苯—甲苯板式精馏塔的工艺设计

苯-甲苯板式精馏塔的工艺设计$生-1化工原理课程设计说明书学院：化学化工学院专业：应用化学专业设计者：杨钱生班级：2007级07班学号：2007104407372010年7月1日苯—甲苯板式精馏塔的工艺设计工艺计算书（精馏段部分）苯-甲苯板式精馏塔的工艺设计$生-2（一）设计题目设计一座苯-甲苯连续精馏塔，要求年产纯度为99.1%的甲苯1.9×104t，塔顶馏出液中含甲苯不得高于2%，原料液中含甲苯38%（以上均为质量分数）（二）操作条件1.塔顶压力4kPa（表压）。2.进料热状态自选。3.回流比自选。4.塔底加热蒸汽压力0.5MPa（表压）。5.单板压降≤0.7kPa。（三）塔板类型筛板（四）工作日每年300天，每天24小时连续运行。（五）厂址天津地区（六）设计类容1.精馏塔的物料衡算；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；苯-甲苯板式精馏塔的工艺设计$生-36.塔板的流体力学验算；7.塔板负荷性能图；8.精馏塔接管尺寸计算；9.绘制生产工艺流程图；10.绘制精馏塔设计条件图；11.绘制塔板施工图（选作）；12.对设计过程的评述和有关问题的讨论;（七）设计基础数据表1-1苯(A)-甲苯(B)饱和蒸气压（总压1.013×105Pa）温度/℃859095100105pA*/105Pa1.1691.3351.5571.7922.042PB*/105Pa0.4600.5400.6330.7430.860表1-2苯-甲苯物系的气液平衡数据x00.0580.1550.2560.3760.5080.6590.8301y00.1280.3040.4530.5960.7200.8300.9431表1-3苯-甲苯部分温度下的密度温度/℃81.091.43Amkg/815.9803.53Bmkg/808.88798.6苯-甲苯板式精馏塔的工艺设计$生-4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/kmol011.013.92/991.011.78/009.011.78/009.0983.013.92/02.011.78/98.011.78/98.0658.013.92/38.011.78/62.011.78/62.0WDFxxxb)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/kmolMF=0.983×78.11+(1-0.983)92.13=78.59kg/kmolMF=0.012×78.11+(1-0.012)92.13=91.96kg/kmolc)物料衡算原料处理量hkmolF/83.312430090.821000109.14苯-甲苯板式精馏塔的工艺设计$生-5总物料衡算31.83=D+W苯物料衡算31.83×0.658=0.983D+0.011W联立解得D=21.19kmol/hW=10.64kmol/h2.塔板数的确定a)理论板层数NT的求取苯-甲苯属理想物系，可采用图解法求理论板层数。i.由手册查得苯-甲苯物系的气液平衡数据表1-2，绘出x-y图，如图1-1。ii.求最小回流比及操作回流比。苯-甲苯板式精馏塔的工艺设计$生-6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91.0658.0828.0828.0983.0xRminDqqqxyy取操作回流比为R=2Rmin=2×0.91=1.82iii.求精馏塔的气、液相负荷L=RD=1.82×21.19=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.求操作线方程精馏段操作线方程为349.0645.0983.076.5919.2176.5957.38xxxVDxVLyD提馏段操作线方程为002.0'178.1011.076.5964.10'76.5940.70'''''xxxVWxVLyWv.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苯-甲苯板式精馏塔的工艺设计$生-7b)实际塔板数的求取精馏段实际板层数N精=5/0.52=9.6≈10提馏段实际板层数N提=9/0.52=17.3≈183.精馏塔的工艺条件及有关物性数据的计算以径流段为例进行计算a)操作压力计算塔顶操作压力PD=101.3+4=105.3kPa每层塔板压降△P=0.7kPa进料板压力PF=105.3+0.7×10=112.3kPa精馏段平均压力Pm=(105.3+112.3)/2=108.8kPab)操作温度计算依据操作压力，由泡点方程通过试差法计算出泡点温度，其中苯甲苯的饱和蒸气压由安东尼方程计算，计算过程略。