《苯-乙苯分离过程筛板精馏塔设计》由会员分享，可在线阅读，更多相关《苯-乙苯分离过程筛板精馏塔设计（30页珍藏版）》请在金锄头文库上搜索。
1、目录1概述21.1塔设备的化工生产中的作用和地位 .21.2设计方案 21.2.1 工艺流程 21.2.2设计方案简介 21.3设计条件 32主要物性数据43工艺计算43.1精馏塔的物料衡算 43.2塔板数的确定 53.2.1理论塔板数的确定 53.2.2实际塔板数的求取 63.3塔和塔板的主要工艺尺寸计算 73.4溢流装置的设计 93.5 塔板板面布置 103.6 塔板校核 113.6.1降液管液泛 113.6.2 降液管内停留时间 133.6.3液沫夹带 133.6.4 漏液 133.7负荷性能图 143.7.1气液流量的流体力学上下限线 143.7.2塔板工作线 174冷凝器的热负荷、介
2、质消耗量 184.1热负荷 184.2消耗量： 185.再沸器的热量衡算1919195.1热负荷5.2消耗量6筛板塔工艺设计计算结果汇总 207符号说明218参考文献229设计评述23概述1.1塔设备的化工生产中的作用和地位塔设备是化工、石油化工和炼油等生产中最重要的设备之一。它可使气（或汽）液或液液两相进行紧密接触，达到相际传质及传热的目的。可在塔设备中完 成的常见操作有：精馏、吸收、解吸和萃取等。此外，工业气体的冷却与回收、 气体的湿法静制和干燥，以及兼有气液两相传质和传热的增湿、减湿等。在化工厂、石油化工厂、炼油厂等中，塔设备的性能对于整个装置的产品产 量、质量、生产能力和消耗定额，以及
3、三废处理和环境保护等各个方面，都有重 大的影响。据有关资料报道，塔设备的投资费用占整个工艺设备投资费用的较大 比例；它所耗用的钢材重量在各类工艺设备中也属较多。因此，塔设备的设计和研究，受到化工炼油等行业的极大重视。1.2设计方案本设计任务为分离苯-乙苯混合物。对于二元混合物的分离，应采用连续精 馏。精馏过程的流程设计如下：1.2.1工艺流程如图1-1所示。原料液由高位槽经过预热器预热后进入精馏塔内。 操作时连 续的从再沸器中取出部分液体作为塔底产品（釜残液）再沸器中原料液部分汽化， 产生上升蒸汽，依次通过各层塔板。塔顶蒸汽进入冷凝器中全部冷凝或部分冷凝， 然后进入贮槽再经过冷却器冷却。并将冷
4、凝液借助重力作用送回塔顶作为回流液 体，其余部分经过冷凝器后被送出作为塔顶产品。 为了使精馏塔连续的稳定的进 行，流程中还要考虑设置原料槽。产品槽和相应的泵，有时还要设置高位槽。且在适当位置设置必要的仪表（流量计、温度计和压力表）。以测量物流的各项参数。图1-1精馏塔示意图1.2.2设计方案简介设计中采用泡点进料，塔顶上升蒸汽采用全冷凝器冷凝，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。具体如下：塔型的选择本设计中采用筛板塔。筛板塔的优点是结构比浮阀塔更
5、简单， 易 于加工，造价约为泡罩塔的60%，为浮阀塔的80%左右。处理能力大，比同塔 径的泡罩塔可增加1015%。塔板效率高，比泡罩塔高15%左右。压降较低。 缺点是塔板安装的水平度要求较高，否则气液接触不匀。加料方式和加料热状况的选择：加料方式采用直接流入塔内。虽然进料方式 有多种，但是饱和液体进料时进料温度不受季节、气温变化和前段工序波动的影 响，塔的操作比较容易控制；此外，饱和液体进料时精馏段和提馏段的塔径相同， 无论是设计计算还是实际加工制造这样的精馏塔都比较容易，为此，本次设计中米取饱和液体进料设计的依据与技术来源：本设计依据于精馏的原理（即利用液体混合物中各 组分挥发度的不同并借助
6、于多次部分汽化和部分冷凝使轻重组分分离） ，并在满 足工艺和操作的要求，满足经济上的要求，保证生产安全的基础上， 对设计任 务进行分析并做出理论计算。目前，精馏塔的设计方法以严格计算为主，也有一些简化的模型，此次设计 采用精确计算与软件验算相结合的方法。1.3设计条件生产能力为5000kg h,原料中苯的含量为45% （摩尔分数，下同），分离要 求为塔顶含量不低于98%，塔底苯含量不低于5% ,常压操作，塔顶采用全凝器, 饱和液体进料。2主要物性数据表2-1苯、乙苯的物理性质项目分子式分子量沸点C临界温度C临界压强Pa苯ACH7880.1288.56833.4乙苯BC8H10106136.23
7、48.574307.7表2-2苯、乙苯在某些温度下的表面张力t/ C20406080100120140苯(mN/m)28.826.2523.7421.2718.8516.4914.17乙苯(mN/m)29.327.1425.0122.9220.8518.8116.82表2-3苯、乙苯在某些温度下的粘度t/ C020406080100120140卩苯(mPa s)0.740.640.490.380.310.260.220.18巴苯(mPa s)0.870.670.530.430.350.300.260.23表2-4苯、乙苯的液相密度t/ C20406080100120140P苯(kg/m3)87
