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-甲苯的精馏装置设计书设计方案的选择和论证i设计流程本设计任务为分离苯 一甲苯混合物。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。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，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。Ya连续精馏塔流程流程图连续精馏流程附图图1-1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

2、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 也可以米用高位槽。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

3、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。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=2.0Rmino 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

4、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。从苯一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 围，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1.1基础物性数据表1-1苯、甲苯的粘度温度C020406080100120苯 mPa s0.6380.4850.3810.3080.2550.215甲苯mPa s0.7580.580.4590.3730.3110.26

5、40.228表1-2苯、甲苯的密度温度c020406080100120苯 kg / m3877.4857.3836.6815.0792.5767.9甲苯kg / m3885.6867.0848.2829.3810.0790.3770.0表1-3苯、甲苯的表面力温度c020406080100120苯 mN / m31.6028.8026.2523.7421.2718.8516.49甲苯mN / m30.8928.5426.2223.9421.6919.4917.34表1-4 苯、甲苯的摩尔定比热容温度c050100150苯 kJ /(kmolgk)72.789.7104.8118.1甲苯 kJ

6、/ (kmol g<)93.3113.3131.0146.6表1-5苯、甲苯的汽化潜热温度c20406080100120苯 kJ / kg431.1420.0407.7394.1379.3363.2甲苯kJ/kg412.7402.1391.0379.4367.1354.22、物料衡算2.1塔的物料衡算(1)塔物料摩尔分率的计算: 苯的摩尔质量：Ma78.11 kg / kmol 甲苯的摩尔质量:M b =92.13 kg / kmol塔顶笨的摩尔分率:进料笨的摩尔分率:塔底笨的摩尔分率:xwxd / MA(1 Xd ) / M B0.99/78.110.01/ 92.13xf / M A

7、0.45/78.11xf / MA(1 Xf ) / M B0.45/78.110.55/92.13Xw/Ma0.02/78.110.99/78.11Xd0.491Xf0.02/78.110.98/92.13Xd / M aXw) / M BXw/Ma (10.9920024(2)原料液平均摩尔质量:M F 0.491 78.11(10.491) 92.1385.246kg / kmol原料液摩尔流量:80000000300 24 85.246130.341kmol /h(3)物料衡算 总物料衡算： 即 苯的物料衡算: 即DWDxd130.341-WXw Fxf(1)0.992由方程(1) (

8、2)解得:W 0.024 130.341 0.491D=62.881koml/hW=67.460koml/h2)2.2平衡线方程的确定由文献中苯与甲苯的汽-液平衡组成可以找出m 10 1 210算出。如表1-6 苯一甲苯(101.3kPa )的t-x-y 相平衡数据苯摩尔分数温度C苯摩尔分数温度C液相气相液相气相0.00.0110.60.5920.78989.40.0880.212106.10.7000.85386.80.2000.370102.20.8030.91484.40.3000.50098.60.9030.95782.30.3970.61895.20.9500.97981.20.48

9、90.71092.11.001.0080.2怎=0爲（10爲=279同理可算出其它的23456789102.352.332.462.562.582.492.612.392.45从而推出 m 2.47所以平衡线方程yx2.47x1(1)x11.47x因为泡点进料q=1,所以有：R 1xxF10.992 2.47 0.491 “lyninxD0.9921.351 xF(1)Xf1 0.4911.47 0.491取操作回流比 R 1.5Rmin 1.5 1.352.03。2.3求精馏塔的气液相负荷L R D 2.03 62.881 127.648kmol / hV (R 1)D(2.03 1) 62

10、.881190.529kmol / h因为泡点进料q=1，所以有：L' L F 127.648 130.341257.989kmol / hV' V 190.529kmol/h2.4操作线方程精馏段操作线方程为：y x旨0.9920-669x 0.327R 1 R 12.03 12.03 1提馏段操作线方程为：y 匸x 煙 257.989 x 67.640 0.024 1.354xn 0.0085V' V'190.529190.5292.5用逐板法算理论板数y1 xD 0.992x12.47x1yi-Xi1 (1)x-1 1.47x-y-(0.9922.5 1.

