1、分离苯和甲苯混合液的常压筛板精馏塔设计书分离苯和甲苯混合液的常压筛板精馏塔设计书一 绪论精馏是一种利用回流是液体混合物得到高纯度分离的蒸馏方法，是工业上应用最广的液体混合物分离单元操作，广泛应用于石油、化工、轻工、食品、冶金等领域。精馏过程在能量剂驱动下，使气液两相多次直接接触和分离，利用液相混合物中各组分的挥发度的不同，使易挥发组分由液相向气相转移，难挥发组分由气相向液相转移，实现原料混合液中各组分的分离。根据生产上的不同要求，精馏操作可以是连续的或间歇的，按操作压力还可分为常压、加压和减压蒸馏，有些特殊的物系还可采用衡沸精馏或萃取精馏等特殊方法进行分离。 典型的精馏设备是连续精馏装置，包括
2、精馏塔、塔底再沸器、塔顶全凝器/冷凝器。 本设计采用筛板板式精馏塔完成指定分离任务，设计书中包括物料衡算和能量横算；以及塔板数的确定，塔板工艺尺寸的确定，再沸器、全凝器的选型等内容。本设计按以下几个阶段进行：(1)设计方案确定和说明。根据给定任务，对精馏装置的流程、操作条件、主要设备型式及其材质的选取等进行论述。(2)蒸馏塔的工艺计算，确定塔高和塔径。(3)塔板设计：计算塔板各主要工艺尺寸，进行流体力学校核计算。接管尺寸、泵等，并画出塔的操作性能图。(4)管路及附属设备的计算与选型，如再沸器、冷凝器。(5)绘制精馏塔的设备图。二设计方案的确定设计题目：分离苯甲苯混合液的常压筛板精馏塔1.原始数
3、据：生产能力：处理量为8000kg/h原料：苯含量为40%（mol,下同）的液体进料方式：泡点进料分离要求：塔顶馏出液苯含量为95%塔底釜液甲苯含量为98%操作要求：取回流比为 倍的最小回流比，总板效率为0.82.装置流程的确定装置流程包括精馏塔，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。蒸馏在塔内的多次部分气化与多次部分冷凝实现分离，热量自塔釜输出，由冷凝器和冷却器中的冷却介质将余热带走。次设计中采用的是用泵输送原料。塔顶冷凝器采用是全凝器，以便于准确的控制回流比。3.操作压力的选择 精馏操作经常可在常压、加压和减压下进行。确定操作压力时，必须根据所处理物料的性质，兼顾技术上
4、的可行性和经济上的合理性进行考虑。根据苯和甲苯的物料特性，此设计采用常压操作。4.进料热状况的选择 进料状态和塔板数、塔径、回流量及塔的预热负荷都有密切的联系。在实际生产中进料状态有多种，但一般都将料液预热到泡点或接近泡点才送入塔中，这主要是由于此时塔的操作比较容易控制，不致受季节气温的影响。此外，在泡点进料时，精馏段与提馏段的塔径相同，为设计和制造上提供了方便。此设计采用泡点进料。5加热方式的选择 精馏釜的加热方式通常采用间接蒸汽加热，设置再沸器。由于饱和水蒸气温度与压力互为单值函数关系，其温度科通过压力调节。同时，饱和水蒸气的冷凝替热较大，价格较低廉，因此通常用饱和水蒸气作为加热剂，在苯设
5、计中采用的就是饱和水蒸气加热。6回流比的选择 回流比是精馏操作的重要工艺条件，其选择原则是使设备费和操作费之和最低。在本设计中采用最小回流比的2倍作为才做回流比。三精馏塔全物料衡算F：进料量（kmol/s） xF：原料组成（摩尔分数，下同）D：塔顶产品流量（kmol/s） xD：塔顶组成W：塔底残液流量（kmol/s） xW：塔底组成笨的摩尔质量：MA=78kg/kmol甲苯的摩尔质量：MB=92kg/kmol由已知条件：xf=0.4 xD=0.95 xW=1-0.98=0.02进料量：F=8000kg/h=8000/3600(0.4*78+0.6*92)=0.0257kmol/s物料衡算式：
6、F=D+W FxF=DxD+WxW四、精馏塔的工艺条件及有关物性数据的计算附：苯甲苯气液平衡组成与温度的关系（101.3Pa）苯/%（摩尔分数）温度/液相气相0.00.0110.68.821.2106.120.037.0102.230.050.098.639.761.895.248.971.092.159.278.989.470.085.386.880.391.484.490.395.782.395.097.981.2100.0100.080.21. 温度利用表中数据用内插法计算时间tF、tD、tDtF：（95.2-92.1）/（39.7-48.9）=（tF-95.2）/（40-39.7）tF
