分离苯甲苯筛板式精馏塔设计

1、 化工原理 课程设计说明书 筛板式精馏塔设计 姓名 许永福 班级 化111-2 院系 化学化工学院 专业 化学工程与工艺 学号 201169501211 目录第一部分 概述1、 设计题目.32、 设计任务.33、 设计条件.34、 工艺流程图.3第二部分 工艺设计计算1、 设计方案的确定.42、 精馏塔的物料衡算.41.原料液及塔顶、塔底产品的摩尔分数.4 2.原料液及塔顶、塔底产品的平均摩尔质量.4 3.物料衡算原料处理量.4三、塔板数的确定.9 1.理论板层数的求取.9 2.实际板层数的求取.94、 精馏塔的工艺条件及有关物性数据的计算.11 1.操作压力计算.6 2.操作温度计算.6 3

2、.平均摩尔质量计算.6 塔顶摩尔质量计算.6 进料板平均摩尔质量计算.6 提馏段平均摩尔质量.7 4.平均密度计算.7 气相平均密度计算.7 液相平均密度计算.7 5.液相平均表面张力计算.7 塔顶液相平均表面张力计算.7 进料板液相平均表面张力计算.7 6.液相平均粘度计算.8 塔顶液相平均粘度计算.8 进料板液相平均粘度计算.8五、精馏塔的塔体工艺尺寸计算.8 1.塔径的计算.8 2.精馏塔有效高度计算.96、 塔板主要工艺尺寸的计算.9 1.溢流装置计算.9 堰长.9 溢流堰高度.9 弓形降液管宽度和截面积.9 2.塔板布置.9 塔板的分块.9 边缘区宽度确定.9 开孔区面积计算.9 筛

3、孔计算及其排列.107、 筛板的流体力学验算.11 1.塔板压降.11 干板阻力计算.11 气体通过液层的阻力计算.11 液体表面张力的阻力计算.11 2.液面落差.12 3.液沫夹带.12 4.漏液.12 5.液泛.128、 塔板负荷性能图.13 1.漏液线.13 2.液沫夹带线.13 3.液相负荷下限线.14 4.液相负荷上限线.14 5.液泛线.14 九、设计一览表.16 十、参考文献17第一部分 概述1、 设计题目：筛板式精馏塔设计二、设计任务：试设计分离苯-甲苯混合物的筛板精馏塔。已知塔顶产品流量为23万吨，原料组成为0.37（苯的质量分数），要求塔顶馏出液的组成为0.97，塔底釜液

4、的组成为0.01。三、设计条件试根据上述工艺条件作出筛板的设计计算。四、工艺流程图原料液由高位槽经过预热器预热后进入精馏塔内。操作时连续的从再沸器中取出部分液体作为塔底产品（釜残液）再沸器中原料液部分汽化，产生上升蒸汽，依次通过各层塔板。塔顶蒸汽进入冷凝器中全部冷凝或部分冷凝，然后进入贮槽再经过冷却器冷却。并将冷凝液借助重力作用送回塔顶作为回流液体，其余部分经过冷凝器后被送出作为塔顶产品。为了使精馏塔连续的稳定的进行，流程中还要考虑设置原料槽。产品槽和相应的泵,有时还要设置高位槽。且在适当位置设置必要的仪表（流量计、温度计和压力表）。以测量物流的各项参数。第二部分 工艺设计计算一、 设计方案的

5、确定本设计任务书为分离苯-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，其余部分经产品冷却器冷却后送至储罐。该物系属易分离物系，最小回流比较小，故操作回流比取最小回流比的1.5倍。二、精馏塔的物料衡1.原料液及塔顶、塔底产品的摩尔分数 苯的摩尔质量 =78.11Kg/kmol; 甲苯的摩尔质量 =92.13Kg/kmol; =0.4092=0.9744=0.01182.物料衡算原料处理量 D=31900Kmol/h D=+=406.53kmol/h总物料衡算 F=406.53+W 苯物料衡算 F*0.4092=406.53

6、*0.9744+W*0.0018 联立解得 F=984.72Kmol/mol，W=578.19mol/mol 三、精馏塔的工艺条件及有关物性数据的计算 1.操作温度计算 表1 苯-甲苯平衡液相苯x气相苯y液相苯x气相苯y110.560.000.0090.1155.075.5109.911.002.5088.8060.079.1108.793.07.1187.6365.082.5107.615.011.286.5270.085.7105.0510.020.885.4475.088.5102.7920.037.284.4080.091.298.8425.044.283.3385.093.697.1

