2772万吨年苯-甲苯连续精馏装置工艺设计_精馏塔设计说明书_化工设计(编辑修改稿)

2772万吨年苯-甲苯连续精馏装置工艺设计_精馏塔设计说明书_化工设计(编辑修改稿)内容摘要：

炼油生产中普遍应用，已列入部颁标准（ JB－ 1118－ 81）。 其阀孔直径为 39mm，重阀质量为 33g，轻阀为 25g。 一般多采用重阀，因其操作稳定性好。 （ 1） 塔设备的工业要求 总的要求是在符合生产工艺条件下，尽可能多的使用新技术，节约能源和成本，少量的污染。 精馏塔对塔设备的要求大致如下： 一：生产能力大：即单位塔截面大的气液相流率，不会产生液泛等不正常流动。 二：效率高：气液两相在塔内保持充分的密切接触，具有较高的塔板效率或传质效率。 三：流体 阻力小：流体通过塔设备时阻力降小，可以节省动力费用，在减压操作是时，易于达到所要求的真空度。 四：有一定的操作弹性：当气液相流率有一定波动时，两相均能维持正常的流动，而且不会使效率发生较大的变化。 五：结构简单，造价低，安装检修方便。 六：能满足某些工艺的特性：腐蚀性，热敏性，起泡性等 . （ 2）工艺流程如下： 苯与甲苯混合液（原料储罐）→原料预热器→浮阀精馏塔（塔顶：→全凝器→分配器→部分回流，部分进入冷却器→产品储罐） (塔釜：再沸器→冷却器→产品进入储罐） （ 3）流程的说明 本方案主要是 采用浮阀塔，苯和甲苯的原料混合物进入原料罐，在里面停留一定的时间之后，通过泵进入原料预热器，在原料预热器中加热到 度，然后，原料从进料口进入到精馏塔中。 混合物中既有气相混合物，又有液相混合物， 7 这时候原料混合物就分开了，气相混合物在精馏塔中上升，而液相混合物在精馏塔中下降。 气相混合物上升到塔顶上方的冷凝器中，这些气相混合物被降温到泡点，其中的液态部分进入到塔顶产品冷却器中，停留一定的时间然后进入苯的储罐，而其中的气态部分重新回到精馏塔中，这个过程就叫做回流。 液相混合物就从塔底一部分进入到塔底产品冷却器 中，一部分进入再沸器，在再沸器中被加热到泡点温度重新回到精馏塔。 塔里的混合物不断重复前面所说的过程，而进料口不断有新鲜原料的加入。 最终，完成苯与甲苯的分离。 本次设计的要求是先算出最小回流比，然后随意选三个系数得到三个回流比，最后比较那个最好，而不是找出最佳的回流比。 三、精馏塔设计 （ 1）苯与甲苯的基础数据 表 31 相平衡数据 温度 /℃ 85 90 95 100 105 POA /Kpa POB /Kpa 40 46 54 86  x 0 y 0 表 32 苯与甲苯的物理性质 项目 分子式 相对分子量 沸点 /℃ 临界温度 /℃ 临界压力 /Pa 苯 C6H6 甲苯 C6H5CH3 表 33 Antoine 常数值 组分 A B C 苯 甲苯 表 34 苯与甲苯的液相密度 温度 /℃ 80 90 100 110 120 )//( 3, mkgL 苯 810 )//( 3, mkgL 甲苯 815 表 35 液体的表面张力 温度 /℃ 80 90 100 110 120 8 ）（苯 mmN // ）（甲苯 mmN // 表 36 液体的黏度 温度 /℃ 80 90 100 110 120 ）苯（ smpL a., ）甲苯（ smpL a., 表 液体的汽化热  温度 /℃ 80 90 100 110 120  苯 /(KJ/Kg)  甲苯/(KJ/Kg) （ 2）温度的条件： 假定常压，作出苯 — 甲苯混合液的 txy 图，如后附图所示。 依任务书，可算出 : )92/()78/( Fx。 同理，)92/()78/( Dx。 Wx =()/(+9/)= )92/()78/( Wx。 查 txy 图可得Dt ℃ , Wt ℃ , Ft ℃ . 精馏段平均温度 ) 0 ( mt ℃ （ 1）摩尔分数 由以上可知，摩尔分数为 Fx , Dx , Wx （ 2）原料液及塔顶、塔底产品的平均摩尔量 )()1(  BFAFF MxMxM )()1(  BDADD MxMxM )()1(  BWAWW MxMxM （ 3）质量物料恒算与负荷计算及其结果表 原料处理量 hkq Fn /m 2 00101 50 0,  总物料衡算 WnDn qq ,  （ 1） 苯物料衡算 WnDn qq , 0  （ 2） 联立（ 1）（ 2），得 hkmolq Dn /,  hkm olq Wn /,  9 （ 1） .理论板层数 TN 的确定 苯 甲苯属理想体系，可采用图解法求理论板层数 ①表 1常压下苯 —— 甲苯的气液平衡数据 温度 t ℃ 液相中苯的摩尔分率 x 气相中苯的摩尔分率 y 由表 1苯一甲苯物系的气液平衡数据，绘出 x ～ y图，见下图 10 ②求最小回流比及操作回流比。 采用作图法求最小回流比。 在上图中对角线上，自点 e（ ,）作斜率为 1 的直线 ef即为进料线 (q线 )，该线与平衡线的交点坐标为 qx qy 用 图解法求得 5 i n qqqD xy yxR 取操作回流比为 minR ③精馏塔的气 ,液相负荷 hk m o lRqq DnLn /,  hk m olqRq DnVn /)()1( ,  hk m o lqqq FnLnLn /,39。 ,  hk m olqq VnVn /, 39。  ④操作线方程 精馏段操作线方程 ,  xxxqqxqqy DVn DnVn Ln 提馏段操作线方程 39。 39。 39。 ,  xxxqqxqqy WVnWnVnLn ⑤图解法求理论板层数 采用图解法求理论板层数，如附图 1所示。 求解结果为：总理论板层数 TN =17 11 其中 TN 精 =8， TN 提 =8（不包 括再沸器），进料板位置 TN =9 （ 2）实际板层数的求取 因为 Dt ℃ , Wt ℃ , Ft ℃ .  wD TTT ℃ 此时的相对挥发度 : 00 BApp 查 ℃下苯及甲苯的粘度分别为 ，和 ，则 平均温度下的液体粘度  BBAAL xx  所以全塔效率   )()( LTE  精馏段理论板层数： 8, 精PN 提馏段理论板层数： 8, 提PN 总实际板层数： 301515,  提精 PP NN 四 、 精馏塔的工艺条件及有关物性数据的计算 １．操作压力 泡点 压力： aDBDA kpxpxp )1(p 00 泡 塔顶操作压力： aD kpMp a  泡 每层塔板压降： akpp  进料板压降： aF 0 0 0  精馏段平均压降： am 0 42/) 0 0 0(  第二塔板 k paP 001  精馏塔进料口上第三板 k p aP 02  精馏塔进料口下第二板 k paP 003  由 txy 图可得： 塔顶温度 : Dt ℃ 塔底温度： wt ℃ 进料温度： FT ℃ 精馏段平均温度： ) 0 ( mt ℃ 第二塔板的温度 : )1415 ( T ℃ 12 精馏塔进料口上第三板的温度： )315 0( 02 T ℃ 精馏塔进料口下第二板的温度： 01)115 10( 003 T ℃ 查 txy 图得组成： x y x y x y （ 1）塔顶气、液混合物平均摩尔质量 : 由  yxD ，查平衡曲线得 x   k mo lkgyMyMM BAV D m /)1( 11    k mo lkgxMxMM BAL Dm /)1( 11  （ 2）进料板气、液混合物平均摩尔质量： 由图解理论板，得 Fy 查平衡曲线得， Fx   k mo lkgyMyMM FBFAVFm /)1( k mo lkgxMxMM FBFAL F m /)()1(  （ 3）精馏段气、混合物平均摩尔质量 k mo lkgM Vm /)(  k mo lkgM Lm /)(  第二塔板摩尔质量计算：由 x ， y ，查平衡曲线，得 k mo lkgMyMyM BAVm /)()1( 111  k mo lkgMxMxM BALm /)()1( 111  同理可得： 精 馏 塔 进 料 口 上 第 三 板 摩 尔 质 量 : km olkgM Vm /  ，kmo lkgM Lm /  精馏塔进料口下第二板摩尔质量： k m o lkgM Vm /  ，kmo lkgM Lm /  （ 1）气相平均密度 由理想气体状态方程计算，即 3/)( mkgRTMPmVmmVm   3111 /))(( 同理 32 / mkgm ， 33 / mkgm  （ 2）液相平均密度 液相平均密度计算公式 iiLm a  //1  ○1 塔顶液相平均密度：由 Dt ℃ ,查手册得： 3/ mkgA  13 3/ mkgB  3/)( 1 mkgL D m  ○2 进料板液相平均密度：由 FT ℃，查手册得 3/ mkgA  ，3/ mkgB  进料板液相的质量分 数为 29 7833  Aw 3/)( 1 mkgL F m  精馏段液相平均密度为 3/)( mkgLm  液相平均密度计算 由 t ℃ ,查手册得 31 / mkgA  ， 31 / mkgB  由 t ℃ ,查手册得 32 / mkgA  ， 32 / mkgB  由 t ℃ ,查手册得 33 / 0 mkgA  ， 33 / 8 mkgB  质量分数 : )( )1(1111   MxMx MxmBmBmA 同理  ，  31 /)( 同理 32 / mkgLm  ， 33 / mkgLm  液相平均表面张力计算公式： iiLm x  塔顶液相平均表面张力： 由 DT ℃ ,查手册得 mNDA / 3 mNDB / 3 mNxx DBDAL D m DD /)()1( 3  进 料 板 液 相 平 均 表 面 张 力 计 算 ： 由 FT ℃ , 查手册得mNFA / 3 mNFB / 3 mNxx FBFAL F m FF /)()1( 3  精馏段 液相平均表面张力为 mNLm / 3 6．液体平均粘度计算 液相平均粘度计算公式： iiLm x  lglg  14 塔顶液相平均粘度计算： 由 Dt ℃ ,查手册得 mmPaA   mmPaB   )()1(lglg 11  BDADL D m xx  mmP aLDm   进料板液相平均粘度：由 FT ℃ ,查手册得， mmPaAF   mmPaBF   )()1(lglg  FF BFAFL F m xx  mmP aLFm  。