7、=95.10tD：tD=81.2tW：（106.1-110.6）/（8.8-0）=（tW-110.6）/（2-0）tW=109.58所以精馏段平均温度:t1=（tF+tD）/2=（95.10+81.2）/2=88.15提馏平均温度： t2=(tF+tW)/2=（95.10+109.58）/ 2=102.341 密度已知：混合液密度：1/PL=aa/PA+ab/PB 混合气密度：Pv=（T0PM）/22.4TP0式中：PL、Pv表示混合液、混合气的密度；PA、PB表示A、B纯组成的密度；aa、ab表示A、B纯组成的质量分数；T0、P0表示237.15k和101.3kPa；P、T代表操作压力和温度
8、；M表示平均相对分子质量。aAF=(0.4*78)/0.4*78+(1-0.4)*92=0.3611aAD=(0.95*78)/0.95*78+(1-0.95)*92=0.941aAW=(0.02*78)/0.02*78+(1-0.02)*92=0.017011 求在各点温度处相应的气相组成如下：塔顶温度：tD=81.2 气相组成：yD=97.9%进料温度：tF=95.10气相组成：yF（用内插法计算）（92.1-95.2）/（71.0-61.8）=（95.1-95.2）/（100yF-61.8）解得：yF=62.10塔底温度：tW=109.58气相组成：yW（用内插法计算）（106.1-11
9、0.6）/（21.2-0）=（109.58-110.6）/（100yW-0）解得：yW=4.8%2 塔顶、进料板、塔底处的液相、气相平均摩尔质量的计算：MLD=xD*78+（1-xD）*92=78.7kg/kmolMLF=xF*78+（1-xF）*92=86.4kg/kmolMLW=xW*78+（1-xW）*92=91.72kg/kmolMVD=yD*78+（1-yD）*92=78.3kg/kmolMVF=yF*78+（1-yF）*92=83.31kg/kmolMVM=yM*78+（1-yM）*92=91.33kg/kmol所以，精馏段液相平均摩尔质量：ML1=(78.7+86.4)/2=82
10、.55 kg/kmol 提馏段液相平均摩尔质量： ML2=（86.4+91.72）/2=89.06 kg/kmol 精馏段气相平均摩尔质量： MV1=（78.3+83.31）/2=80.8 kg/kmol 提馏段气相平均摩尔质量： MV2=（83.31+91.33）/2=87.32 kg/kmol3 在不同温度下苯和甲苯的密度如下：温度/PA/kg.PB/kg.80812.35808.1585808.15804.0690804.06800.8695797.86794.86100790.86789.86105784.86785.86110777.86779.86利用内插法可求出tD,tF,tW温
11、度下的苯和甲苯混合液的密度（单位：kg.） tF=95.10 PAF=797.72 PBF=794.761/PLF=0.3611/797.72+(1-0.3611)/794.76,则PLF=759.83tD=81.2 :PAD=811.34 PBD=807.171/PLD=0.9416/811.34+(1-0.9416)/807.17,则PLD=811.10tW=109.58 :PAW=7778.45 PBW=780.361/PLW=0.01701/778.45+(1-0.01701)/780.36,则PLW=780.33所以，精馏段液相平均密度：PL1=(PLF+PLD)/2=(795.83
12、+811.10)/2=803.47提馏段液相平均密度：PL2=(PLF+PLW)/2=(795.83+780.33)/2=788.08在常压操作下，P=PD,则：PVF=(83.31*273.15)/22.4*(273.15+95.10)=2.76PVD=(78.3+273.15)/22.4*(273.15+81.2)=2.69PVW=(91.33*273.15)/22.4*(273.15+109.58)=2.91所以,精馏段气相平均密度:PV1=(PVD+PVF)/2=(2.69+2.76)/2=2.73提馏段气相平均密度:PV2=(PVF+PVW)/2=(2.76+2.91)/2=2.84
