苯—甲苯板式精馏塔工艺研发设计

1、化工原理课程设计说明书苯一甲苯板式精W塔的工艺设计工艺计算书精®段部分>学院：化学化工学院专业：应用化学专业设计者：杨钱生班级：2007级07班学号：2007104407372010年乙月1日一）设计题目设计一座苯 -甲苯连续精馏塔，要求年产纯度为 99.1%的甲苯1.9X10*,塔顶馏出液中含甲苯不得高于2%,原料液中含甲苯 38%（以上均为质量分数） 矚慫润厲钐瘗睞枥庑赖。4kPa （表压）。自选。自选。0.5MPa （表压）< 0.7kPa。二）操作条件1. 塔顶压力2. 进料热状态3. 回流比4. 塔底加热蒸汽压力5. 单板压降三）塔板类型筛板四）工作日每年 30

2、0天,每天 24 小时连续运行五）厂址天津地区六）设计类容1. 精馏塔的物料衡算；2. 塔板数的确定；3. 精馏塔的工艺条件及有关物性数据的计算4. 精馏塔的塔体工艺尺寸计算；5. 塔板主要工艺尺寸的计算；6. 塔板的流体力学验算；7. 塔板负荷性能图；8. 精馏塔接管尺寸计算；9. 绘制生产工艺流程图；10. 绘制精馏塔设计条件图；11. 绘制塔板施工图（选作）；12. 对设计过程的评述和有关问题的讨论；（七）设计基础数据表1-1苯（A）-甲苯（B）饱和蒸气压（总压1.01 3 x105Pa ）温度/C859095100105PA*/105Pa1.1691.3351.5571.7922.04

3、2PB*/105Pa0.4600.5400.6330.7430.860表1-2苯-甲苯物系的气液平衡数据设计计算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，其余部分经产品冷却器冷却后送至储罐。该物系 属易分离物系，最小回流比较小，故操作回流比去最小回流比的2倍。 塔釜采用间接蒸汽加热，塔底产品经冷却后送至储罐 。 聞創沟燴鐺險爱氇谴净。1. 精馏塔的物料衡算a）原料液及塔顶、塔底产品的摩尔分率苯的摩尔质量MA=78.11k

4、g/kmol甲苯的摩尔质量MB=92.13kg/kmolXfXd二 0.658= 0.9830.62/78.110.62/78.11 0.38/92.130.98/78.110.98/78.11 0.02/92.13= 0.0110.009/78.110.009/78.11 0.991/92.13b）原料液及塔顶、塔底产品的平均摩尔质量Mf=0.658 x 78.11+(1-0.658)92.13=82.90kg/kmolMf=0.983X 78.11+(1-0.983)92.13=78.59kg/kmolMf=0.012X 78.11+(1-0.012)92.13=91.96kg/kmolc

5、) 物料衡算原料处理量F J.9 104 I。00 ,1.83kmol/h82.90 300 24总物料衡算31.83二D+W苯物料衡算31.83 X 0.658 =0.983D+0.011W联立解得D=21.19kmol/hW=10.64kmol/h2. 塔板数的确定a）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。i.由手册查得苯-甲苯物系的气液平衡数据表1-2，绘出x-y图图解法求理论板层数ii.求最小回流比及操作回流比采用作图法求最小回流比。在图1-1中对角线上，自 e(0.658,0.658)作垂线ef即为进料线(q线)，该线与平衡线的交 点坐标为 残骛楼諍锩瀨濟

6、溆塹籟。Xq=0.658 yq=0.828故最小回流比为RminXd _ yqyq Xq°-°.820.91取操作回流比为R=2Rmin=2X 0.91 = 1.82iii. 求精馏塔的气、液相负荷L=RD= 1.82X 21.19=38.57kmol/hV=(R+1)D=(1.82+1)21.19=59.76kmol/hL'L+F二 38.57+31.83=70.40kmol/hV'V二 59.76kmol/hiv.求操作线方程精馏段操作线方程为y = Lx Dx38157x 21119 0.983 =0.645x0.349VV59.7659.76提馏段操

7、作线方程为L'W70.4010.64y' x'-Xwx'-0.011 = 1.178x'-0.002V'V'59.7659.76V. 图解法求理论板层数采用图解法求理论塔板层数，如图1-1所示。求解结果为总理论板层数Nt=14(包括再沸器)进料板位置Nf=6b) 实际塔板数的求取精馏段实际板层数N精=5/0.52=9.610提馏段实际板层数N提=9/0.52=17.3183. 精馏塔的工艺条件及有关物性数据的计算以径流段为例进行计算a) 操作压力计算塔顶操作压力PD=101.3+4=105.3kPa每层塔板压降P =0.7kPa进料板压力

