年产3万吨苯-甲苯板式精馏塔工艺设计.doc

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1、课程设计题目：年产3万吨苯-甲苯板式精馏塔工艺设计一、设计任务书（1）年处理含苯44%（质量分数，下同）（2）产品苯的含量不低于94%（3）残液中苯的含量不高于2%（4）操作条件：精馏塔的塔顶压力 4Kpa（表压）进料状态 泡点进料回流比 1.87614加热蒸汽压力 101.33Kpa（表压）单板压降 0.7Kpa全塔效率 52%（5）设备型式 浮阀塔（F1）（6）产址 天津地区（7）设备工作日 300天，24h连续运行（8）水温 17（9）天津大气压 101Kpa二、物料衡算苯的摩尔质量 MA=12 X 6+6=78Kg/Kmol 甲苯的摩尔质量 MB=12X7+8=92Kg/Kmol =0

2、.481 原料液产品的平均摩尔质量：MF=85.266塔顶产品的平均摩尔质量：MD=78.7182塔釜产品的平均摩尔质量：MW=91.671进料量F= .3Xt/a= =48.8665Kmol/h又有公式F=D+W (1) FXF=DXD+WXW (2)联立(1)、(2)得 D=27.412Kmol/h W=21.454 Kmol/h三、塔板数的确定0.00.10.20.30.40.50.60.70.80.91.00.10.20.30.40.50.60.70.80.91.0XWXFXDXD/(R+1)理论板层数放大1、操作回流比、最小回流比的计算泡点进料 q=1 q线方程为X= XF q线方程

3、与相平衡线交点为(xq,yq) = (0.481,0.71)最小回流比Rmin= =1.0423取操作回流比R=1.8Rmin=1.8x1.0423=1.876142、求精馏塔的气、液相负荷L=RD=1.87614X27.412=51.4287kmol/hV=(R+1)D=(1.87614+1)X27.412=78.8407 kmol/h3、精馏段操作线方程=xn+即y=0.6669x+0.32184.图解法求理论板层数采用直角阶梯法求理论板层数，如图所示，在塔底或恒沸点附近作图时要将图局部放大，求解结果为：理论板层数 NT=12（不包括再沸器）进料板位置 NF=6精馏段的板层数 N精=5提馏

4、段的板层数 N提=7（包括进料板）5、实际板层数的求取 由题知：，则精馏段实际板层数 N精= 5/ 0.52=9.61610 提馏段实际板层数 N提= 7 / 0.52=13.4613 总实际板层数 NP= N精+ N提=23四、精馏塔的工艺条件及有关物性数据的计算1、操作压力 塔顶操作压力 PD=P当地+P表 = 101.325+4 = 105.325 Kpa 每层塔板压降 P=0.7Kpa 进料板压降 PF=PD+精馏段板数X 0.7Kpa=105.325+10x0.7=112.33 Kpa精馏段平均压降 Pm=(105.325+112.33)/2=108.83Kpa2、操作温度 根据安托

5、尼方程：lgP*=A-B/(C+t) 和 P=PA*Xa + PB*XbABC甲苯6.0791344.8219.428苯6.0301211.0220.79lgPA*=6.030-1211.0/(220.79+tD) lg PB*=6.079-1344.8/(219.428+tD) PD= PA*0.9487+PB*0.0513当tD=82.4时 求得=105.178kpa当tD=82.5时 求得=105.512kpa利用试代法求出tD=82.45 同理得出tF=96.2 精馏段平均温度 tm =(82.45+96.2)/2=89.3253、平均摩尔质量1、塔顶平均摩尔质量的计算 XD=y1=0

6、.9487 查相平衡图得 x1=0.8841 MVDm=0.9487x78+0.0513x92=78.7182 MLDm=0.8841x78+0.1159x92=79.62262、进料平均摩尔质量计算 XF=0.481 yF=0.695 MVFm=0.695x78+0.305x92=82.27 MLFm=0.481x78+0.519x92=85.2663、精馏段平均摩尔质量 MVm=78.7182+82.27=80.4941MLm=79.6226+85.266=82.44434、平均密度 1、气相平均密度 Vm= =2.911kg/kmol 2、液相平均密度苯和甲苯的液相密度温度t/80901

7、00110/kg/m 3815803.9792.5780.3B /kg/m 3810800.2790.3780.3塔顶：由tD=82.45，查表中数据运用内插法求液相平均密度 A=812.28kg/m3 B=807.60kg/m3 LDm= =812.04 kg/m3进料：由tF=97.63，查表中数据运用内插法求液相平均密度A=796.832kg/m3 B=794.062kg/m3LFm=795.39kg/m3精馏段平均密度Lm =(812.04+795.39)/2=803.715 kg/m35、液相表面张力 1、塔顶液相平均表面张力计算利用“液体表面张力共线图”分别读苯和甲苯在tD=82.

