1、参考文献29主要符号说明 30 32摘 要在此筛板精馏塔分离苯-甲苯的设计中，给定的条件为：进料量为 塔顶组成为：进料馏出液组成为：塔釜组成: 加料热状态:q=1 塔顶操作压强:（表压）首先根据精馏塔的物料衡算，求得D和W，通过图解法确定最小回流比；再根据操作线方程，运用图解法求得精馏塔理论板数，确定温度奥康奈尔公式求的板效率，继而求得实际板数，确定加料位置。然后进行精馏段和提馏段的设计工艺计算，求得各工艺尺寸，确定精馏塔设备结构。继而对筛板的流体力学进行验算，检验是否符合精馏塔设备的要求，作出塔板负荷性能图，对精馏塔的工艺条件进行适当的调整，使其处于最佳的工作状态。第二步进行塔顶换热器的设计
2、计算。先选定换热器的类型，确定物性数据，计算传热系数和传热面积。然后对进料泵进行设计，确定类型。关键词：苯-甲苯、精馏、图解法、负荷性能图、精馏塔设备结构 塔附属设备下图为连续精馏过程简图： 出料 回流苯蒸汽塔底绪论在本设计中我们使用筛板塔，筛板塔的突出优点是结构简单,造价低。合理的设计和适当的操作筛板塔能满足要求的操作弹性，而且效率高。采用筛板可解决堵塞问题，适当控制漏液。筛板与泡罩板的差别在于取消了泡罩与升气管，而直接在板上开很多小直径的孔筛孔。操作时气体以高速通过小孔上升，液体则通过降液管流到下一层板。分散成泡的气体使板上液层成为强烈湍动的泡沫层。相同条件下，筛板塔生产能力比泡罩塔高10
3、%15%，板效率亦约高10%15%，而每板压力降则低30%左右，适用于真空蒸馏；塔板效率较高，但稍低于浮阀塔。具有较高的操作弹性，但稍低于泡罩塔。其缺点是小孔径筛板易堵塞，不适宜处理脏的、粘性大的和带固体粒子的料液。第一章 流程及流程说明本设计任务为分离苯甲苯混合物。对于二元混合物的分离，应采用连续精馏流程。设计中采用泡点进料，将原料液通过预热器加热至泡点后送入精馏塔内。塔顶上升蒸气采用全凝器冷凝，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。任务书上规定的生
4、产任务长期固定，适宜采用连续精流流程。贮罐中的原料液用机泵加入精馏塔；塔釜再沸器用低压蒸汽作为热源加热料液；精馏塔塔顶设有全凝器，冷凝液部分利用重力泡点回流；部分连续采出到产品罐。简易流程如下，具体流程见附图。 出料苯甲苯混合液 回流 塔底出料 图1第二章 精馏塔工艺的设计 2.1产品浓度的计算2.1.1原料液及塔顶、塔底产品的摩尔分率苯的摩尔质量 =78.11kg/mol 甲苯的摩尔质量=92.13kg/mol产品中苯的质量分数=0.984进料中苯的质量分数=0.54残液中苯的质量分数=0.0352.1.2原料液及塔顶、塔底产品的平均摩尔质量苯甲苯属于理想物系，可采用图解法求理论板数。2.2
5、 最小回流比的确定1.查手册 绘制苯甲苯气液平衡线x-y图。2求最小回流比及操作回流比。采用作图法求最小回流比。在图上对角线上，自点e（0.54，0.54）作垂线ef即为进料线，该线与平衡线的交点坐标为 最小回流比 2倍最小回流比 2.3物料衡算F=85kmol/h 总物料衡算 苯物料衡算 联立得 D=45.23 Kmol/h W=39.77 Kmol/h2.4精馏段和提馏段操作线方程2.4.1求精馏塔的气液相负荷L=RD=105.4Kmol/hV=（R+1）D=150.6Kmol/h=L+qF=190.4Kmol/h=V=150.6Kmol/h2.4.2求操作线方程精馏段 提馏段2.5精馏塔
6、理论塔板数及理论加料位置由图解法的总板数NT=13 进料板NF=6 精馏段5块 提馏段7块2.6实际板数的计算（1）板效率 精馏段平均温度为86.08 由安托尼方程的精馏段相对挥发度 又有求得精馏段板效率为52.3% 提馏段平均温度100.63 由安托尼方程的精馏段相对挥发度 求得提镏馏段板效率为52.4%（2）精馏段实际板数 NT=5/0.523=9.6210提馏段实际板数 NT=7/0.524=13.4 14（包括塔釜） 实际总半数为10+14=24 块板 总板效率ET=13/2=54.2%2.7实际塔板数及实际加料位置实际加料板位置=12块精馏段实际板层数=10 提馏段实际板层数=14第
7、三章 精馏塔主要工艺尺寸的设计计算3.1物性数据计算3.1.1操作压力计算（1）塔顶操作压力 =101.3+4=105.3Kpa（2）每层塔板压降 =0.7 Kpa（3）进料板压力 （4）精馏段平均压力 （5）塔底操作压力 =+=105.3+0.724=122.1 Kpa（6）提馏段平均压力 Kpa3.1.2操作温度计算 用比例内插法求得操作温度 =90.76 =81.4 =110.5精馏段平均温度 提馏段平均温度 3.1.3平均摩尔质量计算（1）塔顶平均摩尔质量计算=0.984，=0.9599=+（1-）=0.98478.11+（1-0.984）92.13=78.33 kg/Kmol=+（1
8、-）=0.959978.11+（1-0.9599）92.13=78.67kg/Kmol（2）进料板平均摩尔质量计算=0.763，=0.562=+（1-）=0.76378.11+（1-0.748）92.13=83.82kg/Kmol=+（1-）=0.56278.11+（1-0.562）92.13=84.25kg/Kmol（3）精馏段平均摩尔质量计算=（+）/2=（78.33+83.82）/2=80.805kg/Kmol=（+）/2=（78.67+84.25）/2=81.46kg/Kmol（4）塔底平均摩尔质量计算=0.035，=0.91=+（1-）=0.03578.11+（1-0.035）92.
