苯-甲苯连续板式精馏塔的设计方案

板式精馏塔设计任务书 1 化工与制药学院 1 苯 馏塔 精馏塔是一圆形筒体，塔内装有多层塔板或填料，塔中部适宜位置设有进料板。两相在塔板上相互接触时，液相被加热，液相中易挥发组分向气相中转移；气相被部分冷凝，气相中难挥发组分向液相中转移，从而使混合物中的组分得到高程度的分离。 简单精馏中，只有一股进料，进料位置将塔分为精馏段和提馏段，而在塔顶和塔底分别引出一股产品。精馏塔内，气、液两相的温度和压力自上而下逐渐增加，塔顶最低，塔底最高 本设计为筛板塔，筛板的突出优点是结构简单、造价低、塔板阻力小且效率高。但 易漏液，易堵塞。然而经长期研究发现其尚能满足生产要求，目前应用较为广泛。 沸器 作用：用以将塔底液体部分汽化后送回精馏塔，使塔内气液两相间的接触传质得以进行。 本设计采用立式热虹吸式再沸器，它是一垂直放置的管壳式换热器。液体在自下而上通过换热器管程时部分汽化，由在壳程内的载热体供热。 立式热虹吸特点： 循环推动力：釜液和换热器传热管气液混合物的密度差。 结构紧凑、占地面积小、传热系数高。 壳程不能机械清洗，不适宜高粘度、或脏的传热介质。 塔釜提供气液分离空间和缓冲区。 凝器 以将塔顶蒸气冷凝成液体，部分冷凝液作塔顶产品，其余作回流液返回塔顶，使塔内气液两相间的接触传质得以进行，最常用的冷凝器是管壳式换热器。 馏设计方案的制定及说明 精馏塔的类型 筛板塔 附层设备 换热器，全凝器，预热器，再沸器 泵 原料泵，回流泵及其他 流程结构 单流程 操作压力 4压 ) 板式精馏塔设计任务书 2 化工与制药学院 2 进料状态 泡点进料 操 作 条 件 回流方式：冷回流，强制回流（全回流） 冷却介质： 20 普通水 加热介质 ：水 釜底加热方式：间接蒸汽加热 热能综合利用 为了节约能源考虑经济性及合理性，可以用高温釜液来预热原料以回收部分热能，节约加热介质，可以用较低温度的原料液冷却塔顶蒸汽，同时可节省部分冷却剂。 础数据的搜集 表 1 苯和甲苯的物理性质 项目 分子式 分子量 M 沸点（） 临界温度 ） 临界压强 苯 A 苯 B 2 苯和甲苯的饱和蒸汽压 温度 5 90 95 100 105 3 常温下苯 甲苯气液平衡数据 温度 5 90 95 100 105 相中苯的摩尔分率 汽相中苯的摩尔分率 表 4 纯组分的表面张力 温度 80 90 100 110 120 板式精馏塔设计任务书 3 化工与制药学院 3 苯， mN/m 苯，mN/m 5 组分的液相密度 温度 ( ) 80 90 100 110 120 苯 ,3m 苯 ,3m 80 88 6 液体粘度 L 温度 ( ) 80 90 100 110 120 苯（ 苯 7 数值 组分 A B C 苯 苯 8常压下苯 甲苯的气液平衡数据 温度 t 液相中苯的摩尔分率 x 气相中苯的摩尔分率 y 式精馏塔设计任务书 4 化工与制药学院 4 产要求 : 原料液组成：苯 。产品中：苯含量 残夜中：苯含量 1% 的物料衡算 ： 料液及塔顶 板式精馏塔设计任务书 5 化工与制药学院 5 d= w= 料衡算 : 总物料衡算 : D+W=F 易挥发组分物料衡算 : D = 33 1 0 3 8 38 6 7 h D=h W=h 设 计成泡点进料后 : m i 6 0 8 0 . 9 8 7 1 . 6 80 . 3 8 3 0 . 6 0 8 (查得 论板层数 求取 逐板计算法借助 出各个回流比下理论塔板数： R 数值 L V L V L/V 精馏段操作线方程 L/(LW*L提镏段操作线方程 y=y=y=y=y=y=y=y=y=y=y=y=y=y=y=y=式精馏塔设计任务书 6 化工与制药学院 6 y=y=y=y=y=y=馏段操作线方程 L/(LW*L提馏段操作线方程 y=y=y=y=y=y=y=y=y=y=y=y=y=y=y=y=y=y=y=y=y=y=平衡方程为 : 2 . 4 7 1 . 4 7nn y R R+1) 1 1 9 8 7 6 6 6 6 图 1 最优回流比的选择 板式精馏塔设计任务书 7 化工与制药学院 7 由图可得最优回流比 R=图得 17（包括再沸器）。 