年处理8万吨苯-甲苯的精馏装置设计书

1、年处理8万吨苯冲苯的精f留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，采用连续精锚流程。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惚 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。15廿连续精馄!塔流程流程图2设计思路连续精懾流程附图图流程图在本次设计中，我们进行的是苯和甲苯二元物系的精徭分离，简单蒸徭和平衡蒸镭只 能达到组分的部分增浓，如何利用两组分的挥

2、发度的差异实现高纯度分离，是精馆塔的 基本原理。实际上，蒸镭装置包括精馅塔、原料预热器、蒸镭釜、冷凝器、釜液冷却器 和产品冷却器等设备。蒸憾过程按操作方式不同，分为连续 蒸馅和间歇蒸馆，我们这次 所用的就是浮阀式连续精馅塔。蒸馅是物料在塔内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。此次设计是在常压下

3、操作。因为这次设计采用间接加热，所以需要再沸器。回流比是精憾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。流体力学验算塔负荷性能图1、本设计采用连续精镭操作方式。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

4、多用不锈钢板或合金。近年来所研究 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范围内, 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。塔板的工艺设计1-1基础物性数据表苯、甲苯的粘度温度C020406080100120苯 mPa s0.6380.4850.3810.3080.2550.215甲苯mPa s0.7580.580.4590.37

5、30.3110.2640.228表苯、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13苯、甲苯的表面张力温度c020406080100120苯 mN / m31.6028.8026.2523.7421.2718.8516.49甲苯mN/m30.8928.5426.2223.9421.6919.4917.34表苯、甲苯的摩尔定比热容温度c050100150苯 kJ / （kmol 當）72.789.7104.8118.1甲苯kJ/

6、（kmol拿）93.3113.3131.0146.6表15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：M a = 78.11 kg / kmol甲苯的摩尔质量：M b=92.13 kg / kmol塔顶笨的摩尔分率：&叫0W8.H0.992Xd/M a (1xJ/Mb 0.99/78.11 0.01/92.13进料笨的摩尔分率：Xi/MaXf0.45/78.11门0

7、.491yz /m. 一 yxWMo n AR/7P. 11 n 12塔底笨的摩尔分率：XWA0 02/78町0024Xw/Ma (1-Xw)/Mb0.02/78.11 0.98/92.13(2)原料液平均摩尔质量：Mf=0.491 78.11 (1-0.491) 92.13 = 85.246kg / kmolr80000000nn 24 AR 24A原料液摩尔流量：(3)物料衡算 总物料衡算:=130.341 kmol/hF 二 D W即苯的物料衡DW =130.341DXd WXw 二 FXf(2)即 D 0.992 W 0.024 =130.341 0.491由方程(2)解得：D=62.

8、881koml/hW=67.460koml/h22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10算出。如表16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0.00.0110.60.5920.78989.40.0880.212106.10.7000.85386.80.2000.370102.20.8030.91484.40.3000.50098.60.9030.95782.30.3970.61895.20.9500.97981.20.4890.71092.11.001.0080.2同理可算出其它的所以平衡线方程vXa/Xb 0.2

9、12 心一0.212) =2 79 yA/yB 0.088 心-0.088)Rmin1 -Xf_xdXd0.9920.4911-0.4911.47 0.4912456789102.352.332.462.562.582.492.612.392.45y 一 1 (-1)x2.47X11.47x从而推出：窃=247因为泡点进料q=1,所以有:取操作回流比R=15FU =1.5 1.35 = 2.03 2.3求精馄J塔的气液相负荷L=R D =2.03 62.881 =127.648kmol/hV =(R 1)D =(2.03 1) 62.881 =190.529kmol/h因为泡点进料q=1,所以

10、有：Lf = L F =127.648 130.341 =257.989kmol / hV=V =190.529kmol/h2.4操作线方程RyX 口 1XDR 1精懈段操作线方程为:0.669X 0.3272.030.992x2 05 - 12 0 1提徭段操作线方程为:UV* x WXwV257.989x 0.024 = 1.354xn -0.00851 qn roq 190.52925用逐板法算理论板数y 9 2. 139MlwO 01 35 78.1 1-(1 0. 0 1 35 9 2. 1 3 91.94kg/mol精镭段平均摩尔质量:MVm1M Lm178.22 82.752=8