7、330.050.782.2590.095.995.5835.056.681.1195.098.094.0940.061.980.6697.098.892.6945.066.780.2199.099.6191.4050.071.380.01100.0100.0 由泡点方程通过试差法计算出泡点温度，其中苯、甲苯的饱和蒸汽压由安托尼方程计算，。计算结果如下: =;同理可得塔底温度，结果如下： 塔顶温度 进料板温度则精馏段平均温度：t1=;提馏段平均温度为：t2= 2.平均摩尔质量计算a. 精馏段 t1=87.2,由表一内插可得， 液相组成= ; 气相组成=；由以上两式可解得 x1=66.94% Y1

8、=83.74%; b. 提馏段 t2=102.19,由表一内插可得， 液相组成= 气相组成=；由以上两式可解得 x1=20.76% Y1=38.26%; 3.平均密度计算 表2 不同温度苯-甲苯的8090100110120815803.9792.5780.3768.9810800.2790.3780.3770.6对于混合液体的密度：对于混合气体的密度：a. 精馏段 t1=87.2 由表二数据内插得 = ；同理 =，由以上两式可得： 苯=807.00kg/m3 甲=802.94kg/m3;又aA=0.6319；则aB=0.3681 由液相平均密度依下式计算： 可得L=805.5kg/m3 由v=

9、知：v=2.55kg/m3 b. 提馏段 t2=102.9 同精馏段计算，可得 苯=789.83kg/m3 甲=788.11kg/m3，则可得 L=788.42kg/m3 v=2.82kg/m3 4.液相平均表面张力计算 表3 不同温度下苯-甲苯表面809010011012021.2720.6618.8517.6616.4921.6920.5919.9418.4117.31 计算非水混合物表面张力用Madecd-Sugden法，公式为 a. 精馏段 得 b. 提馏段 得 5.液相平均粘度计算 液相平均粘度依下式计算： 1 精馏段液相平均粘度计算 表4 不同温度苯-甲苯的809010011012

10、00.3080.2790.2550.2330.2150.3110.2860.2640.2540.228 利用内插法求得精馏段与提馏段平均温度下苯与甲苯的粘度如下： T1=87.2 = = 解得苯=0.287mPa*s; 甲苯=0.293mPa*s 则精馏段液相平均粘度为1=0.289mPa*s（2） 提馏段液相密度的确定 同精馏段，可得如下结果 苯=0.250mPa*s; 甲苯=0.262mPa*s 则提馏段平均粘度为： 1=0.260mPa*s6、 相对挥发度的确查表知：物质ABC苯6.94192769.42-53.26甲苯7.0583076.65-54.65则精馏段t1=87.2=360.

11、35K， 由安托尼方程知 lnps1=6.9419- Lnps2=7.0580-由以上两式解得lnps1=0.125MPa lnps2=0.049MPa 则苯对甲苯的相对挥发度为 =2.55 提馏段同精馏段 可得 ps1=0.191MPa ps2=0.079MPa 则苯对甲苯的相对挥发度为 =2.42 3、 塔板数的确 1.理论板层数的求取 苯-甲苯属理论物系，可采用图解法求理论板层数。 由手册查得苯-甲苯物系的气液平衡数据，绘出x-y图求最小回流比及操作回流 由于采用泡点进料，故q=1，即=0.4092. 则= 解得 =0.6278故最小回流比为：= 取操作回流比为：求精馏塔的气、液相负荷精

12、馏段：a. kmol/h气、液相体积流量：L=ML/=m3/s V=ML/=m3/sb. 提馏段; kmol/h kmol/h气、液相体积流量：L=ML/=m3/s V=MV/= m3/s 求操作线方程 精馏段操作线方程 提馏段操作线方程图解法求理论板层数 采用图解法求理论板层数，求解结果为： 总理论板层数，进料板位置2. 实际板效率的求解： 由oconnell公式得：ET= 塔顶、塔底的平均温度为： T=由安托尼公式知： Lnps1=6.9419- lnps2=7.058-解得： ps1=0.159MPa ps2=0.065MPa 则苯对甲苯的相对挥发度为 =2.45由表一知：= 解得：=0