其中精馏段理论板数为 8 层，第 9 层为加料板。 作压强的计算 每层塔板压强 P=件规定了塔顶压强： =料板压强：*镏段平均操作压强：1 0 5 . 3 2 5 1 1 1 . 6 2 5 1 0 8 . 4 7 52 k P a 塔釜压强： 1 0 5 . 3 2 5 1 7 * 0 . 7 1 1 7 . 2 2 5wP k P a 提馏段平均操作压强： 1 1 7 . 2 2 5 1 1 1 . 6 2 5 1 1 4 . 4 2 52作温度 塔顶温度 : 由安托尼方程 0 6 . 3 5l o g 6 . 0 2 32 2 0 . 2 41 3 4 3 l o g = 6 . 0 7 82 1 9 +苯甲 苯(t/ C， P/板式精馏塔设计任务书 8 化工与制药学院 8 和拉乌尔定律 : 1 1 12 2 212 P(1x=d=差得出 C 同理： 进料温度C 精馏段平均温度 (2=C 塔 釜温度C 提馏段平均温度 (2=C 均摩尔质量计算 由 . 9 8 7查平衡曲线得 1 D 0 . 9 8 7 * 7 8 . 1 1 ( 1 0 . 9 8 7 ) * 9 2 . 1 3 7 8 . 2 9 /k g k m o l D 0 . 9 6 8 * 7 8 . 1 1 ( 1 0 . 9 6 8 ) * 9 2 . 1 3 7 8 . 5 6 /k g k m o l 进料段 0 3查平衡曲线得 0 80 . 6 0 8 * 7 8 . 1 1 ( 1 0 . 6 0 8 ) * 9 2 . 1 4 8 3 . 6 1 /V f MM k g k m o l 0 . 3 8 3 * 7 8 . 1 1 ( 1 0 . 3 8 3 ) * 9 2 . 1 4 8 6 . 7 6 /L f MM k g k m o l 则精馏段平均分子量 m 7 8 . 2 9 8 3 . 6 18 0 . 9 5 /2VM k g k m o l m 7 8 . 5 6 8 6 . 7 6 8 2 . 6 6 /2LM k g k m o l 提馏段气、液混合物平均摩尔质量 : V W m V F m L F 1 . 7 5 8 3 . 6 1 8 7 . 6 8 k g / k m o 1 . 9 8 8 6 . 7 6M = 8 9 . 3 7 k g / k m o 板式精馏塔设计任务书 9 化工与制药学院 9 均密度计算 （ 1）气相平均密度计算 精馏段气相密度 由理想气体状态方程计算 即 m 3m m 1 0 8 . 4 7 5 * 8 0 . 9 5 2 98 . 3 1 4 * 8 9 . 9 4 6 + 2 7 3 pM kg 提 馏段气相密度 3m V 1 4 . 4 2 5 8 7 . 6 8 = = = 3 . 1 7 8 k g / 8 . 3 1 4 1 0 6 . 5 3 + 2 7 3 . 1 5 塔顶液相平均密度计算 由 C 查手册得 A 1/（ =液相平均密度计算 液相平均密度依下式计算，即 1 ( 为质量分数a ) 塔 顶 1 0 . 9 8 5 0 . 0 18 3 4 . 8 8 2 9 . 2L M D =料板液相平均密度的计算 ，查手册得 kg/ 793.4 kg/料板液相的质量分率 0 . 3 4 50 . 3 8 3 7 8 . 1 1 0 . 3 8 3 7 8 . 1 1 + 0 . 6 1 7 9 2 . 1 3 3L F m 1 k g 3 4 5 / 7 9 5 . 0 2 + 0 . 6 5 5 / 7 9 3 . 4 7 9 3 . 9 6 /（ ） 3 3 8 . 9 + 7 9 3 . 9 6 / 2 8 1 6 . 4 3 k g / m 塔釜液相平均密度： 1 1 5 5 查有机液体相对密度共线图得 板式精馏塔设计任务书 10 化工与制药学院 10 33 8 1 . 2 k g / m , = 7 8 1 . 0 k g / m 31 7 8 1 . 0 0 6 k g / 0 1 1 7 8 1 . 