8、45下的表面张力：=20.97x10-3 N/m =21.42x10-3 N/m LDm=0.9487x20.97+0.0513x21.42=20.99(X10-3 N/m)2、进料板液相平均表面张力计算 利用“液体表面张力共线图”分别读苯和甲苯在tF=96.2下的表面张力：=19.3098x10-3 N/m =20.252x10-3 N/m LFm=0.481x19.3098+0.519x20.252=20.187(X10-3 N/m)精馏段液相平均表面张力:Lm=(20.99+20.187)/2=20.5885(X10-3 N/m)五、精馏塔塔体工艺尺寸计算1、塔径的计算（1）最大空塔气速

9、计算公式：精馏段的气、液相体积流率为：qv,v=0.5868(m3/s)qv,L=0.001386(m3/s)由计算, 其中由史密斯关联图查取，图中横坐标为： =0.03925取板间距=0.45m，板上液层高度=0.05m，则查得史密斯关联图到C20=0.085C= C20=0.0867X=0.08720 =0.08720X=1.4463(m/s)取安全系数为0.6，则空塔气速为:u=0.6umax=0.6x1.4463=0.8678(m/s)（2）塔径D=0.9278m按标准塔径圆整后得：D=1.0m塔截面积=X=0.7854()实际空塔气速为u=0.747(m/s)2、精馏塔有效高度的计算

10、 在进料板处及提馏段各开一个人孔，其高度均为0.8m，故精馏塔的有效高度为：Z=(-1) +0.8x3=(23-1)X0.45+0.8x3=12.3m3、溢流装置计算因塔径D=1.2m，可选用单溢流弓形降液管，采用凹形受液盘，各项计算如下：（1）堰长 取（2）溢流堰高度 溢流堰高度计算公式选用平直堰，堰上层高度依下式计算，即近似取E=1，则=x1x=0.01094m取板上层液高度，故=0.05-0.01094=0.03906m（3）弓形降液管宽度及截面积由查弓形降液管宽度参数得，故 =0.0722=0.0722X0.785=0.0567=0.124D=0.124X1.0=0.124m依下式验算

11、液体在降液管中停留时间，即：=18.40(S)5(S)故降液管设计合理。(4)降液管低隙高度 计算公式式中液体通过降液管底隙时的流速 取，则=-=0.03906-0.02626=0.0128m0.006（m）故降液管低隙高度设计合理。2.塔板布置及浮阀数目与排列取阀孔动能因数，则孔速=m/s则每层塔板上的浮阀数为:N=个取边缘区宽度=0.06m，破沫区宽度依下式计算塔板上鼓泡区面积，即R= - =0.5 0.06=0.44mX= ()=0.5 (0.124+0.07)=0.306m=m2浮阀排列方式采用等腰三角形叉排，取同一横排孔心距t=75mm=0.075m，则可按下式估算排间距，即考虑到塔

12、的直径较大，必须采用分块式塔板，而各分块的支承与衔接也要占去一部分鼓泡区面积，因此排间距不宜采用84.17mm，应小于此值，=70mm=0.07m按t=75mm，=70mm以等腰三角形叉排方式作图，得浮阀数N=90个按N=90个重新核算孔速及阀孔动能因数：=阀孔动能因数变化不大，仍在912范围内。塔板开孔率=x100%=开孔率在5-15%范围内，符合要求。3、筛孔数目与排列筛孔排列方式采用正三角形叉排，取同一横排孔心距t=75mm=0.075m，则=75mm=0.075m得筛孔数N=73个六、塔板流体力学验算1、气相通过浮阀塔板的压降可根据式来计算塔板压强降（1）干板阻力： 由式先计算临界空速

13、，即：因，则可按下式计算，即（2）板上充气液层阻力本设计分离苯和甲苯的混合液，即液相为甲苯，可取充气系数，依式计算，即 （3）克服表面张力所造成的阻力h0因本设计采用浮阀塔，其h0很小，可忽略不计。因此，气体流经一层浮阀塔的压降所相当的液柱高度为 =0.0337+0.025=0.0587m单板压降 =0.0587x803.715x9.81=462.87002、淹塔为了防止淹塔现象的发生，要控制降液管中清液高度，而（1）与气体通过塔板的压降相当的液柱高度 =0.0587m（2）液体通过降液管的压头损失 因不设进口堰，故按下式计算，即 =0.153x（3）板上液层高度 取 则：=0.0587+0.

