苯甲苯二元物系筛板式精馏塔的设计.docx

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苯甲苯二元物系筛板式精馏塔的设计

目录-0-

任务书-2-

摘要-3-

第1章.绪论-4-

第2章.塔板的设计计算-5-

2.1精馏流程的确定-7-

2.2塔的物料衡算-7-

2.3塔板数的确定-7-

2.4塔的工艺条件及物性数据计算-9-

2.5精馏段气液负荷计算-10-

2.6塔和塔板主要工艺尺寸计算-10-

2.7筛板的流体力学验算-13-

2.8塔板负荷性能图-15-

2.9筛板塔工艺设计计算结果汇总表-17-

主要符号说明-18-

参考文献-20-

致谢-21-

附录-22-

任务书

设计题目：

苯—甲苯二元物系浮阀式精馏塔的设计

原始数据及条件：

1、常压p=1atm;

2、进料组分0.45（摩尔分数），处理量95Kmol/h;

3、塔顶馏出液组成0.98（摩尔分数），塔底釜液组成0.03（摩尔分数）；

4、加料热状况q=0.96,塔顶全凝器为泡点回流，回流比R=（1.1-2.0）Rmin,单板压降≤0.7KPa。

设计任务：

1.完成该精馏塔的各工艺设计，包括物料衡算、热量衡算及筛板塔的设计计算。

2.画出带控制点的工艺流程图、精馏塔设计条件图。

3.写出该精馏塔的设计说明书。

摘要

本次设计针对二元物系的精馏问题进行分析、计算、核算、绘图，是较完整的精馏设计过程。

精馏设计包括设计方案的选取，主要设备的工艺设计计算、工艺流程图的制作、主要设备的工艺条件图等内容。

通过对精馏塔的核算，以保证精馏过程的顺利进行并使效率尽可能的提高。

本次设计结果为：

理论板数为15块，塔效率为52%，精馏段实际板数为14块，提馏段实际板数为16块，实际板数30块。

进料位置为第16块板，在板式塔主要工艺尺寸的设计计算中得出塔径为1.4米，塔高19.1米，人孔有4个，通过筛板的流体力学验算，证明各指标数据均符合标准。

关键词：

二元精馏、筛板式精馏塔、物料衡算、流体力学验算。

第1章.

绪论

精馏的基本原理是根据各液体在混合液中的挥发度不同，采用多次部分汽化和多次部分冷凝的原理来实现连续的高纯度分离。

在现代的工业生产中已经广泛地应用于物系的分离、提纯、制备等领域，并取得了良好的效益。

其中主要包括板式塔和填料塔，而板式塔的塔板类型主要有泡罩塔板、浮阀塔板、筛板塔板、舌形塔板、网孔塔板、垂直塔板等等,本次课程设计是浮阀塔。

精馏过程与其他蒸馏过程最大的区别，是在塔两端同时提供纯度较高的液相和气相回流，为精馏过程提供了传质的必要条件。

提供高纯度的回流，使在相同理论板的条件下，为精馏实现高纯度的分离时，始终能保证一定的传质推动力。

所以，只要理论板足够多，回流足够大时，在塔顶可能得到高纯度的轻组分产品，而在塔底获得高纯度的重组分产品。

精馏广泛应用于石油,化工,轻工等工业生产中,是液体混合物分离中首选分离方法

本次课程设计是分离苯——甲苯二元物系。

在此我选用精馏筛板塔。

具有以下特点：

（１）结构简单、制造维修方便．

（２）生产能力大，比浮阀塔还高．

（３）塔板压力降较低，适宜于真空蒸馏．

（４）塔板效率较高，但比浮阀塔稍低．

（５）合理设计的筛板塔可是具有较高的操作弹性，仅稍低与泡罩塔．

（６）小孔径筛板易堵塞，故不宜处理脏的、粘性大的和带有固体粒子的料液．

本次设计针对二元物系的精馏问题进行分析、计算、核算、绘图，是较完整的精馏设计过程。

精馏设计包括设计方案的选取，主要设备的工艺设计计算——物料衡算、工艺参数的选定、设备的结构设计和工艺尺寸的设计计算、辅助设备的选型、工艺流程图的制作、主要设备的工艺条件图等内容。

