分离苯和甲苯混合液的常压筛板精馏塔设计书.docx
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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0.8
2.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=0.4xD=0.95xW=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：
F=D+WFxF=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
0.0
0.0
110.6
8.8
21.2
106.1
20.0
37.0
102.2
30.0
50.0
98.6
39.7
61.8
95.2
48.9
71.0
92.1
59.2
78.9
89.4
70.0
85.3
86.8
80.3
91.4
84.4
90.3
95.7
82.3
95.0
97.9
81.2
100.0
100.0
80.2
1.温度
利用表中数据用内插法计算时间tF、tD、tD
tF：
（95.2-92.1）/（39.7-48.9）=（tF-95.2）/（40-39.7）
tF=95.10℃
tD：
tD=81.2℃
tW：
（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=102.34℃
1．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；M表示平均相对分子质量。
aAF=（0.4*78）/{0.4*78+（1-0.4）*92}=0.3611
aAD=（0.95*78）/{0.95*78+（1-0.95）*92}=0.941
aAW=（0.02*78）/{0.02*78+（1-0.02）*92}=0.01701
1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）
（106.1-110.6）/（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/kmol
MLF=xF*78+（1-xF）*92=86.4kg/kmol
MLW=xW*78+（1-xW）*92=91.72kg/kmol
MVD=yD*78+（1-yD）*92=78.3kg/kmol
MVF=yF*78+（1-yF）*92=83.31kg/kmol
MVM=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=82.55kg/kmol
提馏段液相平均摩尔质量：
ML2=（86.4+91.72）/2=89.06kg/kmol
精馏段气相平均摩尔质量：
MV1=（78.3+83.31）/2=80.8kg/kmol
提馏段气相平均摩尔质量：
MV2=（83.31+91.33）/2=87.32kg/kmol
3在不同温度下苯和甲苯的密度如下：
温度/℃
PA/kg.
PB/kg.
80
812.35
808.15
85
808.15
804.06
90
804.06
800.86
95
797.86
794.86
100
790.86
789.86
105
784.86
785.86
110
777.86
779.86
利用内插法可求出tD,tF,tW温度下的苯和甲苯混合液的密度（单位：
kg.）
tF=95.10℃PAF=797.72PBF=794.76
1/PLF=0.3611/797.72+（1-0.3611）/794.76,
则PLF=759.83
tD=81.2℃:
PAD=811.34PBD=807.17
1/PLD=0.9416/811.34+（1-0.9416）/807.17,
则PLD=811.10
tW=109.58℃:
PAW=7778.45PBW=780.36
1/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+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）]=2.76
PVD=（78.3+273.15）/[22.4*（273.15+81.2）]=2.69
PVW=（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
3.混合液的表面张力
液相平均表面张力依下式计算，即：
σLM=∑xiσi
式中：
σLM表示混合液的表面张力（单位：
mN/m）；xi表示各组分的分子量；σi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：
σA=20.72mN/mσB=20.90mN/m
σLDm=0.95*20.72+（1-0.95）*20.90=20.73mN/m
2进料板液相平均表面张力的计算：
tF=95.10，查手册知：
σA=19.15mN/mσB=19.45mN/m
σLFm=0.40*19.15+（1-0.40）*19.45=19.33mN/m
3塔底液相平均表面张力的计算：
tW=109.58℃,查手册知:
σA=17.52mN/mσB=18.05mN/m
σLWm=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：
σL1=（20.73+19.33/_2=20.03mN/m
提馏段液相平均表面张力为：
σL2=（19.33+18.04）/2=18.68mN/m
4.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；
µi—i组分的液体黏度，mPa.s；
纯液体黏度用下式计算，即：
lgµL=A/T-A/B
式中：
µL—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
A
B
苯
545.64
265.34
甲苯
467.33
255.24
1塔顶液相平均黏度的计算：
tD=81.2℃
lgµADL=545.64/（273.15+81.2）-545.64/265.34,则
µADL=0.3044mPa.s
lgµBDL=467.33/（273.15+81.2）-476.33/255.24，则
µBDL=0.3075mPa.s
µ=0.95*+（1-0.95）*，
则，µLDM=0.3006mPa.s
2进料板液相平均黏度的计算：
tF=95.10℃
lgµAFL=545.64/（273.15+95.10）-545.64/265.34,则
µAFL=0.2663mPa.s
lgµBFL=467.33/（273.15+95.10）-467.33/255.24,则
µBFL=0.2742mPa.s
µ=0.40*+（1-0.40）*,
则,µLFM=0.2710mPa.s
3塔底液相平均黏度的计算：
tW=109.58℃
lgµAWL=545.64/（273.15+109.58）-545.64/265.34
=0.2340mPa.s
lgµBWL=467.33/（273.15+109.58）-467.33/255.24
=0.2455mPa.s
µ=0.02*+（1-0.02）*,
则，µLWM=0.2455mPa.s
所以，精馏段液相平均黏度：
µL1=（0.3046+0.2710）/2=0.2878mPa.s
提馏段液相平均黏度：
µL2=（0.2710+0.2453）/2=0.2582mPa.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α的求取；
查表可知Antoine方程常数：
苯：
A=6.9419B=2769.42C=-53.26
甲苯：
A=7.0580B=3076.65C=-54.65
㏑=A-B/（C+T）（/MPa;T/K）
tD=81.2℃
=0.1048MPa=0.0404MPa
则αD==2.5941
tF=95.10℃
