年处理6.5万吨苯-甲苯混合液浮阀精馏塔设计

-1-课程设计任务书一、设计题目：分离苯－甲苯混合液的浮阀精馏塔设计二、原始数据及操作条件1．生产能力：年处理苯－甲苯混合液6.5万吨(开工率300天/年)2.原料：苯的含量44%（质量分数，下同）进料状况自选3.分离要求：塔顶馏出液中苯含量不低于95%塔底釜液中含苯量不高于2%4.操作压力：常压101.3kPa操作塔顶表压4kPa单板压降不低于0.7kPa5.回流比：R=(1.1～2.0)Rmin6.塔顶采取用全辽凝气泡点回流7.塔釜采用间接饱和水蒸气加热三、设计内容1.精馏流程的确定（附流程简图）；2.精馏塔的物料衡算、塔板数的确定、工艺条件及相关物性数据的计算；3.精馏塔和塔板主要工艺尺寸的计算、塔板流体力学的校核并作出塔板负荷性能图。四、设计要求1.设计程序简练清楚，结果准确并汇总表；2.计算公式、图表正确并注明来源，符号和单位要统一。五、设计日期2010年5月15日至2010年5月31日-2-设计步骤1.设计方案的确定及工艺流程的说明拟设计一台年处理苯－甲苯混合液6.5万吨(开工率300天/年)的浮阀精馏塔，要求塔顶馏出液中苯含量不低于95%，塔底釜液中含苯量不高于2%。先设计苯-甲苯混合液经预热器加热后，用泵送入精馏塔；塔顶上升蒸汽采用冷凝器冷凝后部分回流，其余作为塔顶产品冷却后送至贮槽；塔釜采用间接蒸汽再沸器供热，塔底产品经冷却后送入贮槽。工艺流程图见附图1。操作压力为常压101.3kPa，采取泡点进料。2.全塔物料衡算2.1进料、塔顶及塔底产品的摩尔分数48.00.44)/921(0.44/780.44/78XF09692/95.0(10.95/780.95/78XD）XW=92/)02.01(78/02.078/02.00.022.2平均摩尔质量MF=780.52920.48=85.28kg/kmol2.3物料衡算F0=24300106.57=9027.78kg/hF=85.289027.78=105.86kmol/hD=FWDWFX-XX-X=105.860.02-0960.02-0.48=51.80kmol/hW=F－D=54.06kmol/h3.塔板数的确定3.1确定理论塔板数3.1.1由苯-甲苯气液平衡数据绘制x-y，t-x-y图苯(A)-甲苯(B)饱和蒸汽压数据：-3-由公式：y=000BABPPPP,y=xPPA0计算得苯-甲苯的t-x-y数据如下：由上表数据绘制得x-y，t-x-y图（见附图2）用作图法求Rmin并选取R本设计的进料状态选取的是泡点进料，即q=1,q线方程为：0.48XXF作图得694.0PyRmin=DDXXPPyy=48.0694.0694.00.96=1.29R=1.6Rmin=2.1由此可得精、提馏短的操作线方程分别为：y=0.68x+0.31y=1.3x–0.0083.1.3用图解法求理论板数NT求解过程见附图2，总理论板数NT=13（包括塔釜）。其中精馏段为5，提馏段为8（包括塔釜），第6块板为进料板。3.2全塔板效率EO由塔顶、塔釜液相组成XD=0.96,XW=0.02在t-x-y图上查得-4-tD=81℃tw=109.4℃故tm=2WDtt=95.2℃在液体黏度共线图中查得此温度下苯、甲苯的黏度分别为：A=0.25m.pasB=0.29m.pasm=0.48×0.25+0.52×0.29=0.27E0=0.17－lgm=0.523.3实际塔板数NP由E0=NT/NP得：精馏段实际塔板数N1P=5/0.52=9.6取10提馏段实际塔板数N2P=8/0.52=15.4取16（包括塔釜）故总的实际塔板数NP=N1P+N2P=26（包括塔釜）4.精馏塔操作工艺条件及相关物性数据的计算4.1操作压力mp塔顶操作压力DP=101.3+4=105.3kPa每层塔板压降△P=0.7kPa进料板压力DFPP△P×N1P=105.3+0.710=112.3kPa精馏段平均压力2PPPFDm=23.1123.105=108.8kPa4.2精馏段平均温度mt根据苯-甲苯的t-x-y数据，采用内差法求取塔顶、进料层温度.96376.048.09248.0507.0FFttFt=92.8℃84822.096.01.8096.00.1DDttDt=80.9℃精馏段平均温度mt=2DFtt=86.85℃4.3平均摩尔质量MVm、MLm对于塔顶，由0.96XD1y,查平衡线（附图2）得1x=0.91-5-56.789204.07896.0)(1M11DVBAmMyMykg/kmol26.799209.07891.0)1(11BADLmMxMxMkg/kmol对于进料板，由46.02x,查平衡线（附图2）得68.02y48.829232.07868.0)1(22BAFVmMyMyMkg/kmol56.859254.07846.0)1(22BAFLmMxMxMkg/kmol则有：56.80248.8256.782FVmDVmVmMMMkg/kmol41.82256.8526.792FLmDLmLDmMMMkg/kmol4.4平均密度Vm、Lm4.4.1气相平均密度mVmmVmTRMp2.92273)(86.858.31480.4810108.83kg/m34.4.2液相平均密度LBALAALm1塔顶：9.80Dt查得3/815mkgA3/807mkgB80705.081595.01DL3/6.814mkgDL进料：8.92Ft查得3/802