2 0 . 9 8 9 7 8 1 . 0L W m 提留段的平均密度为： 3L W m L F + 7 8 1 . 0 0 6 7 9 3 . 9 6 = 7 8 7 . 4 8 k g / 体平均表面张力的计算 m 由 查手册，得 A=mN m B=m . 9 8 5 2 0 . 8 8 1 0 . 9 8 5 2 1 . 3 5 2 0 . 8 9L m N m 由 查手册，得 A=m B=m L F m 0 . 3 8 3 1 8 . 9 1 1 0 . 3 8 3 1 9 . 5 7 1 9 . 3 2 m N m 2 0 . 8 9 + 1 9 . 3 2 / 2 2 0 . 1 2 /m N m 塔釜液相平均表面张力 由 ，查手册得 - 3 - 3 1 7 . 9 2 1 0 N / m , = 1 8 . 6 8 1 0 N / m 0 . 0 1 1 1 7 . 9 2 + 0 . 9 8 9 1 8 . 6 8 = 1 8 . 6 7 ( 1 0 N / m ) 提 馏 段液相平均表面张力 m L F + 1 8 . 6 7 1 9 . 3 2 = = = 1 9 . 0 ( 1 0 N / m )22 体粘度计算 液相平均粘度依下式计算，即 l g l gL m i 板式精馏塔设计任务书 11 化工与制药学院 11 塔顶液相平均粘度的计算 由 查手册得 0 . 3 1 4 .A m P a s 0 5 .B m P a s g 0 . 9 8 7 g 0 . 3 1 4 0 . 0 1 3 g 0 . 3 1 5L D ml l l 解得 0 . 3 1 6 m m P a s 进料板液相平均粘度的计算 由 0 8 .A m P a s 0 3 .B m P a s g 0 . 3 8 3 g 0 . 2 6 8 0 . 6 1 7 l g 0 . 2 7 3L F 0 1 m m P a s 精馏段液相平均粘度的计算 0 . 3 1 6 0 . 2 7 1 / 2 0 . 2 9 4 m P a s 由C 0 8 .A m P a s 0 3 .B m P a s g 0 . 0 1 1 g 0 . 2 2 8 0 . 9 8 9 l g 0 . 2 3 3L w 0 3 .L w m m P a s 提馏段液相平均粘度的计算 0 . 2 7 1 0 . 2 3 3 / 2 0 . 2 5 2 m P a s 际板层数的求取 : 0 . 2 4 50 . 4 9 ( ) =式精馏塔设计任务书 12 化工与制药学院 12 0 . 3 1 6 0 . 2 7 1 / 2 0 . 2 9 4 m P a s 0 . 2 7 1 0 . 2 3 3 / 2 0 . 2 5 2 m P a s 筛板塔 k=数值带入求得,m,T , m T , 9+ = + = 3 4 . 9 5E E 0 . 4 7 7 0 . 4 9 5 精 提 料在第 18 块板 径的计算 (1)精馏段： 精馏段的气、液相体积流率为 35 3 . 4 6 5 8 0 . 9 5 0 . 4 1 3 /3 6 0 0 3 6 0 0 2 9m s 33 8 . 9 6 8 8 2 . 6 6 0 . 0 0 1 1 /3 6 0 0 3 6 0 0 8 1 6 . 4 3m s 由液泛系数 式中 C 由式 0 0 得到，其中的 史密斯关联图查得，图的横坐标为 1 12 20 . 0 0 1 1 3 6 0 0 8 1 6 . 4 30 . 0 4 50 . 4 1 3 3 6 0 0 2 . 9 0 9 表 9 塔径与塔间距关系 取板间距 板上清液层高度 径 m 间距 00 300 250 350 300 450 350 600 400 600 板式精馏塔设计任务书 13 化工与制药学院 13 0 . 3 5 0 . 0 5 0 . 3h m 查图得 图 2 史密斯关联图 . 2 0 . 2202 0 0 . 0 6 3 0 . 0 6 32 0 2 0 8 1 6 . 4 3 2 . 9 0 90 . 0 6 3 1 . 