通过对精馏塔的运算，可以得出精馏塔的各种设计如塔的工艺流程、生产操作条件、物性参数及接管尺寸是合理的，以保证精馏过程的顺利进行并使效率尽可能的提高。

理工科大学生应具有较高的综合能力，解决实际生产问题的能力，课程设计是一次让我们接触实际生产的良好机会，我们应充分利用这样的时机认真去对待每一项任务，为将来打下一个稳固的基础。

而先进的设计思想、科学的设计方法和优秀的设计作品是我们所应坚持的设计方向和追求的目标。

第2章.塔板的设计计算

主要基础数据：

（1）苯和甲苯的物理性质

项目

分子式

相对分子质量M

沸点/℃

临界温度tc/℃

临界压强pc/kPa

苯

C6H6

78.11

80.1

288.5

6833.4

甲苯

C6H5-CH3

92.13

110.6

318.57

4107.7

（2）常压下苯-甲苯的气液平衡数据

温度t/℃

液相中苯的摩尔分数x/%

气相中苯的摩尔分数y/%

110.56

0.00

109.91

1.00

2.50

108.79

3.00

7.11

107.61

5.00

11.2

105.05

10.0

20.8

102.79

15.0

29.4

100.75

20.0

37.2

98.84

25.0

44.2

97.13

30.0

50.7

95.58

35.0

56.6

94.09

40.0

61.9

92.69

45.0

66.7

91.40

50.0

71.3

90.11

55.0

75.5

87.63

65.0

82.5

86.52

70.0

85.7

85.44

75.0

88.5

84.40

80.0

91.2

83.33

85.0

93.6

82.25

90.0

95.9

81.11

95.0

98.0

80.66

97.0

98.8

80.21

99.0

99.61

80.01

100.0

（3）饱和蒸汽压p0

苯、甲苯的饱和蒸汽压可用Antoine方程求算，即：

lgp0=A-B/（t+C）

式中t——物系温度，℃；

p0——饱和蒸汽压，kPa；

A，B，C——Antoine常数

苯-甲苯的Antoine常数

组分

苯

6.023

1206.35

220.24

甲苯

6.078

1343.94

219.58

（4）苯和甲苯的液相密度ρL

温度t/℃

100

110

120

ρLA/（kg/m³）

815

803.9

792.5

780.3

768.9

ρLB/（kg/m³）

810

800.2

790.3

780.3

770.0

（5）液体的表面张力σ

温度t/℃

100

110

120

σA/（mN/m）

21.27

20.06

18.85

17.66

16.49

σB/（mN/m）

21.69

20.59

19.94

18.41

17.31

（6）液体的粘度μL

温度t/℃

100

110

120

μL，A/mPa

0.308

0.279

0.255

0.233

0.215

μL，B/mPa

0.311

0.286

0.264

0.254

0.228

（7）液体气化潜热γ

温度t/℃

100

110

120

γA/（kJ/kg）

394.1

386.9

379.3

371.5

363.2

γB/（kJ/kg

379.9

373.8

367.6

361.2

354.6

（8）液体的粘度常数

lgμL=（A/T-A/B）

μL---液体温度为T时的黏度，mPa*s；

T---温度，K;

