苯-甲苯連續(xù)精餾塔設計1精講

1、設計任務書 （一）設計題目 試設計一座苯-甲苯連續(xù)精餾塔，要求年產純度為 95%的苯2.952萬噸/ 年，塔頂餾出液中含苯不得低于 95%，塔釜餾出液中含苯不得高于 2%，原 料液中含苯39% 。（以上均為質量分數） （二）操作條件 1）塔頂壓力常壓 2）進料熱狀態(tài)自選 3）回流比自選 4）塔底加熱蒸氣壓力 0.5Mpa （表壓） 5）單板壓降 0.7kPa 6）塔頂操作壓力4kPa （三）塔板類型 自選 （四）工作日 每年工作日為300天，每天24小時連續(xù)運行（7200小時）。 （五）設計說明書的內容 1. 設計內容 （1）流程和工藝條件的確定和說明 （2）操作條件和基礎數據 （3）精餾塔的

2、物料衡算； 塔板數的確定； （5）精餾塔的工藝條件及有關物性數據的計算； （6）精餾塔的塔體工藝尺寸計算； （7）塔板主要工藝尺寸的計算； （8）塔板的流體力學驗算； （9）塔板負荷性能圖； （10）主要工藝接管尺寸的計算和選?。ㄟM料管、回流管、釜液出口管、塔頂蒸 汽管、人孔等） （11）塔板主要結構參數表 （12）對設計過程的評述和有關問題的討論。 2. 設計圖紙要求： 1）繪制生產工藝流程圖（A3號圖紙）； 2）繪制精餾塔設計條件圖（A3號圖紙）。 1. 流程和工藝條件的確定和說明 1. 2. 操作條件和基礎數據1. 2.1. 操作條件1. 22基礎數據1. 3. 精餾塔的物料衡算1. 3

3、.1. 原料液及塔頂、塔頂產品的摩爾分率 1 3.2. 原料液及塔頂、塔底產品的平均摩爾質量 2 3.3. 物料衡算2. 4. 塔板數的確定2. 4.1. 理論塔板層數 Nt的求取 2. 4.1.1. 繪 t-x-y 圖和 x-y 圖2. 4.1.2最小回流比及操作回流比的確定 3 4.1.3精餾塔氣、液相負荷的確定 4 4.1.4. 求操作線方程4. 4.1.5. 圖解法求理論板層數 .4. 4.2. 實際塔板數的求取 5. 5. 精餾塔的工藝條件及有關物性的計算 5 5.1. 操作壓力計算5. 5.2. 操作溫度計算5. 5.3. 平均摩爾質量計算6. 5.4. 平均密度計算6. 5.4.

4、1. 氣相平均密度計算6. 5.4.2. 液相平均密度計算6. 5.5. 液體平均表面張力計算7. 5.6. 液體平均黏度計算7. 5.7. 全塔效率計算8. 5.7.1. 全塔液相平均粘度計算 8. 5.7.2. 全塔平均相對揮發(fā)度計算 8 5.7.3.全塔效率的計算9. 6. 精餾塔的塔體工藝尺寸計算 9. 6.1. 塔徑的計算9. 6.2. 精餾塔有效高度的計算10 7. 塔板主要工藝尺寸的計算 10 7.1. 溢流裝置計算1.0 7.1.1. 堰長 lw.1.1 7.1.2. 溢流堰高度hw1.1 7.1.3. 弓形降液管寬度Wd和截面積Af1 1 7.1.4. 降液管底隙高度ho1.

5、1 7.2. 塔板布置 1.2 7.2.1. 塔板分布1.2 7.2.2. 邊緣區(qū)寬度確定12 7.2.3. 開孔區(qū)面積計算12 7.2.4. 篩孔計算及其排列12 8. 篩板的流體力學驗算1.2 8.1. 塔板壓降1.2 8.1.1. 干板阻力hc計算12 8.1.2. 氣體通過液層的阻力 h1計算1.3 8.1.3. 液體表面張力的阻力 h計算13 8.2. 液面落差1.3 8.3. 液沫夾帶1.4 8.4. 漏液14 8.5. 液泛15 9. 塔板負荷性能圖15 9.1. 漏液線15 9.2. 液沫夾帶線1.6 9.3. 液相負荷下限線1.6 9.4. 液相負荷上限線 1.7 9.5.