0 5 /2 . 9 0 9fu m s 取安全系数为 操作空塔气速为 0 . 7 0 . 7 1 . 0 5 0 . 7 3 /fu u m s 4 4 0 . 4 1 3 0 . 8 50 . 7 3 根据标准塔径圆整后为 D 截面积为 2 2 20 . 9 0 . 6 3 644 m 实际空塔气速为 0 . 4 1 3 0 . 6 4 9 /0 . 6 3 6u m s实（ 2）提馏段： 板式精馏塔设计任务书 14 化工与制药学院 14 提 馏 段的气，液相体积流率为 3 3 . 4 6 8 7 . 6 8V = = = 0 . 4 1 0 m / 3 6 0 0 3 . 1 7 8 - 3 3 7 . 0 0 3 8 9 . 3 7L = = = 2 . 4 2 7 1 0 m / 3 6 0 0 7 8 7 . 4 8 提 馏 段塔径 31 / 2 1 / 2s 2 . 4 2 7 1 0 3 6 0 0 7 8 7 . 4 8( ) = ( ) = 0 . 0 9 3 2V 0 . 4 1 0 3 6 0 0 3 . 1 7 8 取板间距 0 . 3 5 , h = 0 . 0 5 板 上 层 液 高 度 则 0 h m ，查图得20C =又 1 9 . 0 1 0 ( N / m ) 0 . 2 0 . 2 1 9 . 0C = C ( ) = 0 . 0 5 8 ( ) = 0 . 0 5 72 0 2 0 L m V mm a 7 8 7 . 4 8 3 . 1 7 8u = C = 0 . 0 5 7 = 0 . 8 9 5 m / . 1 7 8 取安全系数为 空塔气速为 m a 0 . 7 u = 0 . 7 0 . 8 9 5 = 0 . 6 2 7 m / s 塔 径 0 . 4 1 0D = = = 0 . 9 1 m u 3 . 1 4 0 . 6 2 7 按标准塔径圆整后为 D = 塔截面积为 2 2 2T A = D = 0 . 9 = 0 . 6 3 6 气体的实际气速： . 4 1 0u = = = 0 . 6 4 5 m / . 6 3 6 馏塔有效高度的计算 精馏段有效高度为 H 0 . 3 5 精 精 17 馏段有效高度为 1 H 1 8 1 0 . 3 5 m 提 提 式精馏塔设计任务书 15 化工与制药学院 15 在进料板上方开一人孔，其高度为 故精馏塔的有效高度为 Z Z 0 . 8 5 . 9 5 0 . 8 精 提 流装置计算 因塔径 D 选用单溢流弓形降液管，采用凹形受液盘。各项计算如下：（提馏段右上角加 区分） 溢流堰 长 取 0 . 7 D 0 . 7 0 . 9 . 6 3 L 0溢流堰高度 W L O Wh h h 选用平直堰，堰上液层高度由 2 3 8 4 0 0 l近似取 E 1，则 2 3 8 4 0 . 0 0 1 1 3 6 0 0h 1 . 0 0 0 . 6 3 0 0 0 9 72 32 . 8 4 0 . 0 0 2 4 3 6 0 0h 1 . 0 0 0 . 6 3 0 0 1 6 取板上清液层高度 . 0 5 0 . 0 0 9 7 m h 0 . 0 5 0 . 0 1 6 形降液管宽度 截面积 弓形降液管的参数图 , D 3弓形降液管的宽度与面积 板式精馏塔设计任务书 16 化工与制药学院 16 ，得 0 . 1 5 2 0 . 1 5 2 0 . 9 0 . 1 3 7 D m ， 22 0 . 0 9 3 0 . 0 5 94 D m , 计算液体在降液管中停留时间以检验降液管面积，即 3600 （大于5s，符合要求） 则 0 0 A H s 5 3 6 0 0 0 . 0 5 9 0 . 3 5 0 0 1 1 3 6 0 0 f 6 0 0 A H s 5 3 6 0 0 0 . 0 5 9 0 . 3 5 0 0 2 4 3 6 0 0 故降液管设计合理。 液管底隙高度 取液体通过降液管底隙的流速 0 /o （根据经验一般取 再由so l 得 则 o 0 . 0 0 1 1 3 6 0 0h 0 . 