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1、 苯甲苯混合液筛板精馏塔设计1 设计任务和条件（1）年处理含苯60%(质量分数，下同) 的苯-甲苯混合液50000吨 （2）料液温度 35 （3）塔顶产品浓度98% （4）塔底釜液含甲苯98%（5）每年实际生产天数 330（一年中有一月检修）（6）精馏塔顶压强 4Kpa（表压）（7）冷水温度 30（8）饱和蒸汽压力 0.1Mpa（9）地址：江苏盐城2. 板式塔的设计 2.1 工业生产对塔板的要求： 通过能力要大，即单位塔截面能处理的气液流量大。 塔板效率要高。 塔板压力降要低。 操作弹性要大。 结构简单，易于制造。在这些要求中，对于要求产品纯度高的分离操作，首先应考虑高效率；对于处理量大的一般
2、性分离（如原油蒸馏等），主要是考虑通过能力大。22设计方案的确定22.1装置流程的确定精馏装置包括精馏塔，原料预热器，再沸器，冷凝器，釜液冷却器和产品冷却器等设备。蒸馏过程按操作方式不同，可分为连续精馏和间歇精馏两种流程。在本次的设计中，是为分离苯甲苯混合物。对于二元混合物的分离，应该采用连续精馏流程。2.2.2操作压力的选择 蒸馏过程按操作压力不同，可分为常压蒸馏，减压蒸馏和加压蒸馏。一般除热敏性物系外，凡通过常压 分离要求，并能用江河水或循环水将馏出物冷凝下来的物系，都应采用 常压精馏。 根据本次任务的生产要求，应采用常压精馏操作。2.23进料热状况的选择蒸馏操作有五种进料热状况，它的不同
3、将影响塔内各层塔板的汽、液相负荷。工业上多采用接近泡点的液体进料和饱和液体进料，通常用釜残液预热原料。所以这次采用的是泡点进料。2.2.4加热方式的选择 由于采用泡点进料，将原料液加热至泡点后送入精馏塔内。塔顶上升蒸汽采用全凝气冷凝，冷凝液在泡点下一部分回流至塔内，其余部分经产品冷却后送至储罐。2.2.5回流比的选择 回流比是精馏操作的重要工艺条件，其选择的原则是使设备费用和操作费用之和最低。 苯甲苯混合液是属易分离物系，最小回流比较小，故操作回流比取最小回流比的2.0倍。塔釜采用间接蒸汽加热，塔顶产品经冷却后送至储罐。3工艺流程图板式塔主要由筒体、封头、塔内构件（包括塔板、降液管和受液盘）、
4、人孔、进出口管和群座等组成。按照塔内气、液流动的方式，可将塔板分为错流与逆流塔板两类。工业应用以错流式塔板为主，常用的由泡罩塔、筛板塔、浮阀塔等。此次设计按照要求选用筛板塔来分离苯-甲苯系。4.1 精馏塔的物料衡算 1.原料液及塔顶，塔底产品的摩尔分数苯的摩尔质量=78.11 kg/kmol 甲苯的摩尔质量=93.13 kg/kmol =（0.6/78.11）/（0.6/8.11+0.4/93.13）=0.64 =(0.98/78.11)/(0.98/78.11+0.02/93.13)=0.983 Xw=（0.02/78.11）/(0.02/78.11+0.98/93.13)=0.0242.