A、B---液体粘度常数

名称

黏度常数

苯

545.64

265.34

甲苯

467.33

255.34

精馏流程的确定

苯-甲苯混合液经原料预热气加热器加热后送入精馏塔。

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储槽。

塔釜采用简洁蒸汽再沸器供热，塔底产品经冷却后送入储槽。

塔的物料衡算

1.料液及塔顶、塔底产品含苯摩尔分数

F=95xF=0.45xD=0.98xW=0.03

2.物料衡算

总物料衡算

D+W=95

易挥发组分物料衡算0.98D+0.03W=0.45*95

联立得到

D=42kmol/h

W=53kmol/h

塔板数的确定

1.理论塔板数NT的求取

苯-甲苯属于理想物系，可采用M.T.图解法求取NT。

1）根据苯、甲苯的气液平衡数据做y-x图及t-x-y图

2）求最小回流比Rmin及操作回流比R。

q=0.96

q钱方程为：

y=qx/（q-1）-xF*（q-1）

即y=-24x+11.25

q线方程与苯、甲苯气液平衡图的交点由图可知为（0.435,0.655）因此最小回流比

Rmin=（xD–yq）/（yq-xq）=（0.98-0.0.655）/（0.5988-0.435）=1.48

取操作回流比R=2Rmin=1.7*1.48=2.52

3）求理论板数NT

精馏段操作线为：

y=（R*x+xD）/（R+1）=0.715x+0.284

如图所示，按照常规作M.T.图解法解得：

NT=（16-1）层（不包括塔釜）。

其中精馏段理论板数为7层，提馏段理论板数为8层（不包括塔釜），第8层为进料板。

2.全塔效率ET

依式ET=0.17-0.616lgμm

根据塔顶、塔底液相组成图，求得塔平均温度为94.875℃，该温度下进料液相平均黏度为：

μL=10^（A/T-A/B）（T为塔平均温度）

μA=10^（545.64/（94.875+273.15）-545.64/265.34）≈0.2668

μB=10^（467.33/（94.875+273.15）-467.33/255.34）≈0.2747

μm=0.45μA+（1-0.45）μB=0.45*0.2668+（1-0.45）*0.2747=0.2711mPa·s

故ET=0.17-0.616lg0.2711=0.519≈52%

3.实际塔板数

精馏段：

N1=7/0.52=13.46≈14层

提馏段：

N2=8/0.52=15.38≈16层

塔的工艺条件及物性数据计算

1.操作压强pm

塔顶压强pD=101.3kpa，取每层塔板降压△p=0.7kpa，则进料板压强：

pF=101.3+14*0.7=111.1kpa

精馏段平均操作压强：

pm=（101.3+111.1）/2=106.2kpa

2温度tm

根据操作压强，试差计算操作温度：

p=p0AxA+p0BxB

利用苯-甲苯相平衡表利用数值差值法确定进料温度tF塔顶温度tD塔底温度tW

得到tF=96.7℃tD=80.5℃

则精馏段平均温度

tm,1=（96.7+80.5）/2=88.6℃

3.平均相对分子质量Mm

塔顶xD=y1=0.98，x1=0.95，则

MVDm=0.98*78.11+（1-0.98）*92.13=78.39kg/mol

MLDm=0.95*78.11+（1-0.95）*92.13=78.81kg/mol

进料板xF=0.156，yF=0.542，则

MVFm=0.542*78.11+（1-0.542）*92.13=84.53kg/mol

MLFm=0.156*78.11+（1-0.156）*92.13=89.94kg/mol

则精馏段平均相对分子质量为：

MVm

（1）=（78.39+84.53）/2=81.46kg/mol

MLm

（2）=（78.81+89.94）/2=84.38kg/mol

4.平均密度ρm

（1）液相，密度ρLm

依式1/ρLm=αA/ρLA+αB/ρLB（α为质量分数）

塔顶αDA=0.976αDB=0.024

1/ρLmD=0.976/814.4+0.024/809.5——→ρLmD=814.3kg/m³

