苯甲苯连续精馏塔方案Word文件下载.docx
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6.2.精馏塔有效高度的计算9
7.塔板主要工艺尺寸的计算10
7.1.溢流装置计算10
7.1.1.堰长IW10
7.1.2.
溢流堰高度hW10
7.1.4.降液管底隙高度h011
7.2.塔板布置11
7.2.1.塔板分布11
7.2.2.边缘区宽度确定11
7.2.3.开孔区面积计算11
7.2.4.筛孔计算及其排列11
&
筛板的流体力学验算12
8.1.塔板压降12
8.1.1.干板阻力he计算12
1.2.气体通过液层的阻力h1计算12
8.1.3.液体表面张力的阻力he计算12
8.2.液面落差13
8.3.液沫夹带13
8.4.漏液14
8.5.液泛14
9.塔板负荷性能图14
9.1.漏液线14
9.2.液沫夹带线15
9.3.液相负荷下限线16
9.4.液相负荷上限线16
9.5.液泛线16
10.主要工艺接管尺寸的计算和选取18
10.1.塔顶蒸气出口管的直径dV18
102回流管的直径dR19
103进料管的直径dF19
10.4.塔底出料管的直径dW19
11.塔板主要结构参数表19
12.设计实验评论20
13.参考文献21
14.
21
附图＜工艺流程简图、主体设备设计条件图）
1.流程和工艺条件的确定和说明
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，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）2.952
3.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=78.11kg/kmol水的摩尔质量Mb=92.13kg/kmol
xf=|=0.430
xw=||=0.024
32原料液及塔顶、塔底产品的平均摩尔质量
Mf=0.430X78.11+<
1-0.430）x92.13=86.10kg/kmol
Md=0.957X78.11+<
1-0.957）x92.13=78.71kg/kmol
Mw=0.024X78.11+<
1-0.024）x92.13=91.79kg/kmol
3.3.物料衡算
生产能力F=匚|=47.62kmol/h
总物料衡算47.62=D+W
苯物料衡算47.62X0.430=0.957D+0.02W
联立解得
D=20.72kmol/h
W=26.90kmol/h
4.塔板数的确定
4.1.理论塔板层数Nt的求取
苯一甲苯属理想物系，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
表一苯一甲苯气液平衡［苯<
101.3KPa）/%<
mol）］
沸点/C
110.56
105.71
101.78
98.25
95.24
92.43
气相组成
0.0
20.8
37.2
50.7
61.9
71.3
液相组成
10.0
20.0
30.0
40.0
50.0
89.82
87.32
84.97
82.61
81.24
80.01
79.1
85.7
91.2
95.9
98.0
100.0
60.0
70.0
80.0
90.0
95.0
由上数据可绘出和t-x-y图和x-y图
图一
图
苯—甲苯体系相平衡曲线图
4.12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，贝UXF=Xq,在图二中对角线
上，自点<
0.430,0.430）作垂线即为进料线<
q线），该线与平衡线的交点坐标为
yq=0.654xq=0.430336
故最小回流比为
Rmin=I=J=1.353
则操作回流比为
R=1.3Rmin=1.3X1.353=1.759
4.1.3精馏塔气、液相负荷的确定
L=RD=1.759X20.72=36.45kmol/h
V=（R+1>
D=<
1.759+1）X20.72=57.17kmol/h
L=L+F=36.45+47.62=84.07kmol/h
V=v=57.17kmol/h
4.1.4.求操作线方程
相平衡方程
㈢
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=9
2）逐板计算求理论塔板数
X
y
1
0.901
0.957
9
0.364
0.586
2
0.827
0.922
10
0.308
0.524
3
0.738
0.875
11
0.242
0.441
4
0.645
0.818
12
0.176
0.345
5
0.560
0.759
13
0.117
0.247
6
0.491
0.704
14
0.072
0.161
7
0.440
0.660
15
0.0406
0.095
8
0.406
0.628
16
0.0198
0.048
X8<
Xq换提馏段方程逐板计算进料板在Nf=8
X16<
Xw总理论塔板数Nt=16
4.2.实际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+仁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=13
5.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=105.30kPa
每层塔板压降△P=0.70kPa
进料板压力Pf=101.30+0.70X15=115.80kPa
精馏段平均压力Pm=（105.30+115.80>
/2=110.60kPa
5.2.操作温度计算
1）由图二得出
塔顶温度tD=82.2oC
进料板温度tF=99.6oC
精馏段平均温度tm=<
82.2+99.6）/2=90.9oC
2）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