5、原料液及塔顶，塔底产品的平均摩尔分数 MF=0.64*78.11+0.36*93.13=83.5 MD=0.983*78.11+0.017*93.13=78.37 Mw=0.024*78.11+0.976*93.13=92.773.物料衡算原料处理量 qn，f=（50000103）/（2430083.5）=83.17（kmol/h）总物料衡算 83.17=qn，D+qn,W苯物料衡算 83.170.64=0.983qn，D+0.024qn,W联立解得 qn，D=30.75 qn,W=52.425塔板数的确定苯-甲苯属理想物系，可采用图解法求理论板层数。 由手册查得苯-甲苯物系的气液平衡数据，绘
6、出x-y图，见图1。 求最小回流比及操作回流比采用作图法求最小回流比。在图1中对角线上，自点e（0.64,0.64）作垂线ef即为进料线(q线)，该线与平衡线的交点坐标为 = 0.813 = 0.64故最小回流比为 R=0.983取操作回流比为 R=2=21.050.983=1.97求精馏塔的气、液相负荷L=RD=1.9730.75=60.58mol/hV=(R+1)D=2.9730.75=91.33 mol/hL，=L+F=60.58+83.17=143.75 mol/hV，=V=91.33 mol/h求操作线方程精馏段操作线方程y=0.663x+0.331提留段操作线方程Y=1.754x-
7、0.013775 图1（1） 图解法求理论塔板数 采用图解法求理论塔板数，如附图1所示。求解结果为：总的理论板层数 N=13 其中 NT,精=5 NT,提=7（不包括再沸器） 进料板位置 N = 6（2） 实际板层数的求解（3） 精馏段实际板层数 N精=5/0.52=9.6210 N提=7/0.52=13.4614 总实际塔板层数 N=N精+ N提=246 精馏塔的工艺条件及有关物性数据的计算 (1)操作压力 PD=P当地+P表=101.3+4=105.3Kpa 每层塔板压强 P=0.7Kpa 进料板压强 PF=105.3+0.710=112.3Kpa 精馏段平均压强 Pm=(105.3+11
8、2.3)/2=108.8Kpa（2）操作温度 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，计算结果如下：安托尼方程 P=A-B/(C+t) 其中 A=6.03055 B=1211.033 C=220.790 求的塔顶温度 td=81.4进料板温度 t=91.7精馏段平均温度 t=(81.4+91.7)=86.55 （4） 平衡摩尔质量的计算塔顶平均摩尔质量计算:由x= y=0.983，查平衡曲线（见附图1），得 x =0.915 M=0.98378.11+0.01792.13=78.37 M=0.91578.11+0.08592.13=79.3
9、9进料板平均摩尔质量计算由图解理论板(见图1)，得y=0.778查平衡曲线 （见图1），得x=0.581 M=0.77878.11+0.22293.13=81.44 kg/kmolM=0.58178.11+0.41993.13=84.4 kg/kmol（5） 平均密度的计算 气相平均密度计算 由理想气体状态方程计算，即 =(108.881.44)/（8.314(86.55+273.15）)=2.96 kg/m 液相平均密度计算 液相平均密度依下式计算，即2塔顶液相平均密度的计算 由t81.4，查手册得 = 813kg/m = 808.2kg/m = 1/（0.983/813+0.017/808
10、.2）=812.92 kg/m进料板液相平均密度的计算 由tF91.7，查手册得 = 733.9kg/m = 734.1 kg/m进料板液相的质量分率a=(0.58178.11)/（0.58178.11+0.41993.13）=0.538LFM=1/（0.538/733.9+0.462/734.1）=734 kg/m精馏段液相平均密度为 =(812.92+734)/2=773.46 kg/m(6) 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 由tD81.4，查手册得 =21.33mN/m = 21.75mN/m=0.98321.33+0.01721.75=2
11、1.34 mN/m进料板液相平均表面张力的计算 由tF91.7，查手册得=19.85mN/m =20.65mN/mLFM=0.58119.85+0.41920.65=20.19 mN/m精馏段液相平均表面张力为 =(21.34+20.19)/2=20.77 mN/m(7) 液体平均粘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tD81.4，查手册得 =0.297mPas =0.310mPas= 0.9830.297+0.0170.310= 0.297mPas进料板液相平均粘度的计算由tF91.7，查手册得 = 0.277mPas = 0.284mPas= 0.5810.277+0.
12、4190.284= 0.280mPas精馏段液相平均粘度为 =（0.297+0.280）/2=0.289 mPas7精馏塔的塔体工艺尺寸计算（1）塔径计算精馏段的气、液相体积流率为 V = =(91.3381.44)/(36002.96)=0.698m3/sL = =(60.5884.4)/(3600773.46)=1.8410-3 m3/s 由 u = C 式中C由式5-5计算，其中的由图5-1查取，图的横坐标为(=(1.8310-3/0.698)(773.46/2.96)1/2=0.0424取板间距H=0.40m，板上液层高度h= 0.06m,则H- h= 0.40-0.06 = 0.34
13、m查图5-1得，C =0.075C = C( =0.075（20.77/20）0.2=0.0756u = C=0.0756（773.46-2.96）/2.96）1/2=1.22 m/s取安全系数为0.7，则空塔系数为u = 0.7 u=0.71.22=0.854 m/sD = =（40.6983.140.854）1/2=1.02m按标准塔径圆整后为D1.0m塔截面积为 A = D= 1.02=0.785 m实际空塔系数为u =0.698/0.785=0.889m/s（2）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）0.4=3.6提馏段有效高度为 Z提 = （N提 -1）HT=(14-1)0.4=5.2m在进料板上处及提留段各开一个人孔，其高度均为0.8m故精馏段的有效高度为 Z= Z精