11、0.39Kg/mol=叫智勺一二8 4.8 7 kg/m ol2lx 八十 ” z i-口 91.67 +82.75提懈段平均摩尔质重：M Vm2 87.21 kg/mol291.94 +85.34M Lm288.64kg/mol23.4平均密度计算气相平均密度7m计算理想气体状态方程计算,Pml “ vm1精憎段气相密度:：?Vm1 RTmi110.55 80.398.314 (86.38 273.15)二 2.973kg/m3pm2 Mvm2提留段气相密度:：，vm2RTm2121.05 87.218.314 (101.00 273.15)二 3.394kg / m3(2) 液相平均密度s

12、计算由式Bm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2 814.91 kg/m3订=811.27kg/m3当to = 80.29 C时，用内差法求得下列数据0.992汉78.110.992 78.111 -0.992aAD92.13= 0.9910.991 lU3 I3LDm _/(+ 811 27)=814.88kg/m814.91进料：tF =92.48 C查得苯和甲苯的密度分别为-801.25kg/m3=799.01 kg/m3当tF= 92.48 C用内差法求得下列数据0.48 仆 78.11=0 4400.481 78.111 - 0.48192.13

13、.LFm+_=_o44o) = 799.99kg/m3m 801.25799.01塔底:tw=1 0 9C. 5查得苯和甲苯的密度分别为781.48kg/m3 订=781.36kg / m3当tw= 109.52 C用内差法求得下列数据Q PLDm+PLFm 81 4.88 + 799.99 V / 3精镭段平均密度：”Lmi 二 LDmLFm807.44kg/m22提镭段平均密度：-LmA-LWm790.68kg/m3.5液体平均表面张力计算液体表面张力二Lm二KG由查手册得 a = 20 82 m N 1m Lb2 1.01rm N m；rLDm =0.992 21.21 (1 -0.99

14、2) 21.64 = 21.21 mN m1由 tF =92.48 C 查手册得 二 la 20 mN/m 二 lb 二 20.2 mN/mFLm =0.481 20 0.519 20.2 =20.1 mN/mQ11由 tw =108.54 C 查手册得二 LA=1749mNrriLBl 8. 2 5 m N mCLDm =0.0135 17.49 (1-0.0135) 18.25 = 18.24mN m1精徭段平均表面张力：CLm0八1824 =19.66mN N2提徭段平均表面张力：“二18笃2o1 =19.17mNm3.6液体平均黏度计算塔顶液相平均的黏度的计算由 1=80.29 C 查

15、表得： =0 307mPa s jA0.310mPa sLg 5 =0.992Lg 0.3070.008Lg0.310 = 5 =0.307mPa.s进料板液相平均黏度的计算由 tP =92.48 C 查表得：A=0.26mPa.sAB=0.29 mPa.s同理可得 Fm =0.281 mPa.s塔底液相平均的黏度的计算由 L-109.52 C 查表得:J A=0.236mPa.s *=0.247mPa.s同理可得Lwm = 0.247mPa.s 所以液相平均密度心=37 281 0.247) =0_279mPa.s 34、精憎塔工艺尺寸的计算4.1塔径的计算精馄段气液相体积流率为VM19O5

16、29 8 39 , o 精馆?段Vsi二 Vm1 十3询彳3600 .、mi 3600 2.973LM，宀 厂L 60m 彳 JS13600 几 mi 3600 807.44提憎段VS21.365m3VMvm2190.529 87.533600 :亦 23600 3.394LMLm2S2 -3600 A2127.648 88.643600 790.680.00394m s2（1）精镭段塔径计算，由Umax（由式C4 （为。 ）C20由课程手册108页图51查图的横坐标为L.V000360 严八”04151.431 2.973选板间距Ht =0.45m,取板上液层高度hL=0.06m ,故Hth

17、_ =0.45006 = 0.39m以Fl,V为横坐标查图5-1得到C20 = 0.085c=C2o rL） 02 = 0.085（1966）0.2 =0.084720 20UmaO0847 .807.44 ”3严.1.393m s-i2.973取安全系数为 0.7,则空塔速度 u = 0.70Umax= 0.70 1.393= 0.975ms-1塔径 D =严= 1,367m*r： ub 3.1416 0.975按标准塔径圆整为D=1.4m（2）提憾段塔径计算式中C由C=C21,284m su 3 394取安全系数为0.7,则空塔速度为u = 0.70umax= 0.70 1.284 = 0