tD
=82.2C
进料板温度
tF
=99.6C
精馏段平均温度tm=<
82.2+99.6）/2=
=909C
5.3.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=0.957X78.11+<
MLDm=0.901X78.11+<
1-0.901）x92.13=79.51kg/kmol
2）进料板平均摩尔质量计算
由逐板计算解理论板，得
yF=0.628xf=0.406
MvFm=0.628X78.11+<
1-0.628）X92.13=83.32kg/kmol
MLFm=0.406X78.11+<
1-0.406）X92.13=86.44kg/kmol
3）精馏段平均摩尔质量
Mvm=<
78.71+83.32）/2=81.02kg/kmol
MLm=<
79.51+86.44）/2=82.98kg/kmol
54平均密度计算
5.4.1.气相平均密度计算
由理想气体状态方程计算，即
5.4.2.液相平均密度计算
液相平均密度依下式计算，即
1/片Lm=x\
塔顶液相平均密度的计算
有tD=82.2oC,查手册［2］得
33
厅a=812.7kg/mfb=807.9kg/m
进料板液相平均密度计算
有tF=99.6oC,查手册［2］得
fa=793.1kg/m'
fB=790.8kg/m
进料板液相的质量分率
OCA=
精馏段液相平均密度为
Lm=<
812.49+791.64）/2=802.07kg/m3
5.5.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
可a=21.24mN/m可b=21.42mN/m
LDm=0.957X21.24+0.043X21.42=21.25mN/m
进料板液相平均表面张力的计算
有tF=99.6oC，查手册［2］得
a=18.90mN/mb=20.04mN/m
LFm=0.406X18.90+0.594X20.04=19.58mN/m
精馏段液相平均表面张力为
可Lm=<
21.25+19.58）/2=20.42mN/m
56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=82.2oC,查手册［2］得
卩a=0.302mPa•s卩b=0.306mPa•s
解出LD=0.302mPa・s
进料板液相平均粘度的计算
由tF=99.6oC,查手册［2］得
耳A=0.256mPa•s可B=0.265mPa•s
解出上LFn=0.261mPa-s
精馏段液相平均粘度为
flh=<
0.302+0.261）/2=0.282
5.7.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=0.302mPa-s
塔釜液相平均粘度的计算
由tw=117.2oC，查手册［2］得
:
A=0.22mPa-s匸B=0.24mPa・s
解出厅Lw=0.24mPa-s
全塔液相平均粘度为
l=<
0.302+0.24）/2=0.27mPa•s
5.7.2.全塔平均相对挥发度计算
相对挥发度依下式计算，即
匚7<
理想溶液）
塔顶相对挥发度的计算
Pa°
=104.80KPaFB°
=40KPa
由tW=117.2oC,查手册［2］得
=250KPaFB°
=100.60KPa
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］得全塔效率丘'
=0.50筛板塔校正值为1.1
故Ed=1.1Eo'
=1.1X0.50=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
由Umax=J
式中C=.I0.2，查手册史密斯关联图[4]
其中横坐标为
=[k■=0.039
取板间距Ht=0.45m,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
Umax=0.0823X=1.387m/s
取安全系数为0.7,则空塔气速为
u=0.7umax=0.70X1.387=0.971m/s
D=凶=Esl=0.774m
按标准塔径圆整后为D=0.80m
塔截面积为
At=Im2
实际空塔气速为
u=刈=0.910m/s
62精馏塔有效高度的计算
精馏段有效高度为
Z精=（N精-1>
xHt=（15-1>
X0.45=6.30m
提馏段有效高度为
Z提=（N提-1>
XHt=（13-1>
X0.45=5.40m
在进料板上方开一个人孔，其高度为0.80m
则精馏塔的有效高度为
Z=Z精+Z提+0.80=6.30+5.40+0.80=12.50m
7.塔板主要工艺尺寸的计算
7.1.溢流装置计算
因塔径D=0.80m,选用单溢流弓形降液管，采用凹形受液盘。
各项计算如下:
7.1.1■堰长lw
取Iw=0.726D=0.726X0.80=0.581m
7.1.2.溢流堰高度hw
由hW=hL-hoW
选用平直堰，堰上液层高度hoW=_乂|2/3
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40~80mm的范围
7.1.3.弓形降液管宽度Wd和截面积Af
由Iw/D=0.726
查手册弓形降液管的参数图［4］得
则Af=0.050m2
vl=0.125m
验算液体在降液管中停留时间，即
故降液管设计合理
7.1.4.降液管底隙高度ho
取uo=O.O6m/s
则||=0.0301m符合小塔径ho不小于25mm的要求。
hw-ho=O.O499-O.O3O1=O.O198m>
0.006m
故降液管底隙高度设计合理。
选用凹形受液盘，深度」=50mm
72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，
r=3|-0.05=0.35m
则Aa=0.292m2