进料板αFA=0.135αDB=0.865

1/ρLmF=0.135/796.3+0.865/793.6——→ρLmF=794.0kg/m³

故精馏段平均液相密度：

ρLm

（1）=（814.3+794.0）/2=804.2kg/m³

（2）气相密度ρmV

ρmV

（1）=pMm，1/RT=106.2*81.46/（8.314*（88.6+273.1））=2.9588kg/m³

5.液体表面张力σm

σ=Σxiσi

σmD=0.98*21.24+0.02*21.64=21.25mN/m

σmF=0.156*19.25+0.844*20.25=20.01mN/m

则精馏段平均表面张力为：

σm

（1）=（21.22+20.01）/2=20.63mN/m

6.液体黏度μLm

μLm=Σxiμi

μLD=0.98*0.307+0.02*0.310=0.307Pa·s

μLF=0.156*0.263+0.884*0.271=0.270Pa·s

则精馏段平均液相黏度

μLm

（1）=（0.307+0.270）/2=0.2885Pa·s

精馏段气液负荷计算

V=（R+1）D=（2.52+1）*42=147.84kmol/h

Vs=VMvm

（1）/（3600ρVm

（1））=147.84*81.46/（3600*2.88）=1.16m³/s

L=RD=2.52*42=105.84m³/h

Ls=LMLm

（1）/（3600ρLm

（1））=105.84*84.38/（3600*804.2）=0.0031m³/s

Lh=11.16m³/h

塔和塔板主要工艺尺寸计算

1.塔径D

初选板间距HT=0.40m，取板上液层高度hL=0.06m，故

HT-hL=0.40-0.06=0.34m

（Ls/Vs）*（ρL/ρV）^0.5=（0.0031/1.16）*（804.2/2.88）^0.5=0.0447

查图得C20=0.073，依式计算

C=C20（σ/20）^0.2=0.073*（20.6/20）^0.2=0.0734

μmax=C√（（ρL-ρV）/ρV）=0.0734*√（（804.2-2.88）/2.88）=1.224m/s

取安全系数为0.70，则

μ=0.70μmax=0.70*1.224=0.857m/s

故D=√4Vs/（πμ）=√4*1.16/（π*0.857）=1.1313m

按标准，塔径圆整为1.4m，则空气塔速为0.75m/s

2溢流装置

采用单溢流、弓形降液管、平行受液盘及平行溢流堰，不设进口堰，各计算如下。

（1）溢流堰长lw

取堰长lw为0.66D，即

lw=0.66*1.4=0.92

（2）出口堰高hw

hw=hl-how

由lw/D=0.92/1.4=0.66，Lh/lw2.5=（3600*0.0031）/0.922.5=13.7m，查图知E为1.03，

依式得

how=2.84*10-3E（Lh/lw）2/3=2.84*0.001*1.03*（3600*0.0031/0.92）2/3=0.015

故hw=0.06-0.015=0.045m

（3）降液管的宽度Wd与降液管的面积Af

由lw/D=0.92/1.4=0.66，查图得Wd/D=0.124，Af/AT=0.0722，故

Wd=0.124D=0.124*1.4=0.174m

Af=0.0722*πD2/4=0.0722*0.785*1.42=0.1111

由式计算液体在降液管中停留时间以检验降液管面积，即

τ=Af*HT/Ls=0.1111*0.4/0.0031=14.34（＞5s符合要求）

（4）降液管底隙高度h0

取液体通过降液管底隙的流苏μ′0为0.09m/s依式计算降液管底隙高度h0，

μ′0=Ls/（lw*h0）—→h0=Ls/（lw*μ′0）=0.0031/（0.92*0.09）=0.037m

μ′0一般取0.07-0.25m/s，不宜大于0.3-0.5m/s，h0取30-40mm（液流收缩系数图）

3.塔板布置

1）取边缘区宽度Wc=0.035m、安定区宽度Ws=0.065m。

注：

2）依式计算开孔区面积。

Aa=2[x√（r2-x2）+πr2sin-1（x/r）/180]