9、13=90.85kg/Kmol=+（1-）=0.09178.11+（1-0.091）92.13=91.64kg/Kmol（5）提馏段平均摩尔质量计算=（+）/2=（83.82+90.85）/2=81.065kg/Kmol=（+）/2=（84.25+91.64）/2=87.945kg/Kmol3.1.4平均密度计算 （1）气相平均密度计算 由理想气体状态方程计算 =3 =2.98（2）液相平均密度计算塔顶液相平均密度计算由=81.4查得=812.5，=807.5=812.4进料板液相平均密度计算由=90.76查得=805.5，=801.5进料板质量分率=0.521=803.6精馏段液相平均密度计
10、算=（+）/2=（812.4+803.6）/2=808塔底液相平均密度计算由=110.5查得=772.5，=765.5塔底质量分率=0.03提馏段液相平均密度计算3.1.5液体平均表面张力计算 依式 计算（1） 塔顶液相平均表面张力计算 由=81.4查得=19.2mN/m，=20.5mN/m=+（1-）=0.9819.2+（1-0.984）20.5=19.221mN/m（2） 进料板液相平均表面张力计算 由=90.76查得=17.2 mN/m，=20.2 mN/m=+（1-）=0.5417.2+（1-0.54）20.2=18.514mN/m（3） 精馏段液相平均表面张力计算=（+）/2=（19
11、.221+18.514）/2=18.87mN/m（4）塔底液相平均表面张力计算 由=110.5查得=14.9mN/m，=17.8 mN/m14.9+（1-0.035）17.8=17.69mN/m（5）提馏段液相平均表面张力计算=（+）/2=（17.69+18.514）/2=18.102mN/m3.1.6液体平均黏度计算 依式 计算（1）塔顶液相平均黏度计算=0.31mPa s，=0.33 mPa s =+（1-）=0.984（0.31）+（1-0.984）（0.33） 得=0.310mPa s（2）进料板液相平均黏度计算=0.29mPa s，=0.31mPa s =+（1-）=0.54（0.2
12、9）+（1-0.54）（0.31） 得=0.299mPa s（3）精馏段液相平均黏度计算=（+）/2=（0.310+0.299）/2=0.3045mPa s（4）塔底液相平均黏度计算=0.24mPa s，=0.28mPa s=+（1-）=0.035（0.24）+（1-0.035）（0.28）=0.278mPa s（5）提馏段液相平均黏度计算=（+）/2=（0.299+0.278）/2=0.2885mPa s3.2精馏塔主要工艺尺寸的计算3.2.1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气、液相体积流率=0.123=0.0042由，式中C=，由史密斯关联图查取，图的横坐标为=0.