7.2.4.筛孔计算及其排列
苯一甲苯体系处理的物系无腐蚀性，选用S=3mm碳钢板，取筛孔直径
do=5mm。
筛孔按正三角排列，取孔中心距t为
t=2.5do=2.5X5=12.5mm
筛孔数目n为
n=［T=［刃=2165个
开孔率为
©
=0.907v』）2=0.907=14.51%
气体通过阀孔的气速为
8.筛板的流体力学验算
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，
由d0/S=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
1.2.气体通过液层的阻力hL计算
=0.59
则hL=（hw+how>
=0.59<
0.0499+0.0101）=0.035m液柱
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厅由下式计算
h（=|m液柱气体通过每层塔板的液柱高度hp由下式得
hp=hi+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=0.0711X802.07X9.81=559.44Pa<
700Pa设计允许值）
82液面落差
液面落差由下式计算
平均液流宽度
内外堰间距离
液相流量
三=0.00105m3/s
/0.05=0.014<
0.5
所以液面落差符合要求
3■液沫夹带
液沫夹带量由下式计算
hf=2.5hL=2.5X0.035=0.0875
所以本设计中液沫夹带3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
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
苯一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+0.035+0.0096=0.116m液柱
则—I
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JI―-
U0，min=
hL=how+hw
how=乂|2/3
=4.4X0.78X0.292X0.1451
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，
3,m/s
0.0070
0.010
0.030
0.060
Vs，
3.
m/s
1.33
1.37
1.56
1.75
由上表作出漏液线1。
9.2.液沫夹带线
以ev=0.1kg液/kg气为限，求Vs-Ls关系如下:
hf=2.5hL=2.5<
hOW+hW）
hw=0.036
故hf=0.09+1.22Ls2/3
2/32/3
Ht—hf=0.6-<
0.09+1.22Ls）=0.51-1.22Ls
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/s
Vs，m3/s
9.03
8.80
7.61
6.27
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
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9=4s作为液体在降液管中停留时间的下限，由下式
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.—II
由Hd=hp+hL+hd；
hp=hi+h<
+he；
hi=BhL；
hL=how+hw
联立得丨
忽略h<
将how与Ls,hd与Ls,he与V的关系代入上式，并整理得
式中
将有关数据代入，得
则-I
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
0.040
Vs,
9.32
9.13
7.06
5.07
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，作出操作点A，连接0A，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
—=1.18m3/s一=7.83m3/s
则操作弹性为
―/一=6.64
10.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12~20m/s,蒸气管的直径为
x［，其中dv---塔顶蒸气导管内径mVs---塔顶蒸气量m3/s，取
Uv=15.00m/s，贝U
故选取接管外径＞厚度630：
20mm
102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
0.2~0.5m/s。
取ur=0.3m/s,贝U
故选取接管外径＞厚度25*mm
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=0.4~0.8m/s,取料液速度uf=0.5
m/s,贝U
故选取接管外径＞厚度219X14mm
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0.5~1.5m/s,循环式再沸器取
1.0~1.5m/s本设计取塔底出料管的料液流速Uw为0.8m/s＞
接管外径＞厚度133X5.5mm
11.塔板主要结构参数表
表五.筛板塔设计计算结果
序号
工程
数值
平均温度tmC
89.28
平均压力PmkPa
105.15
气相流量Vsm3/s
4.25
液相流量Lsm3/s
0.011
实际塔板数
38
有效段高度Zm
22.20
精馏塔塔径m
板间距m
0.60
溢流形式
单溢流
降液管形式
弓形
堰长m
1.60
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