14、05+=0.10967m取 ， 则可见，符合防止淹塔的要求。3、雾沫夹带通常用操作时的空塔气速与发生液泛时的空塔气速的比值作为估算雾沫夹带量的指标，此比值称为泛点率。保证泛点率F1在规定的范围内，即可保证物沫夹带量达到规定的指标。泛点率可按下面的经验公式进行计算，即： 以上两式中：板上液体流经长度，m。对于单溢流塔板，；板上液流面积，m3。对于双溢流塔板，；泛点负荷系数，可根据气相密度及板距由图查得；物性系数，由相关表格可查得。 板上液体流径长度 =D-=1.0-2x0.124=0.752m板上液流面积 =0.785-2X0.0567=0.672苯和甲苯可按正常系统查物性系数，查泛点负荷系数图

15、CF=0.128，则=x100%=45.86%=x100%=43.46%以上两式计算出来的泛点率都在80以下，故可知物沫夹带量能够满足规定的指标0.1（液）（汽）的要求。七、塔板负荷性能图1、雾沫夹带线对于一定的物系及一定的塔板结构，式中， 及均为已知值，相应于的泛点率上限值亦可确定，将各已知数代入上式，便得出的关系式 ，据此作出雾沫夹带线。按泛点率=80%计算如下=0.8整理得：0.712+12.08=0.8或 =1.1236-16.966 （1）物沫夹带线为直线，则在操作范围内任取两个值，算出相应的值列于下表中。表2.5雾沫夹带线数据0.0010.0021.10661.08972、液泛线由

16、确定液泛线。忽略式中项，代入上式。得到物系一定，塔板结构尺寸一定，则，及等均为定值，而与又有如下关系，即式中阀孔数N与孔径d0亦为定值。因此，可将上式简化，得0.08528=0.18594-509.3474-1.32 （2）在操作范围内任取若干个值，依式算出相应的值列于下表中。表2.6液泛线数据0.00050.0010.00150.0021.44271.42111.40151.38233、液相负荷上限线液体的最大流量应保证降液管液体停留时间不低于35s， 液体在降液管内停留时间，求出上限液体流量值（常数)，在图上，液相负荷上限线为与气体流量无关的竖直线。以作为液体在降液管中停留时间的下限，则=

17、 （3）4、漏液线对于F1型重阀，依计算，则又知，即式中，均为已知数，故可由此式求出气相负荷的下线值，据此作出与液相流量无关的水平漏液线。以作为规定气体最小负荷的标准，则= （4）5、液相负荷下限线取堰上液层高度作为液相负荷下限条件，依下列的计算式计算出的下限值，依此作出液相负荷下限线，该线为与气相流量无关的竖直线。取，则：= （5）根据本题表2.5、表2.6及式（3）式（5）可分别作出塔板负荷性能图上的（1）（5）共5条线，见图2.5。qv,vx10-3/(m3/s)qv,Lx10-3/(m3/s)图2.5 塔板负荷性能图由塔板负荷性能图可以看出：在任务规定的气液负荷下的操作点A(设计点），

18、处在适宜操作区域内的适中位置。塔板的气相负荷上限完全由雾沫夹带控制。按固定的气液比，由上图查出塔板的气相负荷上限=1.07925，气相负荷下限=0.3151所以：操作弹性附 表浮阀塔板工艺设计结果项目数据及说明备注塔经1.0板间距0.45塔高Z/m12.3塔板型式单溢流弓形降液管分块式塔板空塔气速0.747堰长0.66堰高0.03906板上液层高度0.05降液管底隙高度0.02626浮阀数N/个90等腰三角形叉排阀孔气速5.46阀孔动能因数9.316临界阀孔气速5.8486孔心距0.075指同一横排的孔心距排间距0.07指相邻两横排的中心线距离单板压降700液体在降液管内停留时间18.40降液管内清液层高度0.10967泛点率/45.86气相负荷上限1.07925雾沫夹带控制气相负荷下限0.3151漏液控制操作弹性3.425