万吨年苯-甲苯分离装置工艺设计

万吨年苯-甲苯分离装置工艺设计内容摘要：

从发生了世界性的能源危机以来，精馏过程的节能问题已引起了人们的广泛重视。 降低精馏过程的能耗，对于节约能源，减少产品成本至关重要 [5]。 精馏是目前应用最广、占总能耗 最大的化工分离过程。 会议中（注：美国化学工程师 学会 1999 年年会），学者一再认为在很长的一段时期内精馏不可能为一些新兴分离过程所代替。 各国均有精馏的专门研究机构或基地，其规模与配备人力均胜于我国 [6]。 与国外相比，我们在精馏理论若干方面确有先进之处，在改造工业生产的精馏方面亦有独到之处并取得显著成效，但在试验设备规模与测量仪器等方面的差距很大，由于研究力量不足，研究课题的多样性 也 落后于国外 [7]。 设计任务 及操作条件 设计任务 表 11 设计任务表 生产能力（进料量） 25 万吨 /年 操 作周期 330 天 进料组成 苯： 55%（质量分数，下同） 甲苯： 45% 塔顶产品组成 苯：  98% 塔底产品组成 苯： %2 操作条件 表 12 操作条件表 操作温度 常压 操作压力 常压 进料热状态 泡点进料 主要型式 筛板 式 全塔的热损失取塔釜热负荷的 7% 本科毕业论文 设计方案 工艺流程示意图 图 13 工艺流程图 设计方案简介 苯和甲苯混合液经原料预热器加热至泡点后送入精馏塔。 塔顶上升蒸汽采用全凝器冷凝后，一部分作为回流，其余为塔顶产品，经冷却器冷却后送至贮槽。 第二章 塔板的工艺设计 精馏塔的全塔物料衡算 原料液摩尔分率 和摩尔流量 苯的进料摩尔流量 : hk m olnA /   原料 原料罐 原料预热器 精馏塔 冷凝器 冷却器 再沸器 苯 冷却器 甲苯储罐 甲苯 苯储罐 本科毕业论文 甲苯的进料摩尔流量 : hk m olnB /   总物料摩尔流量 ： hk o mlnnF BA /  甲苯的进料 摩尔分率 : Ax 苯的进料摩尔分率 : 5 9 0 0 9  BA xx 塔顶产品流量及摩尔分率 : 总物料质量流量： hkgMF / 10001000025  总物料质量守衡 ： WDF MMM  苯的质量守衡： AWADA MMM ,  联立求解得： hkgMW /14138 hkgMMM WFD / 7 4 2 4 1 3 1 5 6 5  苯的摩尔流量： hk m olnAD / ,  甲苯的摩尔流量： hk m oinBD / ,  塔顶产品流量： hk m o lnnDBDAD /,  苯的摩尔分率： , ADx 甲苯的进料摩尔分率： 0 1 7 8 3 ,  ADBD xx 塔底产品的流量及分率 ： 苯的 摩尔流量： hk m olnAW / ,  塔底产品的流量： hk mo lDFW /  苯的摩尔分率： 023 , AWx 甲苯的进料摩尔分率： ,  AWBW xx 本科毕业论文 表 21 物料衡算表 物理量名称 物料组分 摩尔流量（ kmol/h） 摩尔分率 进料 苯 甲苯 总计 塔顶 苯 甲苯 总计 塔底 苯 甲苯 总计 相关物性参数的计算 相对挥发度 表 22 常压下苯 — 甲苯的气液平衡与温度关系 温度 T/（℃ ） 液相中苯的摩尔分数 /x 气相中苯的摩尔分数 /y 110． 6 0． 00 0． 00 106． 1 0． 088 0． 212 102． 2 0． 200 0． 370 98． 6 0． 300 0． 500 95． 2 0． 397 0． 618 92． 1 0． 489 0． 710 89． 4 0． 592 0． 789 86． 8 0． 700 0． 853 84． 4 0． 803 0． 914 82． 3 0． 903 0． 957 81． 2 0． 950 0． 979 80． 2 1． 00 1． 00 由于泡点进料 q=1，由气液平衡相数据，用内插法求进料温度 ：   Ft 解得： CtF  6 8 安托尼方程： CT BAp lg 本科毕业论文 注： po 是物质的饱和蒸气压， kPa。 A、 B、 C 是安托尼常数。 T 是物质的温度，℃。 