苯—甲苯板式精馏塔的工艺设计方案

1、化工原理课程设计说明书苯一甲苯板式精储塔的工艺设计工艺计算审精微段部分学院：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：2007104407372018年7月1日设计题目设计一座苯-甲苯连续精馏塔，要求年产纯度为苯1.9xi04t,塔顶储出液中含甲苯不得高于中含甲苯 38%以上均为质量分数）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. 单板压降塔板类型99.1%的甲2%，原料液4kPag压）。自选。自选。0.5MPa表压）。w0.7kPa筛板 工作日每年 300天，每天 24 小时连续运行。厂址天津地区设计类容1 . 精馏塔的物料衡算

2、；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 .精储塔接管尺寸计算；9 .绘制生产工艺流程图；10 .绘制精储塔设计条件图；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1.013 x105Pa）温度/ C859095100105PA*/105Pa1.1691.33511.5571.7922.042PB*/105Pa0.4600.5400.6330.7430.860苯-

3、甲苯物系的气液平衡数据表1-2x00.0580.1550.2560.3760.5080.6590.8301y00.1280.3040.4530.5960.7200.8300.9431表1-3苯-甲苯部分温度下的密度温度/C81.091.4815.9803.5IT808.88798.6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 连续精储流程。设计中采用泡点进料，将原料液通过预热器加热至 泡点后送入精储塔内。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

4、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。1 .精储塔的物料衡算a）原料液及塔顶、塔底产品的摩尔分率苯的摩尔质量Ma =78.11kg/kmol甲苯的摩尔质量MB=92.13kg/kmolb)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)物料衡算原料处理量总物料衡算31.83=D+W苯物料衡算31.83

5、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，如图1-1x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乍垂线ef即为进料线(q线,该线与平衡线的交点坐标为5=0.658yq=0.828故最小回流比为26 / 23取操作回流比为R=2Rmin=2X0.91 = 1.82iii. 求精储塔的气、液相负荷L=R

6、D= 1.82X21.19=38.57kmol/hV=(R+1>D= (1.82+1>21.19=59.76kmol/hL'=L+F= 38.57+31.83=70.40kmol/hV'=V= 59.76kmol/hiv.求操作线方程精微段操作线方程为提储段操作线方程为v. 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进料板位置b）实际塔板数的求取精储段实际板层数提储段实际板层数Nt=14(包括再沸器>Nf=6N 精=5/0.52=9.6=10N 提=9/0.52=17.3 183 . 精馏塔的工艺条件及有关物性数据的计算

7、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Pf=105.3+0.7X 10=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：塔顶温度进料板温度tD=81.0tF=91.4精馏段平均温度tm=(81.0+91.4>/2=86.2c)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

8、x1=0.955MvDm =0.983 x 78.11+(1-0.983>92.13=78.34kg/kmolMLDm =0.955 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=0.630X78.11+(1-0.630>92.13=83.30kg/kmol精微段平均摩尔质量Mvm=<78.34+80.80) /2=7

9、9.57kg/kmolMLm =<78.74+83.30) /2=81.02kg/kmold)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ii. 液相平均密度计算液相平均密度依下式计算，即塔顶液相平均密度的计算由tD=81.0 C,查“化学化工物性数据手册有机卷1” P305得进料板液相平均密度的计算由tF=91.4C,查手册得进料板液相的质量分率精储段液相平均密度为e）三液体平均表面张力计算液相平均表面张力依下式计算，即ri塔顶液相平均表面张力的计算由tD=81OC,查手册得进料板液相平均表面张力的计算由tF=91.4C,查手册得精储段液相平均表面张力为f）液体平均粘度

10、计算液相平均粘度依下式计算，即1 1 塔顶液相平均粘度的计算由tD=81OC ,查“化学化工物性数据手册有机卷1” P303进料板液相平均粘度的计算由tF=91.4C,查“化学化工物性数据手册有机卷1” P303精储段液相平均粘度为4 .精储塔的塔体工艺尺寸计算a）塔径的计算精微段的气、液相体积流率为由式中X | 计算，其中的C20由“史密斯关联图”查取,图的横坐标为取板间距HT=0.40m,板上液层高度hL=0.04m,则HT-hL=0.40-0.04=0.36m查“史密斯关联图”得C20=O.O73取安全系数为0. 6,则空塔气速为u=0.6umax=0.6x 1.235=0.887m/s