=2[0.461*√（0.6652-0.4612）+π0.6652sin-1（0.461/0.665）/180]=1.119㎡

其中x=D/2-（Wd+Ws）=1.4/2-（0.174+0.065）=0.461

r=D/2-Wc=0.7-0.035=0.665

以上各参数见图

4.筛孔数n与开孔率φ

取筛孔的孔径d0为5mm（d0一般为4-6mm），正三角形排列，一般碳钢的板厚δ为3.0mm，取t/d0=3，故：

孔中心距t=3.0*5.0=15mm

依式计算塔板上的筛孔数n，即

n=（1158*1000/t²）Aa=1158*1000/15²*1.119=5759个

依式计算塔板上开孔区的开孔率φ，即

φ=A0/Aa=0.907/（3.0）²=10.1%

每层塔板上的开孔面积A0为：

A0=φAa=0.101*1.119=0.113m²

气体通过筛孔的气速：

μ0=Vs/A0=1.16/0.113=10.27m/s

5.塔有效高度Z

Z=（14-1）*0.4=5.2m

6.塔高计算

H=（n-nF-np-1）*HT+nF*HF+np*Hp+HD+H1+H2

=（30-1-4-1）*0.4+1*0.8+4*0.8+1.2+1.4+0.4+2.5

=19.1

筛板的流体力学验算

1.气体通过筛板压降相当的液柱高度

hp=hc+h1+hσ

（1）干板压降相当的液柱高度

依d0/σ=5/3=1.67，查图C0=0.84由式

hc=0.51（u0/C0）²（ρV/ρL）=0.051*（10.27/0.84）²*（2.88/804.2）=0.0273m

（2）气流穿过板上液层压降相当的液柱高度hl

ua=Vs/（AT-Af）=1.16/（1.537-0.111）=0.812m/s

Fa=ua√ρV=0.812*√2.88=1.38

由上图查取板上液层充气系数ε0为0.63

依式hl=ε0*hL=ε0（hw+how）=0.63*0.06=0.0378m

（3）克服液体表面张力压降相当的液柱高度hσ

依式hσ=4σ/（ρLgd0）=4*20.63*0.001/（804.2*9.81*0.005）=0.00209m

故hp=0.0273+0.0378+0.00209=0.067m

单板压降△pp=hpρLg=0.067*804.2*9.81=529.Pa＜0.7kPa（设计值允许）

2.雾沫夹带量eV的验算

依式eV=5.7*10-6*（ua/（HT-hf））3.2/σ

=5.7*10-3（0.81/（0.4-2.5*0.06））3.2/20.63

=0.012kg液/kg气＜0.1kg液/kg气

故在设计负荷下不会发生过量雾沫夹带

3.漏液的验算

由式uow=4.4C0√（（0.0056+0.13hL-hσ）ρL/ρV）

=4.4*0.84√（（0.0056+0.13*0.06-0.00209）*804.2/2.88）=6.568m/s

筛板的稳定性系数：

K=u0/uow=10.27/6.518=1.56（＞1.5）

故在设计负荷下不会产生过量漏液。

4.液泛验算

为防止降液管的发生，应使降液管中清液层高度Hd≤Φ（HT+hw）。

Hd=hp+hL+hd

hd=0.153（Ls/（lwh0））2=0.153*（0.0031/（0.92*0.037））2=0.00127m

Hd=0.067+0.06+0.00127=0.128m

取Φ=0.5（一般液体），则

Φ（HT+hw）=0.5*（0.4+0.0458）=0.223m

故Hd≤Φ（HT+hw），在设计负荷下不会发生液泛。

根据以上塔板的各项流体力学验算，可认为精馏段塔径及各工艺尺寸是合适的。

塔板负荷性能图

1.雾沫夹带线

（1）

eV=5.7*10-6*（ua/（HT-hf））3.2/σ

式中ua=Vs/（AT-Af）=Vs/（1.537-0.111）=0.7Vs

hf=2.5（hw+how）=2.5[hw+2.84*0.001E（3600Ls/lw）2/3]

近似取E≈1.0，hw=0.045，lw=0.92，故

hf=2.5[hw+2.84*0.001E（3600Ls/lw）2/3]=0.1125+0.7025Ls2/3

取雾沫夹带极限值eV为0.1kg液/kg气。

已知σ=20.63*10-3N/m，HT=0.4，并将（a）、式（b）代入式eV=5.7*10-6*（ua/（HT-hf））3.2/σ中，得：

0.1=5.7*10-3（0.7Vs/（0.4-0.1125-0.7052Ls2/3））3.2/20.63

整理得：

Vs=2.59-6.35Ls2/3

在操作范围内，任取几个Ls值，依上式算出相应的Vs值得下表

Ls（m³/s）

0.4*10-3

1.0*10-3

2.0*10-3

3.0*10-3

Vs（m³/s）

2.556

2.527

2.489

2.458

2.液泛线

（2）

联立方程式

Φ（HT+hw）=hp+hw+how+hd

近似取E≈1.0，lw=0.92m，则

how=2.84*10-3*E（Lh/lw）2/3=2.84*10-3*1.0*（3600Ls/0.92）2/3

故how=0.71Ls2/3

由式hp=hc+hl+hσ

hc=0.051（u0/C0）2（ρV/ρL）=0.051（Vs/（0.84*0.113））2*2.88/804.2=0.0203Vs2

则hl=ε0hL=ε0（hw+how）=0.6（0.045+0.71Ls2/3）=0.027+0.426Ls2/3

故hp=0.0203Vs2+0.027+0.426Ls2/3+0.00209

=0.0291+0.0203Vs2+0.43Ls2/3

由式hd=0.153（Ls/（lwh0））2=0.153（Ls/（0.92*0.037））2=132Ls2

将HT=0.4m，hw=0.045m，Φ=0.5及式（c）、（d）、（e）代入Hd=hp+hL+hd，hL=hw+how

可得到：

0.5*（0.4+0.045）=0.0291+0.0203Vs2+0.43Ls2/3+0.045+0.71Ls2/3+132Ls2

整理得:

Vs2=7.3-56.2Ls2/3-6502.5Ls2

在操作范围内取若干Ls值，依上式算出相应的Ls值得下表,依表中数据作出液泛线。

Ls（m³/s）

0.4*10-3

1.0*10-3

2.0*10-3

3.0*10-3

Vs（m³/s）

2.645

2.595

2.526

2.464

3.液相负荷上线限（3）

取液体在降液管中停留时间为4s，则

Ls，max=HT*A

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