11、5 0.9920.980y20.669 0.980 0.327 0.983X2y2(i)y20.9832.471.47 0.9830.959y101.354 0.4810.00850.647; x10y-0.569; x110.348y120.463; x120.259y130.342; X130.174y140.227; x140.106y150.153; X150.0595y160.0721; X160.0305y170.0328; x170.0135 xw 0.024所以第9块板为加料板，以后将数据代入提馏段方程进行计算0.472.47 1.47 0.6470.426同理可算出如下值:y

12、30.968; x30.926y40.946; x40.877y50.914; X50.811y60.869; x60.729y70.815; x70.641y80.756; X80.556yg0.699; x90.481xF 0.491所以总理论板数为Nt 16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。2.6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tm 80.2 110.6 95.4 C2查取化工工艺设计手册得知，95.4 C时苯和甲苯的黏度为 a 0.267cP， b 0.275CP。故在全

13、塔平均温度下平均黏度：0.267又已知a m=2.47,0.275由公式Et0.271cP0.49()0.245 可得:全塔效率 Et0.49 (0.271 2.47) 0.2450.541精馏段实际板层数 提馏段实际板层数 所以总实际塔板数N精 8/0.54114.7 圆整取15块N精 8/0.54114.7 圆整取15块N N精 N提 30块3、精馏塔的工艺条件及有关物性数据的计算 3.1进料温度的计算依式Et =0.49( l) 0245查苯一甲苯的气液平衡数据，由差法求得进料温度 tF : 0507 04910.491 0.37692.48 C92 tFtF 96.同理可求得：塔顶温度

14、tD 80.29 C塔底温度tW 109.52 C(80.29109.52)精馏段平均温度：tm186.38 C2提馏段平均温度：tm2 (92.48 109.52)101.00 C23.2操作压强塔顶压强 PD =4+101.3=105.3kPa取每层塔板压降厶P=0.7kPa,进料板压强：PF =101.3+ 15X0.7=115.8 kPa塔底压强：Pw=1O1.3+30X 0.7=126.3 kPa精馏段平均操作压力：Pm1(他.：115.8)110.55kPa 提馏段平均操作压力：Pm2卫 空型121.05kPa23.3平均摩尔质量的计算塔顶：x D=y1=0.992 , X1=0.

15、980MVDm0.992 78.11 (1 0.992) 92.13 78.22kg/molMLDm0.980 78.11 (1 0.980) 92.13 78.39kg/mol进料板:yF=0.699 , Xf=0.484MVFm0.669 78.11 (1 0.669) 92.13 82.75kg/molMLFm0.484 78.11 (1 0.484) 92.13 85.34kg/mol塔釜：y v=0.0328, xv=0.0l35MvWm(1 0.0328) 92.13 91.67kg/mol0.0328 78.11M LWm0.0135 78.11(1 0.0135) 92.13

16、91.94kg/mol精馏段平均摩尔质量:提馏段平均摩尔质量:78.2282.75278.3985.34291.6782.75291.9485.34MVm1Lm1MVm2M Lm2280.39Kg/mol81.87kg/mol87.21kg/mol88.64kg/mol3.4平均密度计算 (1)气相平均密度Vm计算理想气体状态方程计算，即精馏段气相密度:vm1PmlM vm1RTm1110.55 80.398.314 (86.38273.15)32.973kg/m提留段气相密度:M vm2vm2RTm2121.05 87.218.314 (101.00 273.15)3.394kg/m3(2)