13、056取板间距=0.4m，板上液层高度=0.05m，则-=0.4-0.05=0.35m，由史密斯关联图查得=0.07，则C=0.07=0.0692=1.13m/s取安全系数为0.7，则空塔气速为u=0.7=0.71.13=0.79 m/sD=1.37m按表准塔径圆整后为D=1.4 m塔截面积=1.54实际空塔气速为0.799 m/s提馏段塔径的计算=0.119=0.00410.0694-=0.36-0.06=0.3m，由史密斯关联图查得=0.0712C=0.059=0.0701=1.05m/s1.05 =0.735 m/sD=1.33 m塔截面积=1.52实际空塔气速为0.778 m/s（2）
14、精馏塔有效高度的计算精馏段有效高度=（-1）=（10-1）0.4=4 m提馏段有效高度=（-1）=（14-1）0.4=5.2m在精馏塔上开1个人孔，高度为0.8m，精馏塔的效高度为Z=+0.8=10m3.2.2塔板主要工艺尺寸的计算（1）溢流装置计算塔径D=1.4 m，选用单溢流弓形降液管，采用凹形受液盘 堰长 取=0.66D=0.631.4=0.924m 堰高选用平直堰，堰上液层高度计算如下= 取，则 =精馏段=0.0183m 板上液层高度=0.065m=-=0.065-0.0183=0.047m提馏段=0.0181m=-=0.065-0.0181=0.049m 弓形降液管宽度和截面积精馏段
15、由=0.66，查弓形降液管参数图得=0.0722，=0.124则=0.0722=0.111，=0.124D=0.1736m 验算液体在降液管中停留时间=11.73s35s故降液管设计合理由=0.66，查弓形降液管参数图得=0.066，=0.124 则=0.066=0.105，=0.124D=0.1721m验算液体在降液管中停留时间=10.95s35s降液管底隙高度=，取=0.15m/s精馏段=0.03m/s-=0.017m0.013m提馏段=0.029m-=0.0172m0.013m（2）塔板布置塔板的分块塔径D0.8m，故塔板采用分块式边缘区宽度WC=0.075 m，安定区宽度WS=0.07
16、5 m孔区面积计算其中：x=D/2（Wd+WS）=1.4/2-（1.736+0.075）=0.4514m R=D/2WC=1.4/2-0.04=0.665 m孔设计及其排列本设计处理的物系无腐蚀性，可选用=3mm碳钢板，取筛孔直径do=5mm。筛孔按正三角形排列，去孔中心距t为：t=3do=35=15mm筛孔数目n为：塔板开孔区的开孔率为开孔率在515%范围内，符合要求。气体通过筛孔的气速为精馏段：提馏段：3.3筛板流体力学验算3.3.1塔板压降（1）干板阻力hc由do/=5/3=1.67 查图干筛孔的流量系数图 得 C0=0.772由得（2）气流通过液层的阻力计算由 气相动能因数 Fo 查充
17、气系数关联图得=0.58 查充气系数关联图得=0.56=hL=0.038m液柱=hL=0.0372 m液柱（3）液体表面张力的阻力的计算气体通过每层塔板的液柱0.0879m液柱 0.0865m液柱气体通过每层塔板的压降符合设计要求。3.3.2 液面落差对于筛板塔，液面落差很小，且本设计的塔径和液流量均不大，故可忽略液面落差的影响。3.3.3液沫夹带液沫夹带量根据设计经验，一般取=2.50.065=0.16m 故本设计中液沫夹带量ev在允许的范围内。3.3.4漏液对筛板塔，漏液点气速实际孔速=12.4m/s，稳定系数1.951.5实际孔速=11.8m/s，稳定系数=1.8901.5故本设计中无明
18、显的漏夜。3.3.5液泛验算为防止塔内发生液泛，降液管内液层高应满足苯甲苯物系属一般物系，取=0.5，板上不设进口堰，=0.0034 m液柱=0.5（0.4+0.047）=0.224 m 0.0879+0.05+0.0034=0.1413 m液柱（0.4+0.0468）=0.235m0.137m故在本设计中不会发生液泛现象3.4塔板负荷性能图3.4.1漏液线由得 整理后，在操作范围内取几个值，计算结果如下表2 精馏段漏液线数据LS（m3/s）0.00060.00100.00150.0020VS（m3/s）0.1470.1490.1520.154表3提馏段漏液线数据0.1320.1350.137
19、0.1393.4.2液沫夹带线取液沫夹带极限值eV=0.1 kg液/kg气式中LW=0.441m，HT=0.36m，近似取E=1整理得 在操作范围内取几个LSj，计算相应VSj列于下表，据此做提馏段液沫夹带线。表4 精馏段液沫夹带线数据0.4390.4200.4000.381整理得 在操作范围内取几个LSt值，计算相应VSt值列于下表，据此做提馏段液沫夹带线。表5精馏段液沫夹带线数据0.4580.4183.4.3液相负荷下限线对于平直堰，取堰上液层高度hOW=0.006m作为液相负荷下限线的条件。取E=1.0据此可作出与气体流量无关的垂直液相负荷下限线3.4.4液相负荷上限线取液体在降液管中的停留时间=4s为限据此可作出与气体流量无关的垂直液相负荷上限线3.4.5液泛线令忽略，将how与Ls；与Ls；hc与Vs的关系式代入上式，并整理得： 在操作范围内取几个LSj，依上式计算相应VSj列于下表，据此做精馏段液泛线。表6 精馏段液泛线数据0.3760.3590.3380.303在操作范围内取几个LSt依上式计