8、PF=105.3+0.7x10=112.3kPa精馏段平均压力Pm=(105.3+112.3)/2=108.8kPab) 操作温度计算依据操作压力， 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东尼方程计算， 计算过程略。 计算结果如下： 酽锕极額閉镇桧猪訣锥。塔顶温度tD=81.0C进料板温度tF=914C精馏段平均温度tm=(81.0+91.4)/2=862Cc) 平均摩尔质量塔顶平均摩尔质量计算由XD=yi=0.983查平衡曲线(见图1-1),得x1=0.955MVDm =0.983 x 78.11+(1-0.983)92.13=78.34kg/kmolMLDm =0

9、.955 x 78.11+(1-0.955)92.13=78.74kg/kmol进料平均摩尔质量计算由图解理论板(见图1-1)，得yF=0.808查平衡曲线(见图1-1)，得Xf=0.630MvFm=0.808X 78.11+(1-0.808)92.13=80.80kg/kmolMLFm =0.630 x 78.11+(1-0.630)92.13=83.30kg/kmol精馏段平均摩尔质量MVm= (78.34+80.80) /2=79.57kg/kmolMLm= (78.74+83.30) /2=81.02kg/kmol d）平均密度计算i. 气相平均密度计算由理想气体状态方程计算，即PmM

10、 VmRTm=2.85kg /m3107.1 79.578.314 (86.2 273.15)ii. 液相平均密度计算液相平均密度依下式计算，即1/'lm =方八塔顶液相平均密度的计算由tD=81.0C ,查“化学化工物性数据手册有机卷1” P305得匚=815.9kg/m3% = 808.88kg/m310.62/815.90.38/808.883=815.8kg/m进料板液相平均密度的计算由tF=91.4C ,查手册得33A = 803.5kg/m订=798.6kg/m进料板液相的质量分率aA0.630 78.110.370 92.13= 0.591LF3801.5kg/m0.59

11、1/803.50.409/798.6精馏段液相平均密度为咕 =(815.8 801.5)/2 = 808.6kg/m3e)液体平均表面张力计算液相平均表面张力依下式计算，即匚LM =汝/塔顶液相平均表面张力的计算由tD=81.0C ,查手册得二 A =21.15mN/m二 B =21.58mN/mLDm =0.983 21.15 0.017 21.58 = 21.16mN/m进料板液相平均表面张力的计算由tF=91.4C ,查手册得二A =19.89mN/ m- B = 20.44mN / m-LFm -0.630 19.89 0.370 20.44 =20.09mN/m精馏段液相平均表面张力

12、为-Lm =(21.16 20.09)/2 =20.63mN/mf)液体平均粘度计算液相平均粘度依下式计算，即lgLm - % lg 叫塔顶液相平均粘度的计算由tD=81.0C ,查“化学化工物性数据手册有机卷1” P303得% = 0.305mPa s= 0.309mPa sIgDm = 0.983lg0.3050.017 lg0.3JLDm = 0.305mPa s进料板液相平均粘度的计算由tF=9l4C ,查“化学化工物性数据手册有机卷1” P303得% = 0.278mPa s= 0.284mPa slg%FmJLFm =0.309mPa s精馏段液相平均粘度为%m = (0.305

13、0.309)/2 =0.307mPa s4. 精馏塔的塔体工艺尺寸计算a）塔径的计算精馏段的气、液相体积流率为LsVM Vm3600 心LM Lm3600 订59.06 79.573600 2.8538.57 81.023600 808.63二 0.458m / s-0.0011m3 /sU max-0.2式中c=C20乞i计算，其中的C20由“史密斯关联图”查取，图 <20；LhVh0.0011 汇 3600(808.6 *0.458x3600 < 2.85 丿的横坐标为= 0.0405取板间距Ht=0.40m板上液层高度hL=0.04m则HT-hL=0.40-0.04=0.36

14、m查“史密斯关联图”得C2o=0.073C =c20=0.073尹J.220.63 J=0.0735UmaxLm - Vm'?Vm=0.0735|8086一2.85 =1.235m/s2.85取安全系数为0. 6,则空塔气速为u=0.6Umax=0.6X 1.235=0.887m/sD4Vs_u4 °.458 2821m二 0.864按标准塔径圆整后为D=1.0m塔截面积为 2 ：2 2AtD1.0 = 0.785m44实际空塔气速为0.458 u0.583m/s0.785b）精馏塔有效高度的计算精馏段有效高度为Z精=(N 精-1)Ht=(10-1) x 0.40=3.6m提