0 1 2 0 0 0 . 6 3 0 . 1 5 板式精馏塔设计任务书 17 化工与制药学院 17 0 . 0 0 2 4 3 6 0 0h 0 . 0 2 5 0 0 0 . 6 3 0 . 1 5o o h h m 0 . 0 0 6 m 故降液管底隙高度设计合理。 选用凹形受液盘，深度 h=50板布置 塔板的分块 因 D 800塔板采用整块式。 (2) 边缘区宽度的确定 取 s= 0100s=50100塔般为 3050 开孔区面积计算 开孔区面积 式 22 2 12 s i x r 计 算 其中 0 . 9 0 . 1 3 7 0 . 0 8 5 0 . 2 2 82 2x W W m 0 . 9 0 . 0 4 5 0 . 4 0 522r W m 故 22 2 1 20 . 4 0 5 0 . 2 2 8 2 0 . 2 2 8 0 . 4 0 5 0 . 2 2 8 s i n 0 . 4 81 8 0 0 . 4 0 5 a m 孔计算及排列 本例所处理的物系无腐蚀性，可选用 3钢板，取筛孔直径 5 筛孔按正三角形排列，取孔中心距 t 为 03 3 5 1 5t d m m 筛孔数目 n 为 1 5 5 1 . 1 5 5 0 . 3 4 9 1 7 9 20 . 0 1 5t 个 个 开孔率为 220 0 . 0 0 50 . 9 0 7 0 . 9 0 7 1 0 . 10 . 0 1 5 00 式精馏塔设计任务书 18 化工与制药学院 18 气体通过阀孔的气速为 0V 0 . 4 1 3u 8 . 5 3 3 m / u 体通过阀孔的气速为 s0 0V 0 . 4 1 0u 8 . 4 7 m / 板压降 干板阻力 计算 干板阻力 式 20 . 0 5 1c 计算 取板厚为 3由 0d/ 1 “干筛孔的流量系数图” 图 4 干筛孔的流量系数图 得， 2c 8 . 5 3 3 2 . 9 0 9h 0 . 0 5 1 0 . 0 2 2 2 7 7 2 8 1 6 . 4 3 液柱 2c 8 . 4 7 3 . 1 7 8h 0 . 0 5 1 0 . 0 2 4 8 7 7 2 7 8 7 . 4 8 液柱 气体通过液层的阻力 算 板式精馏塔设计任务书 19 化工与制药学院 19 气体通过液层的阻力 式 1h 计算 0 . 4 1 3 0 . 7 1 6 /0 . 6 3 6 0 . 0 5 9m 0 . 4 1 0 0 . 7 1 0 /0 . 6 3 6 0 . 0 5 9m 1 / 2 1 / 20 0 . 7 1 6 2 . 9 0 9 1 . 2 2 / ( . )u k g s m 1 / 2 1 / 20 0 . 7 1 0 3 . 1 7 8 1 . 2 7 / ( . )u k g s m 查“充气系数关联图”， 图 5 充气系数关联图 得 ( ) 0 . 6 4 0 . 0 4 0 3 0 . 0 0 9 7 0 . 0 3 2l L W O Wh h h h m 液柱 ( ) 0 . 6 3 0 . 0 3 4 0 . 0 1 6 0 . 0 3 1 5l L W O Wh h h h m 液柱 液体表面张力的阻力 h 的计算 液体表面张力所产生的阻力 h 由下式计算，即 304 4 2 0 . 1 2 1 0 0 . 0 0 2 0 18 1 6 . 4 3 9 . 8 1 0 . 0 0 5 液柱 板式精馏塔设计任务书 20 化工与制药学院 20 3 04 4 1 9 1 0 0 . 0 0 1 9 77 8 7 . 4 8 9 . 8 1 0 . 0 0 5 液柱 气体通过每层塔板的液柱高度 按下式计算，即 0 . 0 2 2 2 0 . 0 3 2 0 . 0 0 2 0 1 0 . 0 5 6 2 1p c lh h h h m 液柱 0 . 0 2 4 8 0 . 0 3 1 5 0 . 0 0 1 9 7 0 . 0 5 8 2 7p c lh h h h m 液柱 气体通过每层塔板的压降为 0 . 0 5 6 2 1 8 1 6 . 4 3 9 . 