17、液相平均密度Lm计算由式Lm_丄 BiLALB求相应的液相密度。塔顶：tD 80.29 C 查得苯和甲苯的密度分别为 a 814.91kg/m3B 811.27kg/m3当tD 80.29 C时,用差法求得下列数据a ad0.992 78.110.992 78.111 0.99292.130.9910.9911 0.9913LDm 歸 E)Eg进料：tF 92.48 C 查得苯和甲苯的密度分别为 A 801.25kg/m33B 799.01kg/m当tF92.48 C用差法求得下列数据aAFLFm0.481 78.110.4400.481 78.111 0.48192.131/(竺40 1 0

18、.440) 799.99kg/m3801.25799.01tW109.52 C得苯和甲苯的密度分别为33A 781.48 kg/m B 781.36kg/m当tw 109.52 C用差法求得下列数据精馏段平均密度：Lm1LDm LFm2814.88 799.99LWm LFm2781.36 799.99807.44kg/m3提馏段平均密度：Lm2790.68kg/m33.5液体平均表面力计算液体表面力Lm= Xi查手册得1LA 20.82mN mLB-121.01mN mLDm 0.992 21.21(1 0.992) 21.6421.21mN m-1由tF92.48 C查手册得la .20

19、mN/m lb 20.2 mN/mFLm0.48120 0.519 20.220.1 mN/m由tw108.54 C查手册得-1 -1la 17.49mN m , lb 18.25mN m精馏段平均表面力：21.21 18.24-1Lm119.66mN m提馏段平均表面力：18.24 20.1-1Lm2219.17mN m3.6液体平均黏度计算塔顶液相平均的黏度的计算由 tD 80.29 °C 查表得：A 0.307mPa s B 0.310mPa sLg LDm 0.992 Lg 0.3070.008Lg0.310LDm 0.307mPa.sB =0.29 mPa.s进料板液相平均

20、黏度的计算同理可得LFm0.281 mPa.s塔底液相平均的黏度的计算由 tW 109.52 C查表得： A0.236mPa.sB 0.247mPa.s同理可得LWm0.247mPa.s所以液相平均密度(0.3070.2810.247)0.279mPa.s4、Lm3精馏塔丄艺尺寸的计算4.1塔径的计算由 tF 92.48 C 查表得：A =0.26 mPa.s精馏段气液相体积流率为精馏段Vs1LS23600Vm136002.973L MLm1127.64881.873600Lm13600 (307.44V MVm2190.52987.533600Vm236003.394L M Lm2127.6

21、48 88.64190.529 80.39LS131.365m3 s提馏段VS230.00360mV M vm13600Lm23600 790.681.431m s0.00394m3 s 1(1) 精馏段塔径计算，由Umax(由式 C C20(京)0.2 )C20由课程手册108页图5-1查图的横坐标为L,VVhT21.4312.9730.0415选板间距Ht 0.45m，取板上液层高度 hL =0.06m，故 H t hL0.45 0.06 0.39m以Fl,v为横坐标查图5-1得到C200.085C %窃a2 °.°85 (晋)0.2 °.0847Umax0.

22、0847807.44 2.973V 2.9731.393m s塔径D4 1.4313.1416 0.975取安全系数为0.7，则空塔速度u 0.70umax 0.70 1.3930.975m s1.367m按标准塔径圆整为 D 1.4m(2) 提馏段塔径计算FL2,V2式中C由C其中的C20查图，图的横坐标为VhT20.00394(790.68)121.365( 3.394 )0.0441取板间距Ht 0.45m 板上液层高度hL 0.06m则 Ht hL0.45 0.06 0.39m查图5-1得到C200.085C 5(盂)。.219.17、0.20.085 ()0.08430Umax 0.