13、3. 混合液的表面张力液相平均表面张力依下式计算，即：LM=xii式中：LM表示混合液的表面张力（单位：mN/m）；xi表示各组分的分子量；i表示各纯组分的表面张(单位mN/m).1 塔顶液相平均表面张力的计算：tD=81.2,查手册知：A=20.72mN/m B=20.90mN/mLDm=0.95*20.72+(1-0.95)*20.90=20.73mN/m2 进料板液相平均表面张力的计算：tF=95.10，查手册知：A=19.15mN/m B=19.45mN/mLFm=0.40*19.15+(1-0.40)*19.45=19.33mN/m3 塔底液相平均表面张力的计算：tW=109.58,
14、查手册知:A=17.52mN/m B=18.05mN/mLWm=0.02*17.52+(1-0.02)*18.05=18.04mN/m所以，精馏段液相平均表面张力为：L1=(20.73+19.33/_2=20.03mN/m提馏段液相平均表面张力为：L2=(19.33+18.04)/2=18.68mN/m4.液相平均粘度液体混合物的粘度可用下式计算，即式中：混合液黏度，mPa.s；ii组分的液体黏度，mPa.s；纯液体黏度用下式计算，即：lgL=A/T-A/B式中：L液体温度为T时的黏度，mPa.s；T温度，K；A,B液体黏度常数苯和甲苯的液体黏度常数如下表：组分AB苯545.64265.34甲
15、苯467.33255.241 塔顶液相平均黏度的计算：tD=81.2lgADL=545.64/（273.15+81.2）-545.64/265.34,则ADL=0.3044 mPa.slgBDL=467.33/（273.15+81.2）-476.33/255.24，则BDL=0.3075 mPa.s=0.95*+(1-0.95)*，则，LDM=0.3006 mPa.s2 进料板液相平均黏度的计算：tF=95.10lgAFL=545.64/(273.15+95.10)-545.64/265.34,则AFL=0.2663 mPa.s lgBFL=467.33/(273.15+95.10)-467.
16、33/255.24,则 BFL=0.2742 mPa.s =0.40*+(1-0.40)*,则,LFM=0.2710 mPa.s3 塔底液相平均黏度的计算：tW=109.58lgAWL=545.64/(273.15+109.58)-545.64/265.34=0.2340 mPa.slgBWL=467.33/(273.15+109.58)-467.33/255.24=0.2455 mPa.s=0.02*+(1-0.02)*,则，LWM=0.2455 mPa.s所以，精馏段液相平均黏度：L1=(0.3046+0.2710)/2=0.2878 mPa.s提馏段液相平均黏度：L2=(0.2710+0
17、.2453)/2=0.2582 mPa.s五塔板数的确定1.理论塔板数NT的求取采用逐板计算法1 精馏段，提馏段相对挥发度的求取；查表可知Antoine方程常数：苯：A=6.9419 B=2769.42 C=-53.26甲苯：A=7.0580 B=3076.65 C=-54.65=A-B/(C+T) (/MPa;T/K)tD=81.2 =0.1048 MPa =0.0404 MPa则D= =2.5941tF=95.10=0.1574 MPa =0.06375 MPa则F= =2.469tW=109.58= 0.2314 MPa =0.0983 MPa则W= =2.354所以，精馏段的平均相对挥
18、发度为：1=2.5308提馏段的平均相对挥发度为：2=2.41082 最小回流比及操作回流比由手册查得苯甲苯的气液平衡数据，绘出xy图苯/%（mol分率温度/苯/%（mol分率温度/液相气相液相气相00110.659.278.989.48.821.2106.17085.386.82037102.280.391.484.4305098.690.395.782.339.761.895.29597.981.248.97192.110010080.2由于泡点进料，所以xe=xf=0.40；在图中可以读出ye=0.621故，最小回流比为：Rmin=（xD-ye）/（ye-xe） =（0.95-0.2-6