8 1 4 5 0 . 2 0 . 7p p LP h g P a k P a （设计允许值） 0 . 0 8 0 4 7 8 7 . 4 8 9 . 8 1 4 5 0 . 1 0 . 7p p LP h g P a k P a （设计允许值） 面落差 对于筛板塔，液面落差很小，且本例的塔径和液流量均不大，故可忽略液面落差的影响 。 沫夹带 液沫夹带量由式 算，根据设计经验Lf 入数据得，3 . 2635 . 7 1 0 0 . 7 1 6 0 . 0 1 1 5 0 . 12 0 . 1 2 1 0 0 . 3 5 0 . 1 2 5ve k g k g 液 气/ 3 . 2635 . 7 1 0 0 . 7 1 0 . 0 1 1 9 0 . 11 9 1 0 0 . 3 5 0 . 1 2 5ve k g k g 液 气/ 故在本设计中液沫夹带量 液 对筛板塔，漏液点气速 u0,板式精馏塔设计任务书 21 化工与制药学院 21 0 , m i n 4 . 4 0 . 0 0 5 6 0 . 1 34 . 4 0 . 7 7 2 0 . 0 0 5 6 0 . 1 3 0 . 0 5 0 . 0 0 2 0 1 8 1 6 . 4 3 2 . 9 0 95 . 7 2 /o L L vu c h 0 , m i n 4 . 4 0 . 0 0 5 6 0 . 1 3 4 . 4 0 . 7 7 2 0 . 0 0 5 6 0 . 1 3 0 . 0 5 0 . 0 0 1 9 7 7 8 7 . 4 8 3 . 1 7 85 . 3 8 /o L L vu c h 实际孔速 0 , m i . 5 3 3 m / s u 0 , m i n 0u 8 . 4 7 m / s u 稳定系数为 , m i 5 3 3 1 . 5 1 . 55 . 7 2 , m i n 8 . 4 7 1 . 5 7 1 . 5 5 . 3 8 故在本设计中无明显漏液。 泛 为防止发生液泛，降液管内液层高度应服从 d t 则 0 . 5 0 . 3 5 0 . 0 4 0 3 0 . 1 9 5h m 0 . 5 0 . 3 5 0 . 0 3 4 0 . 1 9 2h m 而d L h H 2 20 . 0 0 1 10 . 1 5 3 0 . 1 5 3 0 . 0 0 3 2 40 . 6 3 0 . 0 1 2 2 2 0 . 0 0 2 4 0 . 1 5 3 0 . 1 5 3 0 . 0 0 3 5 5 0 . 6 3 0 . 0 2 5 0 . 0 5 6 2 1 0 . 0 5 0 . 0 0 3 2 4 0 . 1 0 9 4 5d m H 0 . 0 5 8 2 7 0 . 0 5 0 . 0 0 3 5 5 0 . 1 1 1 8 2d m H d T h 板式精馏塔设计任务书 22 化工与制药学院 22 d T h 故不会发生液泛现象。 根据以上塔板的各项液体力学验算，可认为精馏段塔径及各项工艺尺寸是适合的 。 漏线 由 / 5 m i n,0 0 s 3/得 /1 0 0 5 ,0 23238 1 6 . 4 34 . 4 0 . 7 7 2 0 . 0 4 8 4 0 . 0 0 5 6 0 . 1 3 0 . 0 4 0 3 0 . 9 0 8 0 . 0 0 2 012 . 9 0 90 . 1 6 4 2 . 4 7 7 9 3 3 . 1 2 9 2 / 30 , m i n 0 02 . 8 4 4 . 4 0 . 0 0 5 6 0 . 1 3 / 1 0 0 0 A h E 23 7 8 7 . 4 84 . 4 0 . 7 7 2 0 . 0 4 8 4 0 . 0 0 5 6 0 . 1 3 0 . 0 3 4 0 . 9 0 8 0 . 0 0 1 9 7 3 . 1 7 8 板式精馏塔设计任务书 23 化工与制药学院 23 230 . 1 6 4 1 . 9 9 4 7 2 9 . 2 5 表 10 漏液线数据表 精馏段 提馏段 上表数据即可作出精馏段、提馏段漏