mkgA3/795mkgA79505680244.01FL3/1.798mkgFL平均值：3.8062798016.8142FLDLLmkg/m34.5液体平均表面张力mBBAAmxx-6-塔顶：9.80Dt查得.A21.1mN/mB21.5mN/m2.215.2104.02.2196.0DLmmN/m进料：8.92Ft查得.A20mN/mB20.2mN/m1.202.2052.02048.0FLmmN/m平均值：Lm=2DLFLmm=21.202.21=20.7mN/m4.6液体平均粘度m塔顶：9.80DtA=0.3mPa.sB=0.32mPa.s3.032.004.03.096.0DLmmPa.s进料：8.92Ft查得A=0.26mPa.sB=0.29mPa.s28.029.052.026.048.0FLmmPa.s平均值：29.0228.03.02FLmDLmLmmPa.s5.精馏塔的塔体工艺尺寸计算5.1塔径计算精馏段汽相摩尔流量58.16080.511.3)1(DRVkmol/h精馏段液相摩尔流量78.10880.511.2RDLkmol/h精馏段汽相体积VmVmsVMV3600=93.2360056.8058.160sm/2264.13精馏段液相体积LmLmsLML3600=0031.03.806360044.8278.108sm/313.4415hVhm/312.11hLhm/3根据课本表6-5，初选板间距mHT45.0042.093.23.8062264.10031.0VmLmssVL-7-查课本图6-58得smC/086.020修正smCCLm/0866.0)207.20(086.0202.02.020）（最大允许空塔气速smCuVmVmLm/43.193.293.23.8060866.0maxsmuu/08.143.175.075.0maxmuVDsT202.108.114.32264.144塔径圆整为1.4m实际气速smDVuTs/797.04.114.32264.144225.2有效塔高计算精馏段有效高度mHNZTP05.445.0)110()1(11提馏段有效高度mHNTP75.645.0)116()1(Z22精馏塔有效高度mZZZ8.1075.605.4216.塔板工艺尺寸的计算6.1溢流装置根据本设计中的塔径及负荷大小选用弓形降液管，平流堰，单溢流形式。对于弓形降液管：堰长mDlTw98.04.17.07.0由Francis经验公式mlLEhwhow012.0)98.047.8(1100048.2)(100048.23232∵owwLhhhLh0.05～0.1∴088.00.038wh本设计取05.0wh由7.0TwDl查附图3得147.0TdDw弓形管宽mwd206.0同理085.0TfAA弓形管截面积mAf131.0-8-验算停留时间1.2547.845.0131.036003600hTfLHAs＞5s合适。降液管底隙高度044.0006.0wohhm对于受液盘：mDT4.10.8m为了便于侧线采出、低流量液封及改变流向缓冲本设计选取凹形受液盘，这里不设进口堰。6.2塔板布置由于mDT4.10.9m这里将塔板分为3块，为了尽量减小液体夹带入降液管的气泡量，取08.0swm；根据oh的大小，取mwc06.0。则414.021sdTwwDXmwDRcT64.0212122298.01802mRXSinRXRXA布置结果如下：溢流区安定区边缘区开孔区wl/mdw/mfA/2msw/mcw/mX/mR/mA/2m0.980.2060.1310.080.060.4140.640.986.3阀孔数目及排列由于本设计用的是F1型重阀，且目标分离物为苯-甲苯混合液，所以取10F0来粗算阀孔数目；对于F1型重阀md039.00。84.593.210F00Vmum/s8.17584.5039.014.342264.1420200udVns取17622200021.0039.0414.31764mdnA浮阀在塔板上采用等腰三角形叉排,mt075.0mnAt074.0075.00,由于本设计中采用的是分块式塔板,各分块的支撑与焊接要占去一部分开孔区面积,所以-9-,t小于计算值较好,这里取0.060m。作阀孔排列图（见附图4）得163n则实际的smndVus/3.6163039.014.342264.142200核算9.1093.23.6F00Vsu在9～13之间，上述排列方式可行。开孔率.712)(020uuDdnAATTO%7.浮阀塔板的流体力学验算7.1验算塔板压降干板阻力界孔速smuVmoc/83.593.21.731.73825.1825.1＜0u104.08.93.80623.693.234.5234.5220guhLmVmcm液柱板上充气液层阻力设计分离的是苯-甲苯混合液，液相为碳氢化合物，故可取充气系数45.000279.0062.045.00Llhhm液柱液体表面张力造成的阻力0013.08.93.806004.0107.20223ghhLmLmm液柱2007.00013.00279.0104.0hhhhlcpm液柱△kPaghpLmpPp555.08.93.8062007.0＜0.7kPa塔板压降满足要求。7.2降液管液泛校核为了防止降液管中液体发生液泛现象，应控制降液管内清液层高度)(wTdhHH无进口堰，故001.0)044.098.00031.0(153.0)(153.0220