15、馏段有效高度为Z提=（N 提-1）Ht=（18-1） x 0.40=6.8m在进料板上方开一人孔，其高度为0.8m故精馏塔的有效高度为Z=Z 精 +Z 提+0.8=11.2m5. 塔板主要工艺尺寸的计算a）溢流装置计算因塔径D=1m，可选用单溢流弓形降液管，采用凹形受液盘。各项计算如下：i. 堰长lw取Iw=0.66D=0.66 x 1.0=0.66mii. 溢流堰高度hwhw=hL-how选用平直堰，堰上液层高度近似取E= 1,则hOW叫“心600231000 < 0.660 丿二 0.0094m取板上清液层高度 hL=40mm故 hW=0.04-0.0094=0.031miii. 弓

16、形降液管宽度Wd和截面积Af由 lw =0.66D查“弓形降液管的参数图”，得Af二 0.0722Wd =0.124D2故 At=0.0722At=0.0722 X 0.503=0.0363mW=0.124 D=0.124X 1.0=0.124m3600A f H t_35验算液体在降液管中停留时间，即360CA f H T36000.°363 兰13.21s 5s0.0011 3600故降液管设计合理。iv. 降液管底隙高度h°h。36001Wu 0取 u'=0.08m/s则h00.00113600 0.528 0.08= 0.021mhw-ho=0.051 -0

17、.031=0.0097m>0.006m故降液管底隙高度设计合理。选用凹形受液盘，深度hw=50mm。b）塔板布置i. 塔板的分块因D> 800mm故塔板采用分块式。查“塔板分块数表”得， 塔板分为3块。ii. 边缘区宽度的确定取 W4二W's=0.065m , %=0.035m。iii. 开孔区面积计算/ 2开孔区面积A“2r+i8o肘二x=E_Wd Ws =10 一 0.1240.065 = 0.311m其中 22r 二匸Wc =10 -0.035 = 0.465m2 22兀 * 0.465_1 0.3112Aa 2 0.3112 +sin = 0.532m2、1800.

18、465,iv. 筛孔计算及其排列本题所处理的物系无腐蚀性，可选用=3mm碳钢板，取筛孔 直径d°=5mm。筛孔按正三角形排列，取孔中心距 t为t=3do=3X5=15mm筛孔数目n为1.155 Aa=2731个1.155 0.53220.015开孔率为*。珂打讪7髓仁仞U0=8.52m/sVs _0.458A - 0.101 0.5326. 塔板的流体力学验算a）塔板压降i. 干板阻力hc计算干板阻力hc由式hc =0.051 F -计算，2。八丿由do、. = 53 =1.67，查“干筛孔的流量系数图”得，5=0.772故 h0.051-8.5 ； -2.8Ko.0219m液柱少.

19、772 丿（808.6 丿ii.气体通过液层的阻力hi计算气体通过液层的阻力hi由式hi = %计算UaVsAt - Af0.4580.785 -0.0363=0.611m/ sF0 =0.611、. 2.85 =1.03kg1/2/(s m1/2)查“充气系数关联图”，得=0.57故 h hhW hOW = 0.57 0.051 0.0094 = 0.0342m液柱iii. 液体表面张力的阻力h匚计算表面张力所产生的阻力h._由式h一二土计算PLgdgh 4 20.63 100.0021m 液柱808.6X9.81 x0.005气体通过每层塔板的液柱高度hp可按下式计算hp =hc +h +

20、 g=0.0219+0.0228+0.0021 = 0.047m 液柱气体通过每层塔板的压降为Pp =hp ：lg =0.047 808.6 9.81 =371Pa ： 0.7kPa(设计允许值)b）液面落差对于筛板塔，液面落差很小，且本例的塔径和液流量均不大， 故可忽略液面落差的影响。C）液沫夹带/3.2液沫夹带量由式色二57计算斥 iHt-hf丿hf =2.5hL =2.5 0.04 = 0.10m故 弐=5.7"°'0611 = o.oo27kg液 / kg气 c0.1kg液 /kg气20.63x10 040-0.15丿故在本设计中液沫夹带量ev在允许范围内。

21、d) 漏液对筛板塔，漏液点气速U),min可如下计算u°,min = 4.4C° J(0.0056 + 0.13h|_ h石)Pl / Pv= 4.4 , 0.0056 0.13 0.06 - 0.0021 808.6/2.85 = 5.337m/s头际孔速 u°=8.52m/s>U0, min稳定系数为 K 二 U0 二 8.52 =1.60 1.5U0,min 6.082故在本设计中无明显漏液。e) 液泛为防止塔内发生液泛，降液管内液层高应有H (Ht hW)苯-甲苯物系属一般物系，取=0.5，则(Ht hW)二 0.5(0.40 0.031) = 0.