19、21）/（0.621-0.040） =1.489取操作回流比为：R=2Rmin=2*1.489=2.9783 精馏塔的气液相流率：精馏段：L=RD=0.01028*2.978=0.03061kmol/sV=(R+1)D=(2.978+1)*0.01028=0.04089 kmol/s提馏段：因泡点进料q=1L=L+qF=0.03001+0.0257=0.05631 kmol/sV=V-(1-q)F=0.04089 kmol/s4 相平衡方程：精馏段气液平衡方程为：xn=yn/1-yn（1-1）=yn/（2.5308-1.5308yn）提馏段气液平衡方程为：xn=yn/2-yn（2-1）=yn/
20、（2.4108-1.4108yn）5 操作线方程精馏段操作线方程：yn+1=xn+=xn+=0.7486xn+0.2388提馏段操作方程:yn+1=xn+xw=xn+*0.02=1.137711xn+0.007546 逐板法求理论板层数由于泡点进料，所以q=1，xq=xF=0.40精馏段板层数ynxn10.95000.882520.89940.779430.82230.646540.72270.507450.61860.3906提馏段板层数ynxn60.54540.332370.46520.265180.37260.197790.27980.1388100.19880.0933110.1360
21、0.0613120.09200.0403130.06300.0271140.04490.0191有表中可以看出：总理论板层数NT=14（包括再沸器）,进料板位置NF=52 实际板层数的求取：精馏段实际板层数：N精=4/0.8=5精馏段实际板层数：N提=9/0.88=11.2512六、精馏塔的塔体工艺尺寸计算1塔径的计算：精馏段塔径的计算：精馏段的气液相体积流率为： VS=(VMV1)/(PV1)=(0.04089*80.8)/2.73=1.2102 m3/sLS=(LML1)/(PL1)=(0.03061*82.55)/803.47=0.00314 m3/s最大空塔气速：Vmax= ，式中C（
22、负荷因子，m/s）由式C=C20（L/20）0.2,(其中C20有史密斯关联图查的)计算得出，图的横坐标为：（Lh/Vh）*（PL1/PV1）0.5=(0.00314/1.2102)*(803.47/2.73)0.5=0.04451取塔板间距HT=0.50m，板上液层高度hL=0.07m，则：HT-hL=0.50-0.07=0.43m查图得:C20=0.10 C=C20(L/20)0.2=0.10*（20.03/20）0.2=0.100m/s vmax=0.100*=1.7126m/s去安全系数为0.6，则空塔气速v=0.6 vmax=0.6*1.7126=1.0276塔径D=1.7568m按
23、标准塔径圆整后为：D=1.5m塔截面积为：AT=（/4）=（/4）1.52=1.76625m2实际空塔气速为：v=2.491/1.2102=0.4755m/s提馏段塔径的计算:提馏段的气液体积流率为：Vs，=（V，MV2）/（pv2）=（0.04089*87.32）/2.84=1.2572m3/sLs，=（L，ML2）/（pL2）=（0.05631*89.06）/788.08=0.00636 m3/s同样查史密斯关联图，其横坐标为：（Lh/Vh）*（PL2/Pv2）=（0.00636/1.2572）*（7880.8/2.84）0.5=0.08472取塔板间距HT=0.50m，板上液层高度hL=