8、7.4857.3836.6815.0792.5768.9744.1F乙苯(kg/m3)867.7849.8931.8913.6795.2776.2756.7表2-5不同塔径的板间距塔径D/mm800-12001400-24002600-6600板间距HT/mm300-500400-700450-8003工艺计算3.1精馏塔的物料衡算苯的分子式为C6H6,千摩尔质量为78kg kmol，乙苯的分子式为C8Hio,千 摩尔质量为106kg. kmol。原料液的平均千摩尔质量为Mf 二xfMa (1-Xf)Mb =0.45 78 (1 -0.45) 106 = 93.4kg. kmol93.4所以F
9、 二 5000 =53.5kmol. h即采出率为： D = Xf Xw 二 04上005 二 0.430F xD -xw0.98-0.05由上式求出塔顶馏出液量为D -0.430F =0.430 53.5 = 23.0kmol h则塔釜残液量为W = F - D 二 53.5 - 23.0 二 30.5kmol h3.2塔板数的确定3.2.1理论塔板数的确定查化工手册得苯和乙苯的t-x-y关系如表（4-1 ）所示 表3-1苯-乙苯气液平衡数据T/Cxy801 . 0001.000880.7430.940960.5420.8651040.3850.7621120.2590.6311200.15
10、70.4651280.0720.2571360.0000.000图3-1苯-乙苯温度组成图由图（3-1 ）可得q线与平衡线的交点坐标（xq, yq）为（0.45，0.815）则最小回流比为Rminyq Xq0.98-0.8150.815-0.450.45取回流比 R=2Rmin=2 0.45 =0.90则精馏塔的气液负荷：精馏段：V =(R 1)D =(0.901) 23.0 =43.7kmol/hL 二 RD =0.9 23.0 = 20.7kmol h提馏段：由于泡点进料 q =1所以 V，=V =44.7kmol h! =L F =20.7 53.5 =74.2kmol h精馏段操作线方
11、程：RxDyn 1Xn0.474Xn 0.516R +1R +1提馏段操作线方程：L Wym 1 二 VXm -XW =1.698x0.0349图3-2理论塔板数图解法示意图由图（3-2 ）,画梯级可得理论板数为7 （不包含塔釜），进料板为第4块板。3.2.2实际塔板数的求取塔板效率是气、液两相的传质速率、混合和流动状况，以及板间反混（液沫 夹带、气泡夹带和漏液所致）的综合结果。板效率为设计的重要数据。板效率与塔板结构、操作条件、物质的物理性质及流体力学性质有关，它反 映了实际塔板上传质过程进行的程度。蒸馏塔可用相对挥发度与液相黏度的乘积作为参数来关联全塔效率，其经验式为：Et =0.49 l
12、 皿45由 t-x-y 曲线可知：tD =82C、tW =132C、tF =100C 全塔平均温度tD tW tF = 104.7C3查化工数据手册得平均温度下的液相中各组分的黏度：表3-2平均温度下液相中组分的黏度组分苯A乙苯B黏度卩(mPa- s)0.2240.276则有=0.45 0.2224 (10.45) 0.276 二 0.25同理JLD =0.23、W =0.27平均黏度%= 0.25 0.23 0.27253查手册得，在104.7 T下，相对挥发度-5.11则全塔效率Et =0.49 :叫 2450 245= 0.49 5.110.25.= 0.46计算实际塔板数精馏段Nt4c
13、N P精9Et0.46提馏段Nt3Np提7Et0.46故全塔实际所需塔板数N =16块，加料板位置在第9块3.3塔和塔板的主要工艺尺寸计算塔顶物料平均千摩尔质量为：Md =xDM A (1-Xd)Mb =0.98 78 0.02 106 = 78.6kg. kmol塔顶气相密度为PMdRT101.3 78.68.314 (273 82)二 2.70kg m3塔顶液相密度及表面张力近似苯计算。 由化工原理上册附录二可查得20 C下苯的密度二879kg m3，体积膨胀系数-12.4 10, C 。计算可得82 C下苯的密度P31(t -t )879112.4 10-(82 -20)二 816kg m3由化工原理上册附录十五可查得 82 C下苯的表面张力二二0.0197N mVM D精馏段上升与下降的气液体积流量为43.7 78.6 = 1273m3 h = 0.36m3 s2.70V*?L20.7 78.6816=2.09m3 h= 5.8 10*m3 s初选板间距Ht = 500mmhL = 0.085m，则分离空间为HT -hL =0.5 -0.085 =0.415m气液动能参数为= 0.028图3-3史密斯关联图Vl=5.5 10816Vg j 5 一 0.354 2.70-L由图（3-3）查得气体负荷因子C20 =0.095，因表面张力的差异，气体负荷因子校正为C C20