计算结果如下：塔顶温度tD=81.0℃进料板温度tF=91.4℃精馏段平均温度tm=(81.0+91.4)/2=86.2℃c)平均摩尔质量塔顶平均摩尔质量计算由xD=y1=0.983,查平衡曲线（见图1-1），得x1=0.955MVDm=0.983×78.11+(1-0.983)92.13=78.34kg/kmol苯-甲苯板式精馏塔的工艺设计$生-8MLDm=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（见图1-1），得yF=0.808查平衡曲线（见图1-1），得xF=0.630MVFm=0.808×78.11+(1-0.808)92.13=80.80kg/kmolMLFm=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/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3mmmVM/85.2)15.2732.86(314.857.791.107PmkgRTMVii.液相平均密度计算液相平均密度依下式计算，即iia//1LM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3A/kg9.815m3/kg88.808mB苯-甲苯板式精馏塔的工艺设计$生-93L/kg8.81580.38/808.80.62/815.91mDm进料板液相平均密度的计算由tF=91.4℃,查手册得3A/kg5.803m3/kg6.798mB进料板液相的质量分率591.013.92370.011.78630.011.78630.0aA3LF/kg5.801/798.6409.050.591/803.1mm精馏段液相平均密度为3LM/kg6.8082/)5.8018.815(me)液体平均表面张力计算液相平均表面张力依下式计算，即iix/LM塔顶液相平均表面张力的计算由tD=81.0℃,查手册得mmNA/15.21mmNB/58.21mmNLDm/16.2158.21017.015.21983.0进料板液相平均表面张力的计算由tF=91.4℃,查手册得mmNA/89.19mmNB/44.20mmNLFm/09.2044.20370.089.19630.0精馏段液相平均表面张力为mmNLm/63.202/)09.2016.21(f)液体平均粘度计算苯-甲苯板式精馏塔的工艺设计$生-10液相平均粘度依下式计算，即iiLmxlglg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sPa305.0mAsPa309.0mBlg0.3017.0lg0.305983.0lgLDmsPa305.0mLDm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sPa278.0mAsPa284.0mBlg0.284370.0lg0.278630.0lgLFmsmPa309.0LFm精馏段液相平均粘度为samLmP307.02/)309.0305.0(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smVMVVmVms/458.085.2360057.7906.5936003smLMLLmLms/0011.06.808360002.8157.3836003由VVLmCumax苯-甲苯板式精馏塔的工艺设计$生-11式中2.02020LCC计算，其中的C20由“史密斯关联图”查取，图的横坐标为0405.085.26.8083600458.036000011.02121hhVmLmVL取板间距HT=0.40m,板上液层高度hL=0.04m,则HT-hL=0.40-0.04=0.36m查“史密斯关联图”得C20=0.0730735.02063.20073.0202.02.020LCCsmCuVmVmLm/235.185.285.26.8080735.0max取安全系数为0.6，则空塔气速为u=0.6umax=0.6×1.235=0.887m/smuVDs821.0864.0458.044按标准塔径圆整后为D=1.0m塔截面积为222785.00.144mDAT实际空塔气速为smu/583.0785.0458.0b)精馏塔有效高度的计算精馏段有效高度为Z精=(N精-1)HT=(10-1)×0.40=3.6m提馏段有效高度为苯-甲苯板式精馏塔的工艺设计$生-12Z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=11.2m5.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=0.66×1.0=0.66mii.溢流堰高度hW由hW=hL-hOW选用平直堰，堰上液层高度32OW100084.2hWhlLE近似取E=1,则m0094.00.66036000011.01100084.2h32OW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66.0Dlw查“弓形降液管的参数图”，得苯-甲苯板式精馏塔的工艺设计$生-130722.0AATf124.0DWd故Af=0.0722AT=0.0722×0.503=0.0363m2Wd=0.124D=0.124×1.0=0.124m依式5~3A3600hTfLH验算液体在降液管中停留时间，即s521.1336000011.040.00363.03600A3600s