24、0.07m，则：HT-hT=0.50-0.07=0.43m查图得：C20=0.091 C=C20（L/20）0.2=0.091*（18.68/20）0.2=0.08977m/s Vmax=0.08977*=1.4927m/s取安全系数为0.6，则空塔气速为：V=0.6 Vmax=0.6*1.4927=0.8956m/s塔径D=1.34m按标准塔径圆整后为:D=1.5m塔截面积为：AT=（/4）D2=（/4）*1.52=1.81m2实际空塔气速为：v=2.5879/1.81=1.400m/s2 精馏塔有效高度计算：精馏段有效高度为：Z精=（N精-1）HT=（5-1）*0.50=2m提馏段有效高度
25、为：Z提=（N提-1）HT=（12-1）*0.50=5.5m七、塔板主要工艺尺寸的计算1 溢流装置的设计因塔径是1.8m，可选用单溢流弓形降液管，采用凹形受液盘。1 溢流堰（出口堰）1 堰长lW 取lW=0.7D=0.7*1.5=1.05m2 溢流堰高度hW由hW=hL-how，选用平直堰，堰上液层高度：how=（2.84/1000）E（Lh/lw）（2/3）精馏段：近似取E=1，则：how=（2.84/1000）*（0.00314*3600）/1.26（2/3）=0.01226取板上清液高度hL=70mm故hw=0.07-0.01226=0.05774提馏段：近似取E=1则：how=（2.8
26、4/1000）*（0.00636*3600）/1.26（2/3）=0.01963取板上清液高度为hL=70mm 故：hw=0.07-0.01963=0.05037m降液管1 弓形降液管宽度Wd和截面积Af由lw/D=0.7 查图得Af/AT=0.0946 Wd/D=0.1520故：Af=0.0946AT=0.0946*2.5447=0.2407m2Wd=0.1520*1.8=0.2736m精馏段：用下式验算降液管中停留时间，即：=（3600AfHT）/（Lh）=（3600*0.2407*0.5）/（0.00314*3600）=38.34s5s提馏段：其停留时间为：=（3600AfHT）/（Lh
27、）=（3600*0.2407*0.5）/（0.00636*3600）=18.92s5s故降液管设计合理。2 降液管底隙高度ho精馏段：取降液管底隙的流速Vo=0.06m/sho=Lh/（3600*lwVo）=（0.00314*3600）/（3600*0.06）=0.04153hw-ho=0.05774-0.04153=0.016210.006m提馏段：取将液管底隙的流速Vo=0.12m/sho=Lh/（3600lwVo）=（0.00636*3600）/（3600*0.12）=0.0421hw-ho=0.0503-0.0421=0.008270.006m受液盘：选用凹形受液盘，深度hw=50mm
28、2塔板设计塔板布置1 塔板的分块：因D800mm，所以塔板采用分块式，以便通过人孔装拆塔板，查表得塔板分为5块2 边缘区宽度的设定：取Ws=200mm Ws=70mm Wc=50mm3 看空区面积计算：Aa=2x +【（r2）/180】x=D/2-（Wd-Ws）=1.8/2-（0.2736+0.2）=0.4264r=D/2-Wc=108/2-0.05=0.85m故Aa=2*0.5564+【（*0.852）/180）】arcsin=1.201m2筛孔计算及排列：本设计要求处理的物系无腐蚀性，可选用4mm碳钢板，取筛孔直径do=6mm。筛孔按正三角排列，取孔中心距：t=3do=3*6=18mm筛孔
29、数目：n=（1.155Aa）/t2=（1.155*1.746）/0.0182=6224个开孔率为：=0.907（do/t）2=0.907*（0.006/0.018）2=10.1%精馏段气体通过筛孔的气速为：Vo=Vs/Aa=1.2102/（1.201*10.1%）=10.415m/s提馏段气体通过筛孔的气速为：Vo=1.2572/（1.201*10.1%）=10.47m/s八、筛板的流体力学验算1塔板压降干板阻力的计算1 精馏段干板阻力hc=0.051（Vo/Co）2（Pv/PL）1-（Ao/Aa）2 式中：Vo气体通过筛孔的速度m/s Co孔流速度由于筛板的开孔率=10.1%15%，故上式可化简为：hc=0.015(Uo/Co)2(PV1/PL1)由do/=6/4=1.5.查图知Co=0.780故hc=0.051（10.415/0.780）2（2.73/80