22、215m而 Hd = hp hL hd板上不设进口堰，hd可由式hd =0.153(叭)2计算，即hd =0.153(0.08)2 = 0.001m 液柱Hd=0.047+0.40+0.001=0.088m 液柱Hd 乞(Ht hW)故在本设计中不会发生液泛现象。7. 塔板负荷性能图a)漏液线由 u°,min =4.4C°0.00560.13九二人7/代Vs,minu0,minA0hL = hW ' hOWhOW2.841000得V°,min2.84、2/31 ；0.0056 +0.13/ +E!hcJ1000Jw)j-4.4C0A0l/'v= 4

23、.4 0.772 0.101 0.5322 84丿0.0056 +0.13 0.031 十 江1汉1000广3600 Ls I 0.66 丿-0.0021808.6/2.85整理得2/3V°,min =2.920：0.00829 + 0.127Ls在操作范围内，任取几个Ls值，依上式计算出Vs值，计算结果列 于下表。Ls，m3/s0.00060.00150.00300.0045Vs，m3/s0.2800.2910.3050.317由上表数据即可作出漏液线1b）液沫夹带线以ev=0.1kg液/kg气为限，求Vs-Ls关系如下:>3-2由I匚LUaVs0.785 - 0.0363=

24、1.335Vshf =2.5hL = 2.5 hw ' howhw = 0.031how2.841000*2/33600 Ls0.66 丿0.88L故 hf = 0.078+ 2.2L?3Ht -hf0.322 -2.2L2/3S5.7 10-620.63 10-32= 0.11 .335VsI2/3；整理得 Vss2/3在操作范围内，任取几个Ls值，依上式计算出Vs值，计算结果列 于下表。Ls, m3/s0.00060.00150.00300.0045Vs, m3/s1.4461.3841.3041.236由上表数据即可作出液沫夹带线 2C）液相负荷下限线对于平直堰，取堰上液层高度

25、hoW=0.006m作为最小液体负荷标/ 吟3准，贝S h°W 二型 E S =0.0061000 Uw 丿取E=1，则Ls,min =巾.006"0003/2 0.66 =0.00056口3冷<2.84 丿 3600据此可作出与气体流量无关的垂直液相负荷下限线3d）液相负荷上限线以二=4s作为液体在降液管中停留时间的下限，则卄仝4LSS,maxAH0.0363 0.443= 0.00363m /s据此可作出与气体流量无关的垂直液相负荷上线线4 e)液泛线令 Hd = (Ht hw)由 Hd =hp%hd；hp =hchih；：;hi=如血=hwh°w联立得

26、：:Ht 川汁-；T hw = : 1 how hc hd h._忽略h二，将how与Ls，hd与Ls，he与Vs的关系式带入上式，并整理得a'V； =b'-c'LS -d'L?3式中0.051(A0C0)2<PLb'= Ht (1： T)hw c' = 0.153/(lwh。)2d' = 2.84 10；E(1:) 3600I lw将有关数据代入，得0.153(0.66 0.021)2= 809.27,0.051*2.85、c a - (0.101 汉 0.532 X0.772)21-0.104<808.6 丿b'=

27、0.5 0.4(0.5 -0.57 -1) 0.031 =0.167Z2/3；丄 3600 :d' = 2.84"0 勺汉(1+0.57)I =1.382<0.66 丿故 0.104V； = 0.167-809.27 L；-1.382LS/3或 vf = 1.60 一 7746LS - 13.23L?3在操作范围内，任取几个Ls值，依上式计算出Vs值，计算结果 歹y于下表。Ls, m3/s0.00060.00150.00300.0045Vs, m3/s1.2261.1871.1201.040由上表数据即可作出液泛线5在负荷性能图上，作出操作点 A，连接0A，即作出操作线

28、。由 图可看出，该筛板的操作上限为液泛控制，下限为漏液控制。并 可查得 彈贸摄尔霁毙攬砖卤庑。Vs,max=1.163m/sVs,mjn=0.282m3/s故操作弹性为Vt = 1.163 =4.124Vs,min0.282所设计筛板的主要结果汇总于下表。序号项目数值1平均温度t m, C86.22平均压力Pm,kPa108.83气相流量Vs,(m3/s)2.854液相流量Ls,(m3/s)808.65实际塔板数286有效段咼度Z,m11.27塔径D, m1.08板间距HT, m0.49溢流形式单溢流10降液管形式弓形11堰长l w, m0.6612堰咼h% m0.03113板上液层高度hL, m0.0414堰上液层高度how m0.009415降液管底隙高度ho，m0.02116安定区宽度W,