13、.3507由表三知： 解得：苯=0.266mPa*s; 解得：甲苯=0.274mPa*s;则平均粘度为：=0.266*0.3507+0.274*（1-0.3507）=0.271mPa*s.则ET=54%则NP=25，进料板在第11块板。4、 精馏塔的塔体工艺尺寸计算 1.塔径的计算 塔内气液流量已知，则塔径与塔内气液流速有关，求流速有经验公式：， ,其中，为平均密度，C为负荷因子，m/s。可由Smith关联图查得：横坐标为;参数HT- hL反应液滴沉降空间高度对负荷因子的影响（H为板间距， hL为板上液层高度），对于常压塔， hL一般取0.05-0.08，本设计取0.08m ，本设计板间距取0

14、.8m。a. 精馏段： =0.041； HT- hL=0.8-0.08=0.72m；查图得：=0.145；对C做修正： =0.151;由知， ； 取 =1.88m/s；则=2.71m,按标准塔径圆整后为 ;空塔气速为1.974m/s;提馏段b. =0.087； =0.117；则=0.168；取 =1.96m/s；=2.77m;按标准塔径圆整后为 ;空塔气速为1.96m/s;塔截面积为 实际空塔气速为 2.精馏塔的有效高度的计算 精馏段有效高度为 m; 提馏段有效高度为 m; 在进料板上方开一人孔，其高度为0.8m，故精馏塔的有效高度为 5、 塔板主要工艺尺寸的计算 1.溢流装置计算筛板式塔的溢

15、流装置包括溢流堰，降液管和受液盘等几部分。其尺寸和结构对塔的性能有着重要影响。根据经验并结合其他影响因素，当因D=3.0m,可选用双溢流弓形降液管，不设进口堰，采用凹形受液盘。各项计算如下：堰长 取溢流堰高度 由，选用平直堰，堰上液层高度 近似取a. 精馏段:取板上清液层高度 b. 提馏段： ；取板上清液层高度 弓形降液管宽度和截面积 由； 故 依式验算液体在降液管中停留时间，即a. 精馏段： 故降液管设计合理；b. 提馏段： 故降液管设计合理。降液管底隙高度 取 a. 精馏段： 故降液管底隙高度设计合理。 选用凹形受液盘，深度b. 提馏段： 故降液管底隙高度设计合理。 选用凹形受液盘，深度

16、2.塔板布置 塔板的分块 因，故塔板采用分块式。查表5-3得，板块分为3快。 筛板布置1 通常取边缘Wc=50-70mm,本例取60mm;2 安定区可取Ws=50-100mm,本例取80mm;3 筛孔直径：一般取4-5mm，本例取5mm，则孔心距为3*5=15mm; 开孔区面积计算及开孔率 本例采用正三角行排列，则筛孔面积与开孔面积A0.Aa之比为,其中，t为孔心距mm，d0为筛孔孔径mm。 对于双溢流塔板， 开孔区面积为， 则， ，故 一般t为3-4倍的孔径，本例取t=15mm，则由公式得， 个；则开孔率为:;则气体通过的速度为：a. 精馏段 m/s；b. 提馏段 ；七、筛板的流体力学验算得

17、， 1.塔板压降 干板阻力 干板阻力 由a. 精馏段 b. 提馏段 气体通过液层的阻力计算a. 精馏段 气体通过液层的阻力由式计算： 查图课件，得。故 b. 提馏段 气体通过液层的阻力由式计算： 查图课件，得。故 液体表面张力的阻力计算a. 精馏段 液体表面张力所产生的阻力由式计算： 气体通过每层塔板的液柱高度可按下式计算： 气体通过每层塔板的压降为： b. 提馏段 液体表面张力所产生的阻力由式计算： 气体通过每层塔板的液柱高度可按下式计算： 气体通过每层塔板的压降为： 2.液面落差对于筛板塔，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。 3. 液沫夹带 液模夹带量由下式

18、计算： a. 精馏段 在本设计中液沫夹带量在允许范围内。b. 提馏段 在本设计中液沫夹带量在允许范围内。4. 漏液a. 精馏段 对筛板塔，漏液点气速可由式计算： 实际孔速 稳定系数为 故在本设计中无明显漏液。b. 提馏段 实际孔速 稳定系数为 故在本设计中无明显漏液。5. 液泛a. 精馏段 为防止塔内发生液泛，降液管内液层高 苯-甲苯物系属一般物系，取，则 板上不设进口堰，可由式计算，即 故在本设计中不会发生液泛现象。b. 提馏段 为防止塔内发生液泛，降液管内液层高 苯-甲苯物系属一般物系，取，则 板上不设进口堰，可由式计算，即 故在本设计中不会发生液泛现象。八 塔板负荷性能图1漏液线a. 精