=0.1574MPa=0.06375MPa
则αF==2.469
tW=109.58℃
=0.2314MPa=0.0983MPa
则αW==2.354
所以，精馏段的平均相对挥发度为：
α1===2.5308
提馏段的平均相对挥发度为：
α2===2.4108
2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x—y图
苯/%（mol分率
温度/℃
苯/%（mol分率
温度/℃
液相
气相
液相
气相
0
0
110.6
59.2
78.9
89.4
8.8
21.2
106.1
70
85.3
86.8
20
37
102.2
80.3
91.4
84.4
30
50
98.6
90.3
95.7
82.3
39.7
61.8
95.2
95
97.9
81.2
48.9
71
92.1
100
100
80.2
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）
=（0.95-0.2-621）/（0.621-0.040）
=1.489
取操作回流比为：
R=2Rmin=2*1.489=2.978
3精馏塔的气液相流率：
精馏段：
L=RD=0.01028*2.978=0.03061kmol/s
V=（R+1）D=（2.978+1）*0.01028=0.04089kmol/s
提馏段：
因泡点进料q=1
L’=L+qF=0.03001+0.0257=0.05631kmol/s
V’=V-（1-q）F=0.04089kmol/s
4相平衡方程：
精馏段气液平衡方程为：
xn=yn/α1-yn（α1-1）=yn/（2.5308-1.5308yn）
提馏段气液平衡方程为：
xn=yn/α2-yn（α2-1）=yn/（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+0.00754
6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
yn
xn
1
0.9500
0.8825
2
0.8994
0.7794
3
0.8223
0.6465
4
0.7227
0.5074
5
0.6186
0.3906
提馏段
板层数
yn
xn
6
0.5454
0.3323
7
0.4652
0.2651
8
0.3726
0.1977
9
0.2798
0.1388
10
0.1988
0.0933
11
0.1360
0.0613
12
0.0920
0.0403
13
0.0630
0.0271
14
0.0449
0.0191
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=5
2．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=11.25≈12
六、精馏塔的塔体工艺尺寸计算
1．塔径的计算：
①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=1.2102m3/s
LS=（LML1）/（PL1）=（0.03061*82.55）/803.47=0.00314m3/s
最大空塔气速：
Vmax=，式中C（负荷因子，m/s）由式C=C20（σL/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（σL/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=0.6vmax=0.6*1.7126=1.0276
塔径D===1.7568m
按标准塔径圆整后为：
D=1.5m
塔截面积为：
AT=（π/4）=（π/4）1.52=1.76625m2
实际空塔气速为：
v=2.491/1.2102=0.4755m/s
②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/s
Ls，=（L，ML2）/（pL2）=（0.05631*89.06）/788.08=0.00636m3/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=0.07m，则：
HT-hT=0.50-0.07=0.43m
查图得：
C20=0.091
C=C20（σL/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’=0.6Vmax’=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=（π/4）D2=（π/4）*1.52=1.81m2
实际空塔气速为：
v’=2.5879/1.81=1.400m/s
2．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=1.05m
2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：
h’ow=（2.84/1000）*{（0.00636*3600）/1.26}（2/3）=0.01963
取板上清液高度为hL=70mm故：
h’w=0.07-0.01963=0.05037m
⑵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=0.0946Wd/D=0.1520
故：
Af=0.0946AT=0.0946*2.5447=0.2407m2
Wd=0.1520*1.8=0.2736m
精馏段：
用下式验算降液管中停留时间，即：
θ=（3600AfHT）/（Lh）=（3600*0.2407*0.5）/（0.00314*3600）=38.34s＞5s
提馏段：
其停留时间为：
θ=（3600AfHT）/（Lh’）=（3600*0.2407*0.5）/（0.00636*3600）
=18.92s＞5s
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/s
ho=Lh/（3600*lwVo’）=（0.00314*3600）/（3600*0.06）=0.04153
hw-ho=0.05774-0.04153=0.01621＞0.006m
提馏段：
取将液管底隙的流速Vo’=0.12m/s
ho’=Lh’/（3600lwVo’）=（0.00636*3600）/（3600*0.12）=0.0421
hw’-ho’=0.0503-0.0421=0.00827＞0.006m
⑶受液盘：
选用凹形受液盘，深度hw’=50mm
2．塔板设计
⑴塔板布置
1塔板的分块：
因D≥800mm，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=200mmWs’=70mmWc=50mm
3看空区面积计算：
Aa=2{x+【（πr2）/180】}
x=D/2-（Wd-Ws）=1.8/2-（0.2736+0.2）=0.4264
r=D/2-Wc=108/2-0.05=0.85m
故Aa=2*{0.5564+【（π*0.852）/180）】arcsin}=1.201m2
⑵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
筛孔数目：
n=（1.155Aa）/t2=（1.155*1.746）/0.0182=6224个
开孔率为：
Ψ=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
⑴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ψ=10.1%＜15%，故上式可化简为：
hc=0.015（Uo/Co）2（PV1/PL1）
由do/Б=6/4=1.5.查图知Co=0.780
故hc=0.051（10.415/0.780）2（2.73/80
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