苯甲苯板式精馏塔的工艺设计方案文档格式.docx

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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1.013×

105Pa）

温度/℃

85

90

95

100

105

pA*/105Pa

1.169

1.335

1.557

1.792

2.042

PB*/105Pa

0.460

0.540

0.633

0.743

0.860

表1-2苯-甲苯物系的气液平衡数据

x

0.058

0.155

0.256

0.376

0.508

0.659

0.830

1

y

0.128

0.304

0.453

0.596

0.720

0.943

表1-3苯-甲苯部分温度下的密度

81.0

91.4

815.9

803.5

808.88

798.6

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。

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=78.11kg/kmol

甲苯的摩尔质量MB=92.13kg/kmol

b）原料液及塔顶、塔底产品的平均摩尔质量

MF=0.658×

78.11+（1-0.658>

92.13=82.90kg/kmol

MF=0.983×

78.11+（1-0.983>

92.13=78.59kg/kmol

MF=0.012×

78.11+（1-0.012>

92.13=91.96kg/kmol

c）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×

0.658=0.983D+0.011W

联立解得D=21.19kmol/h

W=10.64kmol/h

2.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1-1。

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

xq=0.658yq=0.828

故最小回流比为

取操作回流比为

R=2Rmin=2×

0.91=1.82

iii.求精馏塔的气、液相负荷

L=RD=1.82×

21.19=38.57kmol/h

V=（R+1>

D=（1.82+1>

21.19=59.76kmol/h

L’=L+F=38.57+31.83=70.40kmol/h

V’=V=59.76kmol/h

iv.求操作线方程

精馏段操作线方程为

提馏段操作线方程为

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NT=14（包括再沸器>

进料板位置NF=6

b）实际塔板数的求取

精馏段实际板层数N精=5/0.52=9.6≈10

提馏段实际板层数N提=9/0.52=17.3≈18

3.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PF=105.3+0.7×

10=112.3kPa

精馏段平均压力Pm=（105.3+112.3>

/2=108.8kPa

b）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tD=81.0℃

进料板温度tF=91.4℃

精馏段平均温度tm=（81.0+91.4>

/2=86.2℃

c）平均摩尔质量

塔顶平均摩尔质量计算

由xD=y1=0.983,查平衡曲线<

见图1-1），得

x1=0.955

MVDm=0.983×

92.13=78.34kg/kmol

MLDm=0.955×

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<

yF=0.808

查平衡曲线<

xF=0.630

MVFm=0.808×

78.11+（1-0.808>

92.13=80.80kg/kmol

MLFm=0.630×

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/kmol

MLm=<

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

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℃,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=91.4℃,查手册得

进料板液相的质量分率

精馏段液相平均密度为

e）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

由tD=81.0℃,查手册得

进料板液相平均表面张力的计算

精馏段液相平均表面张力为

f）液体平均粘度计算

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=81.0℃,查“化学化工物性数据手册有机卷1”P303得

进料板液相平均粘度的计算

由tF=91.4℃,查“化学化工物性数据手册有机卷1”P303得

精馏段液相平均粘度为

4.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

由

式中计算，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=0.073

取安全系数为0.6，则空塔气速为

u=0.6umax=0.6×

1.235=0.887m/s

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>

×

0.40=3.6m

提馏段有效高度为

Z提=（N提-1>

HT=（18-1>

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=11.2m

5.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=0.66×

1.0=0.66m

ii.溢流堰高度hW

由hW=hL-hOW

选用平直堰，堰上液层高度

近似取E=1,则

取板上清液层高度hL=40mm

故hW=0.04-0.0094=0.031m

iii.弓形降液管宽度Wd和截面积Af

由

查“弓形降液管的参数图”，得

故Af=0.0722AT=0.0722×

0.503=0.0363m2

Wd=0.124D=0.124×

1.0=0.124m

依式验算液体在降液管中停留时间，即

故降液管设计合理。

iv.降液管底隙高度h0

取u’0=0.08m/s

则

hw-h0=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h’w=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Ws=W’s=0.065m，Wc=0.035m。

iii.开孔区面积计算

开孔区面积

其中

故

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d0=5mm。

筛孔按正三角形排列，取孔中心距t为

t=3d0=3×

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由式计算，

由，查“干筛孔的流量系数图”得，c0=0.772

故

ii.气体通过液层的阻力hl计算

气体通过液层的阻力h1由式计算

查“充气系数关联图”，得0.57

iii.液体表面张力的阻力计算

表面张力所产生的阻力由式计算

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

故

故在本设计中液沫夹带量eV在允许范围内。

d）漏液

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，则

而

板上不设进口堰，hd可由式计算，即

Hd=0.047+0.40+0.001=0.088m液柱

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

得

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/s

0.0006

0.0015

0.0030

0.0045

Vs，m3/s

0.280

0.291

0.305

0.317

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:

由