19、馏段漏液线，又称气相负荷下限线。气相负荷低于此线将发生严重的漏液现象，气、液不能充分接触，使塔板效率下降。 整理得 在操作范围内，任取几个值，依上式计算出值，计算结果列于下表。Ls/m3/s0.0010.0050.010.020.030.040.050.060.07Vs/m3/s1.571.721.852.032.162.282.382.482.56 由此表数据即可作出漏液线1。 b. 提馏段 整理得：在操作范围内，任取几个值，依上式计算出值，计算结果列于下表。0.0010.0050.010.020.030.040.050.060.071.751.92.022.212.352.452.572.

20、672.75 2.液沫夹带线当气相负荷超过此线时，液沫夹带量过大，使塔板效率大为降低。对于精馏，一般控制eV0.1kg液/kg气。以ev=0.1kg液/kg为限,求Vs-Ls关系如下: a. 精馏段 整理得 在操作范围内，任取几个值，依上式计算出值，计算结果列于下表。Ls/m3/s0.0010.0050.010.020.030.040.050.060.07Vs/m3/s1918.4117.8717.0216.3115.6715.0914.5414.02b.提馏段 整理得 整理得 在操作范围内，任取几个值，依上式计算出值，计算结果列于下表。Ls/m3/s0.0010.0050.010.020.0

21、30.040.050.060.07Vs/m3/s20.5919.919.3518.4217.6416.9416.315.715.14 由此表数据即可作出液沫夹带线2。 3液相负荷下限线液相负荷低于此线，就不能保证塔板上液流的均匀分布，将导致塔板效率下降。 对于平直堰，取堰上液层高度作为最小液体负荷标准。由式得 取E=1，则 据此可作出与气体流量无关的垂直液相负荷下限线3。 4.液相负荷上限线该线又称降液管超负荷线。液体流量超过此线，表明液体流量过大，液体在降液管内停留时间过短，进入降液管的气泡来不及与液相分离而被带入下层塔板，造成气相返混，降低塔板效率。以作为液体在浆液管中停留时间的下限，由式

22、得 据此可作出与气体流量无关的垂直液相负荷上限线4。 5.液泛线若操作的气液负荷超过此线时，塔内将发生液泛现象，使塔不能正常操作。液泛可分为降液管液泛和液沫夹带液泛两种情况，在筛板塔板的流体力学验算中通常对降液管液泛进行验算。为使液体能由上层塔板顺利地流入下层塔板，降液管内须维持一定的液层高度Hd令联立得 式中a. 精馏段 将有关数据带入，得： 在操作范围内，任取几个值，依上式计算出值，计算结果列于下表：Ls/m3/s0.0010.0050.010.020.030.040.050.060.07Vs/m3/s13.8313.5913.3612.9912.6612.3512.051211.45b.

23、 提馏段 将有关数据带入，得： 在操作范围内，任取几个值，依上式计算出值，计算结果列于下表： Ls/m3/s0.0010.0050.010.020.030.040.050.060.07Vs/m3/s1413.7713.5313.4712.6912.2511.7711.2410.65 由此表数据即可作出液泛线5 根据以上各线方程，可作出筛板塔的负荷性能图：a. 精馏段 在负荷性能图上，作出操作点，连接O与操作点，即作出操作线。由图可看出，该筛板上限为液泛控制，下限为漏液控制。由图查得 b. 提馏段 在负荷性能图上，作出操作点，连接O与操作点，即作出操作线。由图可看出，该筛板上限为液泛控制，下限为

24、漏液控制。由图查得 故操作弹性为 九、设计一览表将设计筛板的主要结果汇总于下表：序号 项目数值 序号项目数值 1 平均温度90.817边缘区宽度，m0.0352平均压力108.818开孔区面积0.5243气相流量0.61419筛孔直径，m0.0054液相流量0.001720筛孔数目n26905实际塔板数2421孔中心距t，m0.0156有效段高度Z，m9.622开孔率，%10.17塔径D，m1.023空塔气速u，m/s0.7828板间距，m0.424筛孔气速，m/s11.569溢流形式单溢流25稳定系数1.9310降液管形式弓形26每层塔板压降，kPa0.62911堰长，m0.6627负荷上限