6、液泛線 1.7 10. 主要工藝接管尺寸的計算和選取 19 10.1. 塔頂蒸氣出口管的直徑 dv19 102 回流管的直徑dR1.9 103 進料管的直徑dF19 10.4.塔底出料管的直徑dw19 11. 塔板主要結構參數表 20 12. 設計實驗評論 21 13. 參考文獻 22 14. 附圖（工藝流程簡圖、主體設備設計條件圖） 22 1.流程和工藝條件的確定和說明 本設計任務為分離苯一甲苯混合物。 對于二元混合物的分離，應采用連續(xù)精 餾流程。設計中采用泡點進料，將原料液通過預熱器加熱至泡點后送入精餾塔內。 塔頂上升蒸氣采用全凝器冷凝，冷凝液在泡點下一部分回流至塔內，其余部分經 產品冷凝

7、冷卻后送至儲罐。該物系屬易分離物系，最小回流比較小，故操作回流 比取最小回流比的1.4倍。塔釜采用間接蒸汽加熱，塔底產品經冷卻后送至儲罐。 2.操作條件和基礎數據 2.1.操作條件 塔頂壓力常壓 4kPa 進料熱狀態(tài)泡點進料 回流比1.759倍 塔底加熱蒸氣壓力 0.5Mpa （表壓） 單板壓降 0.7kPa 2.2.基礎數據 進料中苯含量（質量分數） 39% 塔頂苯含量（質量分數） 95% 塔釜苯含量（質量分數） 2% 生產能力（萬噸/年） 2.952 3.精餾塔的物料衡算 3.1.原料液及塔頂、塔頂產品的摩爾分率 甲醇的摩爾質量Ma=78.11 kg/kmol 水的摩爾質量Mb=92.13

8、 kg/kmol XF = 0.39/78.11 0.39/78.11 0.61/92.13 =0.430 XD = 0.95/78.11 0.95/78.11 0.05/92.13 =0.957 XW= 0.02/78.11 0.02/78.11 0.98/92.13 =0.024 32原料液及塔頂、塔底產品的平均摩爾質量 Mf= 0.430X 78.11+ (1-0.430)x 92.13=86.10kg/kmol Md= 0.957X 78.11+ (1-0.957)x 92.13=78.71 kg/kmol Mw= 0.024X 78.11+ (1-0.024)x 92.13=91.7

9、9 kg/kmol 3.3.物料衡算 生產能力 F= 4100 =47.62 kmol/h 86.10 總物料衡算 47.62=D+W 苯物料衡算 47.62X 0.430=0.957D+0.02W 聯立解得 D=20.72 kmol/h W=26.90 kmol/h 4. 塔板數的確定 4.1. 理論塔板層數Nt的求取 苯一甲苯屬理想物系，可采用圖解法求理論板層數 4.1.1. 繪 t-x-y 圖和 x-y 圖 由手冊1查的甲醇-水物系的氣液平衡數據 表一苯一甲苯氣液平衡苯(101.3KPa) /% (mol) 沸點/C 110.56 105.71 101.78 98.25 95.24 92

10、.43 氣相組成 0.0 20.8 37.2 50.7 61.9 71.3 液相組成 0.0 10.0 20.0 30.0 40.0 50.0 沸點/C 89.82 87.32 84.97 82.61 81.24 80.01 氣相組成 79.1 85.7 91.2 95.9 98.0 100.0 液相組成 60.0 70.0 80.0 90.0 95.0 100.0 由上數據可繪出和t-x-y圖和x-y圖 圖一 苯一甲苯體系呼圖 10 8 6 4 2 0 o.mo.o.O. 4.1.2最小回流比及操作回流比的確定 采用作圖法求最小回流比。因為是泡點進料，則XF =Xq,在圖二中對角線上, 自點

11、(0.430, 0.430)作垂線即為進料線(q線)，該線與平衡線的交點坐標為 yq = 0.654 Xq=0.430336 故最小回流比為 Xd - yq 0.957 -0.654 Rmin=q =1.353 yq xq 0.654-0.430 則操作回流比為 R= 1.3Rmin =1.3X 1.353=1.759 4.1.3精餾塔氣、液相負荷的確定 L=RD =1.759X 20.72=36.45 kmol/h V=(R+1)D= (1.759+1)X 20.72=57.17 kmol/h L=L+F =36.45+47.62=84.07 kmol/h V=V =57.17 kmol/h

12、 4.1.4.求操作線方程 相平衡方程 Xn yn 2.47 -1.47yn 精餾段操作線方程為 Lx DXd V V 壘 2.7592.759 -0.638X + 0.347 提餾段操作線方程為 y丄x V W V Xw 84.07 , 0.6456 x- 57.1757.17 -1.470 x0.0113 4.1.5.求理論板層數 1) 采用圖解法求理論板層數，如圖二所示。求解結果為 總理論塔板數Nt=16 (包括再沸器) 進料板位置Nf=9 2)逐板計算求理論塔板數 X y X y 1 0.901 0.957 9 0.364 0.586 2 0.827 0.922 10 0.308 0.