表 23 苯与甲苯的安托尼常数 组分 A B C 苯 1211 甲苯 1345 由安托尼方程求得： kPap A  kPap B  相对挥发度： 525..2  BApp 最小回流比及回流比 由于是饱和液体进料，有 q=1， q 线为一垂直线，在 xy 图上交于一点 d，故点 d：  Fd xx ，根据相平衡方程有： )(1 )1(1   FFd xxy  最小回流比： 59 78 i n  dddD xy yxR 回流比： in2  RR 全塔平均温度 由苯与甲苯的气液平衡数据作出 txy 图 21， 根据塔顶、塔釜的气液相组成在 txy 图上查得： CtD  CtW  全塔平均温度 :  WD ttT 本科毕业论文 x( 或 y)温度 图 21 苯 甲苯混合液的 txy 图 平均黏度 表 35 苯与甲苯的液体黏度 温度 C 80 90 100 110 120 L ,苯 /( smPa ) L ,甲苯 /( smPa ) 在全塔平均温度下的苯与甲苯的黏度： 679m P a., 苯L s0 .2 7 5 9 m P a ., 甲苯L 全塔温度下的平均黏度： sm P am  2 7 1 0 9 9 0 甲苯苯  相平均黏度依下式计算，即：  iiLm x  lglg 进料板 物料的 平均黏度： 由 Ｃ＝Ｆ  查手册得： PA  smP aB . 2 8 1 1 7 8 8 L F m 解得： smP aL F m  2 8 0  塔釜液相平均黏度： 由 C 查手册得： PA  smP aB . 本科毕业论文 再由 : 2 5 6 1 3 3 8 L W m 解得： smP aL W m  2 5 4  提馏段液相平均黏度： sm P aLm   平均摩尔质量的计算 进料板物料的平均摩尔质量： 由理论塔板数计算得： F F k m o l/)7 2 2 ( 2 2 VFM k m o l/)5 0 7 ( 0 7 LDM 塔釜平均摩尔质量： 由理论塔板的计算过程可得 ： y x k m o l/)0 9 6 ( 9 6 VWM k m o lkgM LW /)(  提馏段平均摩尔质量： k m olkgM Vm /  k m olkgM Lm /  平均密度的计算 气相平均密度的计算 : 由理想气态方程计算 : m/)( vmp 3mvm   RT M 液相平均密度的计算 : 塔釜液相平均密度的计算： 由 CtW  ，查手册得： m/ 3A  m/ 3B 塔釜的液相平均密度： m/ 1 3m LD 进料板液相的摩尔质量： 由 Ｃ＝Ｆ  查手册得： ｍ＝ ／ ３Ａ kg5 1 0 3 ｍ／＝ ３Ｂ  进料板液相的质量分数： 本科毕业论文 )(  A 进料板的液相密度： mkgL F M 3/( 1  ） 提馏段液相平均密度： mkgLM 3/  液相平均张力 液相平均表面张力依下式计算，即：  ni iiLm x1  进料板液相平均表面张力： 由 Ｃ＝Ｆ  查手册得： m/ NA  m/m5 6 7 NB  m/ NLF  塔釜液相平均表面张力： 由 C 查手册得： m/ NA  m/ NB  m/ NLW  提馏段液相平均表面张力： m/ NL  提馏段的气液相体积流率 提馏段气液相负荷： h/k m o l8 6 2 39。  FRDL h/k m o l8 4 6 7 4)139。  DRV （ 提馏段的气液相体积流率： SVMV / vms 3vm    SLML LL / 3mm    本科毕业论文 塔板数的计算 理论塔板数的求取 精馏段的操作线方程：  nnDnn xxxRxR Ry提馏段操作线方程 ： )1()1(_)1()1(1    nwnn xxFqDR DFxFqDR qFRDy 相平衡方程； (1 xy  ） 联立精馏段操作线方程与进料线 q 线方程求解得 ： qx qy 下面用相平衡方程和精馏段操作线方程进行逐板计算，直到 qn xx  时 ,改用提馏段操作线方程与相平衡方程继续逐板计算，直至 wn xx  为止。 因为塔顶全凝器  Dxy 1x 由相平衡方程计算，得 1x = 2y 由精馏段操作线方程求得，即 y = 继续用相平衡方程和精馏段操作线方程逐板计算 ，当 5 9 0 0 7 x（加料板），改用提馏段操作线方程，当 0 2 3 1 8  wxx 时， 第 13 平衡级为再沸器，即塔内安装 12 层理论板即可满足分离要求。 计算结果列于下 24： 表 24 理论板层数计算表 序号 y x 备注 序号 y x 备注 1 8 改用提馏段操作线方程 2 3 9 4 10 5 11 6 12 7 进料板 13 本科毕业论文 全塔效率： )( 2 5  LE t  实际塔板数 的求取 精馏段实际塔板数 : 13 7  TETNN 精精 精馏段实际塔板数 : 10 5  TTENN 提提 全塔实际塔板数 : 23  TTENN 精馏塔的塔体工艺尺寸计算 塔径的计算 由VVLCu   m ax ，式中 C 由 )20( LCC  求取， 其中 20C 由筛板塔汽液负荷因子曲线图查取，图横坐标为 ) () ()( 2121 。