11、按标准塔径圆整后为D=1.0m塔截面积为实际空塔气速为b)精微塔有效高度的计算精微段有效高度为Z精=(N 精-1>Ht=(10-1>x 0.40=3.6m提储段有效高度为Z提=(N 中i-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故精储塔的有效高度为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lw=0.66D=0.66X 1.0=0.66mii. 溢流堰高度hw由hw=h_-how选用平直堰，堰上液层高度

12、近彳以取E= 1,贝U取板上清液层高度hL=40mm故 hw=0.04-0.0094=0.031miii. 弓形降液管宽度Wd和截面积Af由 I查“弓形降液管的参数图”，得KI 3故Af=0.0722AT=0.0722 X 0.503=0.0363m2W=0.124D=0.124X 1.0=0.124m依式即验算液体在降液管中停留时间,故降液管设计合理。iv. 降液管底隙高度取 u0=0.08m/s则Ihw-ho=0.051 -0.031=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

13、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=W's=0.065m, WC=0.035m。iii. 开孔区面积计算开孔区面积I其中 j故 n v -iv. 筛孔计算及其排列本题所处理的物系无腐蚀性，可选用碳钢板，取筛孔直径d°=5mm。筛孔按正三角形排列，取孔中心距 t为 t=3d o=3X 5=15mm筛孔数目n为开孔率为6 .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x 计算, 由 I X ,查“干筛孔的流量系数图”得，Co=0.772ii. 气体通过液层的阻力hi计算气体通过液层的阻力hi由式计算查“充气系数关

14、联图”，得0.57故iii. 液体表面张力的阻力 时计算表面张力所产生的阻力回由式 区计算气体通过每层塔板的液柱高度hp可按下式计算气体通过每层塔板的压降为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）液沫夹带液沫夹带量由式计算d）漏液故在本设计中液沫夹带量ev在允许范围内。对筛板塔，漏液点气速U0,min可如下计算实际孔速 u0=8.52m/s>u0,min稳定系数为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苯-甲苯物系属一般物系，取 二J ,则板上不设进口堰，hd可由式计算，即Hd=0.047+0.40+0.

15、001=0.088m 液柱故在本设计中不会发生液泛现象O7 .塔板负荷性能图a）漏液线整理得J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1。b）液沫夹带线以ev=0.1kg液/kg气为限，求Vs-Ls关系如下:LEJ故_l三I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 列于下表。Ls,m3/s0.00060.00150.00300.0045Vs,m3/s1.4461.3841.3041.236由上表数据

16、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how=0.006m作为最小液体负荷标准，则|=0.006取E=1,则据此可作出与气体流量无关的垂直液相负荷下限线3d）液相负荷上限线以山作为液体在降液管中停留时间的下限，则KI据此可作出与气体流量无关的垂直液相负荷上线线4e）液泛线令由联立得I忽略回，将国与Ls,日与Ls,目与Vs的关系式带入上式，并整理得目将有关数据代入，得目在操作范围内，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/s1.2261.1871.1201.040由上表数据即

17、可作出液泛线5在负荷性能图上，作出操作点 A,连接OA,即作出操作线。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3 .Vs,max=1.163m /sVs,min=0.282m3/s故操作弹性为所设计筛板的主要结果汇总于下表。序号工程数值1平均温度t m, c86.22平均压力Pn,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后效段局度Z,m11.27塔彳至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吗m0.6612堰局hw, m0.03113板上液层高度m0

18、.0414堰上液层高度hOvym0.009415降液管底隙高度ho, m0.02116安定区宽度W, m0.06517边缘区宽度W, m0.03518开孔区卸积a, m0.53219筛孔直径do, m0.00520筛71数目n273121孔中心距t, m0.01522开孔率小,%10.123空塔气速u, m/s0.58324筛71气速uo, m/s8.5225稳定系数K1.6026每层塔板压降/ Pp, Pa37127负荷上限液泛控制28负荷上限漏液控制29液沫夹带ev, <kg液/kg气）0.002730气相负荷上限，m/s1.16331气相负荷卜限，m/s0.28232操作弹性4.1248.精储塔接管尺寸计算1 .塔顶蒸汽出口管径依据流速选取，但塔顶蒸汽出