表数据可以作出液泛线5.根据以上各线方程，可以作出筛板塔的负荷性能图，如下：在负荷性能图上，作出操

29、作点A，连接OA，即作出操作线。由图可知，改筛板的操作上限为液泛控制，下限为漏液控制。由图得=1.18 m3/s =7.83 m3/s则操作弹性为 /=6.6410. 主要工艺接管尺寸的计算和选取10.1. 塔顶蒸气出口管的直径dV操作压力为常压时，蒸气导管中常用流速为1220 m/s，蒸气管的直径为 ，其中dV-塔顶蒸气导管内径m   Vs-塔顶蒸气量m3/s，取uv=15.00 m/s，则m 故选取接管外径×厚度 630×20mm10.2. 回流管的直径dR塔顶冷凝器械安装在塔顶平台时，回流液靠重力自流入塔内，流速uR可取0.20.5 m/s。取uR

30、=0.3 m/s，则m故选取接管外径×厚度25×2mm 10.3. 进料管的直径dF采用高位槽送料入塔，料液速度可取uF=0.40.8 m/s，取料液速度uF= 0.5 m/s，则m  故选取接管外径×厚度219×14mm 10.4. 塔底出料管的直径dW一般可取塔底出料管的料液流速UW为0.51.5 m/s，循环式再沸器取1.01.5 m/s(本设计取塔底出料管的料液流速UW为0.8 m/s)则   m接管外径×厚度133×5.5mm11. 塔板主要结构参数表表五.筛板塔设计计算结果序号        项目数值1平均温度 tm         89.28 2平均压力 Pm kPa 105.153气相流量 Vs m3/s 4.254液相流量 Ls m3/s0.0115实际塔板数 386有效段高度 Z m&