23、0843790.68 3.394-11.284m sV3.394取安全系数为0.7，则空塔速度为u4VS3.1416 0.8991.390m4 1.365u 0.70Umax 0.70 1.2840.899m s塔径D按标准塔径圆整为 D 1.4m根据上述精馏段和提馏段塔径的计算，可知全塔塔径为D 1.4m塔截面积为 A D2 1.421.539m244以下的计算将以精馏段为例进行计算：实际空塔气速为uVs,1At1.4310.930m s1.5394.2精馏塔有效高度的计算精馏段有效高度为Z精(N精 1) Ht(151)0.456.3m提馏段有效高度为Z提(N提 1)Ht(151)0.456

24、.3m在进料板上方开一人孔,具咼度为0.8m。故精馏塔的有效高度为Z Z精Z提°86.36.30.813.4m5、塔板主要工艺尺寸的计算5.1溢流装置计算弓形降液管、凹形受液盘及平直堰，不设进口因塔径D=1.4可采用单溢流、 堰。各项计算如下：(1) 溢流堰长lw取堰长lw为0.66D，即lw0.66 1.40.924m(2)溢流堰堰高hwhw hL how查1-10图得,取E=1.0，则3h°W 2.84 10E(»32.84 10 3 1 (3600 °.00360)23 0.0165m1w0.924取板上清液层高度 hL 60mm故 hw hL h

25、Ow 0.06 0.01650.0435m(3) 降液管的宽度 W和降液管的面积Af由 lw 0.66，查图得 W 0.124,乞 0.0722DDAtWd 0.124D0.124 1.40.1736mAf 0.0722 At0.0722 1.5390.1111m计算液体在降液管中停留时间3600Af HtLh1AHLS13600 0.1111 0.450.00360 360013.89s 5s故降液管设计合理。(4)降液管底隙高度h°取液体通过降液管底隙的流速u'0为0.11m/s依式1-56计算降液管底隙高度ho,即:Iw u00.00360 36000.924 0.11

26、 36000.0354mhW1 h010.0435 0.03540.0081m0.006m故降液管底隙高度设计合理选用凹形受液盘，深度hw50mm&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D 1.4m ,因800mm D ,故塔板采用分块式。由文献(一) 查表5-3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Ws 0.08 m ;根据ho的大小，取 Wc 0.06m。(3) 开孔区面积计算A其中:2 (xF2 x2 r180D 1.4xWdWs22D1 4r0.06022. 1 sin(0.17360.080)0.4624m0.64

27、0my)故 Aa2 0.4624、0.6402 0.4624223.14 0.640180sin1(0.4624(0.640)1.07m2(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F。10来粗算阀孔数目；对于F1型重阀d00.039m,由Fo=u0.、v可求阀孔气速uo,5.780m/ s.2.973每层塔板上浮阀个数为“Vs1.431Nd° U041932(0.039)5.7804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t 75mm t' 65mm的等腰三角形叉排方式排列

28、， 则设计条件下的阀孔气速为Vs1.431 4U0-25.760m/ sN_d。2195(0.039)4阀孔动能因数为F0 u0、;5.760.3.39410.61所以阀孔动能因子变化不大，仍在 912的合理围，故此阀孔实排数适用。d° 20.039 2A0/At N (凹)2193 ()20.150D1.4此开孔率在5%15围，符合要求。所以这样开孔是合理的。7、塔板流体力学验算7.1计算气相通过浮阀塔板的静压头降hf每层塔板静压头降可按式hP hc hl h计算。(1)计算干板静压头降hc1'73 1由式Uc 1.825 73.1可计算临界阀孔气速Uoc，即V VU0C7

29、3.11.825 73.1:2.973Uo Uoc，可用 hc534究-算干板静压头降，即5.781m/s(5.781)22.973hc 5.340.0338m2 9.8799.99(2) 计算塔板上含气液层静压头降hf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0 0.5，已知板上液层高度hL 0.06,所以依式hl0hLhl0.5 0.06 0.03m(3) 计算液体表面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hf为hf hc hl h 0.03380.030.0638m换算成单板压降Pfhf l9