25、液泛控制12堰高，m0.04728负荷下限漏液控制13板上液层高度，m0.0629液沫夹带，（kg液/kg气）0.01414堰上液层高度，m0.01330气相负荷上限，1.06315降液管底隙高度0.03231气相负荷下限，0.30916安定区宽度，m32操作弹性3,44010、 塔的总体高度1. 塔顶部空间的高度塔顶部空间指塔内最上层塔板与塔顶的距离。为利于出塔气体夹带的液滴沉降，其高度应大于板间距，通常取塔顶间距为，同时考虑到安装除沫器的需要，取除沫器到第一块塔板的距离为，塔顶空间高度为。2. 进料板高度 为了便于进料和安装进料管，在进料板处，板间距应大一些，由于设有人孔，故。3. 封头高

26、度 封头高度包括曲面高度和直边高度，则。4. 裙座高度 取。5. 塔底部空间高度塔底部空间高度指塔底最底层塔板到塔底下封头切线的距离，其影响因素有：1 塔底储液空间依储液量停留而定，此处取；2 再沸器的安装方式及高度；3 塔底液面至最下层塔板间要留有的间距，此处为。故，6 .总高度 11、 储罐的设计1. 原料储罐 设 原料液的储存时间为2天，原料液储存温度为，其安全系数为0.8. 则； 又查表可知，则;则，；则 2. 塔顶产品储罐设 塔顶产品的储存时间为2天，储存温度为，其安全系数为0.8.则；又，则； 3. 塔底产品储罐 设 塔底产品的储存时间为2天，储存温度为，其安全系数为0.8.则，又

27、；则；则； 。12、 塔附件的设计1、进料管 本设计采用直进料管，则进料管直径为其中v为进料流量，u为进料流速m/s。 ；同理可得:;则,由此可得，那么，本设计采用泵进料，取，则，；查无缝钢管标准知，取。2、回流管回流的方式有两种，直管回流和弯管回流，本设计采用直管回流，本回流管为塔顶冷凝器的出口管，取u=1.6m，则，查无缝钢管标准知，取。3、塔釜出料管 塔底的液体出料管一般有直管出料和经过裙座的弯管出料，本设计采用直管出料。 由，则，查无缝钢管标准知，取。4、塔顶蒸汽出料管取，查无缝钢管标准知，取。5、 塔釜进气管对塔的气体的进料管的基本要求是：避免液体淹没气体通道，尽量使气体沿塔的通道的

28、横截面分布均匀，本设计采用带有斜切口的直管进气，斜切口可以改善气体的分布状况，该塔的进气管即为塔底再沸器的出口管，由再沸器的出口管设计查无缝钢管标准，取。6、 再沸器接管采用直管进气，由计算得出内径为200mm，取。13、 换热器的设计1.塔顶冷凝器的设计 由知，苯与甲苯的气化潜热，则；蒸汽的质量流量为： 热负荷为：冷却水用量：，由标准数据查得:换热器的型号为：,各参数如下：壳径/mm1000管子尺寸/mm公称压力/MPa1.6管长/m6公称面积/446.2管子数1267管程数1管子排列方法正三角型排列2、 塔顶产品冷凝器 由塔顶冷凝器的设计知， 又苯、甲苯的比热容为,则，取,冷却水用量:,由

29、此可以查得选用,壳径/mm600管子尺寸/mm公称压力/MPa1.6管长/m3公称面积/72管子数416管程数2管子排列方法正三角形排列3、 塔底再沸器设 采用水蒸气的温度为，冷凝水冷凝后的温度为。 ，查表知,则 ，由此可求出s,由以上结果可以看出，本换热面积较大，可以采用两个换热器串联，换热器选型为：G1000I-1.6-446.2,具体参数如下：壳径/mm1000管子尺寸/mm公称压力/MPa1.6管长/m6公称面积/446.2管子数1267管程数1管子排列方法正三角形4、 塔底产品冷凝器 ，又由课本查得，选取G800VI-1.6-125型换热器，具体参数如下：壳径/mm800管子尺寸/mm公称压力/MPa1.6管长/m3公称面积/125管子数722管程数6管子排列方法正三角型排列5、 原料预热器 ，其定性温度为，又 ， ，查换热器标准知，可以选用G800VI-1.6-125，具体参数如下：壳径/mm800管子尺寸/mm公称压力/MPa1.6管长/m3公称面积/125管子数722管程数6管子排列方法正三角型排列14、 泵的选取 1、进料