18、.899m s1塔径 D 二理=I 41，365=1.390mV ttu 3.1416 0.899按标准塔径圆整为D =1.4m根据上述精镭段和提馄段塔径的计算，可知全塔塔径为D =1.4m塔截面积为A D21,42 =1.539m244以下的计算将以精馆段为例进行计算：实际空塔气速为J At r 1 -539阿叭4.2精镭塔有效高度的计算精馄段有效高度为Z精二(N精) Ht = (15-1) 0.45 = 6.3m提镭段有效高度为Z提二(N提Ht = (15-1)0.45 = 6.3m在进料板上方开一人孔，其高度为0.8mo故精憾塔的有效高度为Z 二 Z 精Z 提 0.8 =6.3 6.3

19、0.8 = 13.4m5、塔板主要工艺尺寸的计算5.1溢流装置计算因塔径D=1.4可采用单溢流、弓形降液管、凹形受液盘及平直堰，不设进口 堰。各项计算如下：(1) 溢流堰长lw取堰长 lw 为 0.66D,即卩 lw =0.66 1.4 = 0.924mhw = hL _hw查1- 10口】图得,-3how =2.84 10取E=1.0,则r (吧評。窗(2) 溢流堰堰咼hw取板上清液层高度n =60mm故 hw= hi_ hbw =0.06 _0.0165= 0.0435m(3) 降液管的宽度Wd和降液管的面积A由 L=0.66,查图得=0124,乞=00722DDAt故 Wd=0.124D

20、 =0.124 1.4 = 0.1736mAt =0.072% = 0.0722 1.539 = 0.1111m计算液体在降液管中停留时间13.89s 5s3600Af Ht AiHt 3600 0.1111 0.453Lhi Lsi 0.00360 3600故降液管设计合理。(4) 降液管底隙高度ho取液体通过降液管底隙的流速U为0.11 m/s依式1-56计算降液管底隙高度ho,即:h01Ls10.00360 3600Q354mIw Uo0.924 0.11 3600hA -吒厂 0.0435-0.0354 = 0.0081 m 0.006m故降液管底隙高度设计合理选用凹形受液盘，深度hw

21、 =50mm6.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 ED，故塔板采用分块式。由文献(一)查表 53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= 0.08m ;根据e的大小，取 Wc = 0.06mo开孔区面积计HXF 180加：)其中：:二号一 Wd Ws = * (0.1736 0.080) = 0.4624mD1.4r Wc0.060 = 0.640m22故 九=2 0.4624、0.6402 -0.462423.10.640 sjnj(o24)j =i.07m21800.640(4)浮阀数计算及其

22、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Fo=1O来 粗算阀孔数目；对于F1型重阀0.039m,由Fo=u0.氏可求阀孔气速u.,即 Uo f。_ 工6 =5.780m/s J2.973每层塔板上浮阀个数为1.431Ji d4：193(0.039)5.78041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=75mmt =65mm的等腰三角形叉排方式排列，则设计 条件下的阀孔气速为1.431 42-5.760m/s195 汉於(0.039)阀孔动能因数为Fo 二 Uo. =5.760.3.394 =10.61所以

23、阀孔动能因子变化不大，仍在 9-12的合理范围内，故此阀孔实排数适 用。QQ二 Ao /片=N(d)2 =193 ()2=0.150D1.4此开孔率在5%-15%范围内，符合要求。所以这样开孔是合理的。7、塔板流体力学验算7.7计算气相通过浮阀塔板的静压头降h每层塔板静压头降可按式hp=&+ h十怙计算。(1)计算干板静压头降he由式Uc =1.825 731可计算临界阀孔气速Uc,即U OC = 1 貨冷 1 i25|5781m/s 2.973Ujus 可用 he =5.34 UcP寸算干板静压头降，即he = 5.342（5悶）2973=0.0338m2 汉 9.8799.99(2)计算塔