13、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 X8Xq換提餾段方程逐板計算進料板在NF=8 X16=0.302 mPa s 塔釜液相平均粘度的計算 由tW=117.2oC，查手冊2得 _jA=0.22 mPa - s.二 B=0.24 mPa - s lg Wm =0.0198l

14、g(0.22) (1 - 0.0198)lg(0.24) 解出 J lw=0.24 mPa- s 全塔液相平均粘度為 l= (0.302+0.24 ) /2=0.27 mPa - s 5.7.2. 全塔平均相對揮發(fā)度計算 相對揮發(fā)度依下式計算，即 . - D : W 比(理想溶液) PB 塔頂相對揮發(fā)度的計算 由tD=82.2 oC,查手冊2得 Pa =104.80 KPaPb =40 KPa Pa 104.80 c “ d : Pb =40 泡62 由tw=117.2 oC,查手冊2得 Pa =250 KPaPb =100.60 KPa Pa 250 w - Pb 2.48 100.60 全

15、塔相對揮發(fā)度為 二：m = .d =W = . 2.62 2.48 =2.55 5.7.3.全塔效率的計算 :譏=2.55 0.27 =0.69 查精餾塔全塔效率關聯圖3得全塔效率hL=how+hw 聯立得 Ht ( ： - - -1)hw =( ： 1)hw he+hd+h._ 忽略h。，將how與Ls, hd與Ls, he與Vs的關系代入上式，并整理得 222/3 aVS =bcLS dLS 式中 (A0C0 2 e =0.153/ (Iwh。) 33600 2/3 d =2.84*10E(1)() lW 將有關數據代入，得 0.051 2 85 a2 () = 0.0027 (0.145

16、x2.28x0.78) 800.27 b 0.50 0.60 (0.50-0.55-1.00) 0.036 = 0.26 ,0.153” cc c2 - 76.23 (1.60 x0.028) d=2.84 10 1 (1 0.55)(3600)2/ 0.76 0.60 ooo t o 則 0.0027Vs = 0.26 - 76.23Ls -0.76Ls 即 Vs2 =96.30-28233Ls2 -218.50Ls2/3 在操作范圍內，任取幾個Ls值，依上式計算出Vs值，計算結果如下表四。 表四 Ls， 3. m /s 0.0070 0.010 0.030 0.040 Vs， 3. m /

17、s 9.32 9.13 7.06 5.07 由上表數據可以作出液泛線5. 在負荷性能圖上，作出操作點 A，連接0A，即作出操作線。由圖可知，改篩板 、，3. Vs,max=7.83 m /s 的操作上限為液泛控制，下限為漏液控制。由圖得 3 Vs,min =1.18 m/s 則操作彈性為 m a/xVs,min =6.64 10. 主要工藝接管尺寸的計算和選取 10.1. 塔頂蒸氣出口管的直徑dv 操作壓力為常壓時，蒸氣導管中常用流速為1220 m/s,蒸氣管的直徑為 ；4V3 dv二 s，其中dv-塔頂蒸氣導管內徑m Vs-塔頂蒸氣量m/s,取Uv=15.00 VUv m/s，則 dv 4

18、4.25 3.14 15 故選取接管外徑 厚度630&0mm 10.2. 回流管的直徑dR UR可取 塔頂冷凝器械安裝在塔頂平臺時，回流液靠重力自流入塔內，流速 dR 4 0.011 3.14 0.3 0.20.5 m/s。取 ur=0.3 m/s，貝U 二 0.02 m 故選取接管外徑 厚度252mm 10.3. 進料管的直徑dF 采用高位槽送料入塔，料液速度可取uf=0.40.8 m/s,取料液速度uf= 0.5 m/s， 14匯0.014 3.1495 則 = 0.19m 故選取接管外徑 厚度219X14mm 10.4.塔底出料管的直徑 dw 一般可取塔底出料管的料液流速 Uw為0.51

19、.5 m/s,循環(huán)式再沸器取1.01.5 m/s（本設計取塔底出料管的料液流速Uw為0.8 m/s） 則 4 0.010 3.14 0.8 =0.12m 接管外徑 厚度133X5.5mm 11. 塔板主要結構參數表 表五.篩板塔設計計算結果 序號 項目 數值 1 平均溫度tm C 89.28 2 平均壓力Pm kPa 105.15 3 氣相流量 Vs m3/s 4.25 4 液相流量Ls m3/s 0.011 5 實際塔板數 38 6 有效段高度Zm 22.20 7 精餾塔塔徑m 2 8 板間距m 0.60 9 溢流形式 單溢流 10 降液管形式 弓形 11 堰長m 1.60 12 堰咼m 0

20、.036 13 板上液層咼度m 0.060 14 堰上液層咼度m 0.024 15 降液管底隙高度m 0.028 16 安定區(qū)寬度m 0.060 17 邊緣區(qū)寬度m 0.030 18 開孔區(qū)面積m2 2.28 19 篩孔直徑m 0.004 20 篩孔數目 6145 21 孔中心距m 0.012 22 開孔率 14.50 23 空塔氣速m/s 1.36 24 篩孔氣速m/s 12.95 25 穩(wěn)定系數 2.16 26 精餾段每層塔板壓降Pa 675.16 27 負荷上限 液泛控制 28 負荷下限 漏液控制 29 液液沫夾帶 ev （0.1kg液/kg氣） 0.016 30 氣相負荷上限m3/s 0.070