30、0.0638 799.99 9.8 500.19Pa 0.7Kpa （设计允许值）7.2降液管中清夜层高度Hd式 Hd hfhwhd h how(1)计算气相通过一层塔板的静压头降hf前已计算hf 0.0638m(2) 计算溢流堰(外堰)高度hw前已计算hw 0.0435mhd因不设进口堰，所以可用式hd0.1532LsLw h0式中 Ls 0.00360m, Lw 0.924m, h00.0354 mhd0.15320.003600.924 0.03540.00185m(4) 塔板上液面落差h由于浮阀塔板上液面落差(5) 堰上液流高度howh很小,所以可忽略。前已求出how0.0165m这样

31、Hd hfhw hdhow0.0380.04350.00185 0.01650.1165m为了防止液泛,按式:Hd(Ht hw)，取校正系数0.5，选定板间距(3) 液体通过降液管的静压头降Ht 0.45,hw0.0435m(Ht hw) 0.5(0.450.0435)0.247m从而可知Hd 0.1165m(Ht hw)0.247m，符合防止液泛的要求。(6)液体在降液管停留时间校核应保证液体早降液管的停留时间大于35 s,才能使得液体所夹带气体释出。本设计Ls°1111 °45 13.90s>5 s0.00360可见，所夹带气体可以释出。7.3计算雾沫夹带量e(1

32、)雾沫夹带量eV判断雾沫夹带量e是否在小于10%勺合理围，是通过计算泛点率t来完成的。泛点率的计算时间可用式：IIVs VsF1-KcFAp0.78KcfAt 1.36LsZlVs.v£ Lv100% 和 RL - 100%KcFAp0.78KcfAt塔板上液体流程长度ZL D 2Wd 1.40 2 0.17361.053m塔板上液流面积Ap At 2Af 1.539 2 0.1111 1.317m2苯和甲苯混合液可按正常物系处理，取物性系数K值，K=1.0,在从泛点负荷因数 图中查得负荷因数CF 0.127,将以上数值分别代入上式，得泛点率 F1为F1及F11.4312.973 7

33、99.99 2.9731.4311.36 0.00360 1.0531 0.127 1.3172.973799.9 2.973100%66.99%100%55.34%0.78 1.0 0.127 1.317为避免雾沫夹带过量，对于大塔，泛点需控制在80沿下。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 eV 0.1kg （液）/kg（干气）的要求。（2）严重漏液校核 当阀孔的动能因数F。低于5时将会发生严重漏液，前面已计算 F。10.61，可见 不会发生严重漏液。8、精馏段塔板负荷性能图 8.1雾沫夹带上限线1.36LsZlVs 100%和F1 L-100%便可作出此线。对于

34、苯一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 eV 0.1kg （液） /kg（干气）所对应的泛点率F,（亦为上限值）,利用式Vs.799.992.9731.36Ls 1.0531.0 0.127 1.3170.8对于F1型重阀，当动能因数F。V5时就会出现严重漏液现象,所以去整理后得 0.0611Vs 1.432Ls 0.134即Vs 2.193 23.44Ls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。所以在操作围任取两个Ls值便可依式Vs 荷性能图中得2.193 23.44Ls算出相应的V。利用两点确定一条直线，便可在负 茅到雾沫夹带的上限

35、线。Ls0.0010.0030.0050.007Vs2.1702.1232.0762.0298.2漏液线F0=5作为参考值来计算(Vs)min。5(Vs) min = d°n4空 0.0392Vm53193 0.668m /s<2.9738.3液泛线由式Hd(H T hw ) , H dhfhw hdhow, hf hc hl h联立。即(Hthw)hfhwhdhow hchihhwhdhhow式中,干板静压板静可用九板上液层静压头降hi0 hL从式hL hw how知，hL表示板上液层高度,how2.973 E1000所以板上液层层静压头 降hi0 hL0 ( hwhow )0 hw2.973EL 231 w液体表面力所造成的静压头h和液面落差h可忽略5.34液体经过降液管的静压头降可用式hd(H t hw ) hcvUo22 Lg0.2LS1 w h0ohi_hi_+ hdhc+ hd (1o) hi_2LS/0.153-(11 w h00) h w2.97310003600LS式中阀孔气速U0与体积流量有如下关系