24、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=0.5,已知板上液层高度九=0.06,所以依式h| = ； ohLh = 0.5 況 0.06 = 0.03m(3) 计算液体表面张力所造成的静压头降h匚由于采用浮阀塔板，克服鼓泡时液体表面张力的阻力很小，所以可忽略不计。这样，气流经一层，浮阀塔板的静压头降 山为ht= he hi=0.0338 0.03 二 0.0638m换算成单板压降R二ht =0.0638 799.99 9.8 = 500.19Pa空07Kpa(设计允 许值)7.2降液管中清夜层高度Hd式Hd=hf hw hd: h how计算气相通过一层塔板

25、的静压头降hf前已计算ht = 0.0638m(2)计算溢流堰(外堰)高度hw前已计算hw二0.0435m(3) 液体通过降液管的静压头降hd因不设进口堰，所以可用式式中 Ls =0.00360m,Lw =0.924m,ho = 0.0354m(0.00360)hd =0.153 汉1 = 0.00185mI0.924X 0.0354 丿(4) 塔板上液面落差厶h由于浮阀塔板上液面落差小很小，所以可忽略(5) 堰上液流高度how这样 Hd =hf g hd为了防止液泛，按式:Ht =0.45,hw = 0.0435m前已求出how= 0.0165mhow =0.038 0.0435 0.001

26、85 0.0165 = 0.1165mHd乞(HThw),取校正系数=0.5,选定板间距(Ht hw) = 0.5 (0.45 0.0435) = 0.247m从而可知 出=0.1165m L(Ht hwA 0.247m,符合防止液泛的要求(6) 液体在降液管内停留时间校核应保证液体早降液管内的停留时间大于3-5 s才能使得液体所夹带气体释出。本 设 计AiHt 0.1111 0.45 一13.90s5 sLs 0.00360可见，所夹带气体可以释出7.3计算雾沫夹带量e(1)雾沫夹带量e判断雾沫夹带量e是否在小于10%勺合理范围内，是通过计算泛点率H来完成的。泛点率的计算时间可用式:Fu10

27、0% 和 FiVs iVl-Pv0.78KCfAt100%塔板上液体流程长度Zl =D-2Wd =1.40-2 0.1736=1,053m塔板上液流面积Ap 二 A-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R为1.431F1 ：2.973+1.36x0.00360x1.053100% =55.34%1 0.127 1.3171.4312.973799.9 -2.973100% = 66.99%0.78 1.00.127 1.317为

28、避免雾沫夹带过量，对于大塔，泛点需控制在80%以下。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e: 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Fo =10.61,可见不会发生严重漏液。&精镭段塔板负荷性能图8.1雾沫夹带上限线 对于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 e =0.1 kg （液）/kg （干气）所对应的泛点率R （亦为上限值），利用式P- 100%便可作岀此线。0.78KcfAtIPVs_ 1 .36LsZlR 二v100% 和FiKCfAp由于塔径较

29、大，所以取泛点率F,=80：,依上式有2 973Vs1.36LS 1.053,799.99 -2.9730.81.0 0.127 1.317整理后得 0.0611 Vs 1.432LS =0.134即乂 =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。所以在操作范围内任取两个Ls值便 可依式Vs =2.193 23.44L,算出相应的Vs。利用两点确定一条直线，便可在 负荷性 能图中得到雾沫夹带的上限线。Ls0.0010.0030.0050.007Vs2.1702.1232.0762.0298.2漏液线对于F1型重阀，当动能因数F。V 5时就会

30、出现严重漏液现象，所以去F=5作为参考值来计算(Vs) minoJ2.973(Vs)mF cbn 二空 0.0392 19 十 5_0668m3/s8.3液泛线从式n二hhow知，n表示板上液层高度,上液层层静压头降hi =二塔(hw+ how)=% hw+ 2.973 e I1000 Jw 丿由式 出(Hthw), Hd=hthw1%: h h细，ht= hehih-联立。即(Ht hwAhfhw hdhh细二忧hih； hw hdh how式中， 干板静压板静可用匚he =5.34 乔,板上液层静压头降hi二；。介液体表面张力所造成的静压头/7和液面落差/?可忽略液体经过降液管的静压头降可用式hd=O.2Jwho )则(Ht5)二 he Ml n+ hd 二 hc+ hd CT ； o) h=5 恍 0 1532.973 (3600L1000 I I