分离苯和甲苯混合液的常压筛板精馏塔设计书

1 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。 2 (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 生产能力：处理量为 8000kg/h 原料：苯含量为 40%（ 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 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。 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3 进行考虑。根据苯和甲苯的物料特性，此设计采用常压操作。 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（ s） 料组成（摩尔分数，下同） D：塔顶产品流量（ s） 顶组成 W：塔底残液流量（ s） 底组成 笨的摩尔质量： 8kg/苯的摩尔质量： 2kg/已知条件： 进料量： F=8000kg/h=8000/3600(8+2)=s 物料衡算式： F=D+W 、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（ 苯 /%（摩尔分数） 温度 / 液相 气相 . 温度 5 利用表中数据用内插法计算时间 tD （ =（ （ （ =（ （ 2 所以精馏段平均温度 : tF+（ 提馏平均温度 ： tF+2=（ 1 密度 已知：混合液密度： 1/PL=A+B 混合气密度 ： ： 合气的密度； 示 A、 B 纯组成的密度； 、 、 M 表示平均相对分子质量。 8)/8+(92=8)/8+(92=8)/8+(92= 求在各点温度处相应的气相组成如下： 塔顶温度： 气相组成： 进料温度： 6 气相组成： 内插法计算） （ （ =（ （ 解得： 塔底温度： 气相组成： 内插法计算） （ （ =（ （ 100 解得： 塔顶、进料板、塔底处的液相、气相平均摩尔质量的计算： 8+（ 1*92=LF=8+（ 1*92=LW=8+（ 1*92=VD=8+（ 1*92=VF=8+（ 1*92=VM=8+（ 1*92=以，精馏段液相平均摩尔质量： 2=kg/馏段液相平均摩尔质量： ： ： 在不同温度下苯和甲苯的密度如下： 温度 / PA/PB/80 5 0 5 00 05 10 用内插法可求出 tD,tF,位： +(则 : +(则 : +(则 以，精馏段液相平均密度： 8 2=(2=馏段液相平均密度： 2=(2=常压操作下， P=： =以 , 精馏段气相平均密度 :2=(2=馏段气相平均密度 :2=(2=. 混合液的表面张力 液相平均表面张力依下式计算，即： i 式中： 位： mN/m） ； 示各组分的分子量； 单位 mN/m). 塔顶液相平均表面张力的计算： ,查手册知： A=m B=m m 进料板液相平均表面张力的计算： 手册知： A=m B=m m 塔底液相平均表面张力的计算： ,查手册知 : A=m B=m 9 m 所以，精馏段液相平均表面张力为： 2=m 提馏段液相平均表面张力为： 2=m 液体混合物的粘度可用下式计算，即 式中： 混合液黏度， i i 组分的液体黏度， 纯液体黏度用下式计算，即： ： L 液体温度为 T 时的黏度， 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 苯 塔顶液相平均黏度的计算： s 10 =(， 则， 进料板液相平均黏度的计算： s =(, 则 , 塔底液相平均黏度的计算： s =(, 则， 以，精馏段液相平 均黏度： 2=馏段液相平均黏度： 11 2=塔板数的确定 采用逐板计算法 精馏段，提馏段相对挥发度的求取； 查表可知 苯： A= B=C=苯： A= B= C= =C+T) (/) = = D= = = = F= = = = W= =以，精馏段的平均相对挥发度为： 1=馏段的平均相对挥发度为： 2=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 苯 /%（ 率 温度 / 苯 /%（ 温度 / 液相 气相 液相 气相 0 0 0 0 37 0 50 5 1 00 100 于泡点进料，所以 xe=图中可以读出 ，最小回流比为： （ 01020304050607080901000 20 40 60 80 100系列 1 系列 2 系列 3 13 =（ （ =操作回流比为 ： R=2* 精馏塔的气液相流率： 精馏段： L=s V=(R+1)D=()*s 提馏段：因泡点进料 q=1 L =L+s V =s 相平衡方程： 精馏段气液平衡方程为： xn= 1 1= 提馏段气液平衡方程为： xn= 2 2= 操作线方程 精馏段操作线方程： =馏段操作方程 : =xn+xw= 逐板法求理论板层数 由于泡点进料，所以 q=1， xq=4 精馏段 板层数 yn 馏段 板层数 yn 0 1 2 3 4 表中可以看出：总理论板层数 4（包括再沸器） ,进料板位置 2 实际板层数的求取： 精馏段实际板层数： N 精 =4/ 15 精馏段实际板层数： N 提 =9/12 六 、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： 精馏段的气液相体积流率为： (m3/s (m3/s 最大空塔气速 ： ，式中 C（负荷因子， m/s）由式 C= L/20） 其中 计算得出，图的横坐标为： （ h） *（ (塔板间距 上液层高度 ： 7=图得 := L/20) 0） s s 去安全系数为 空塔气速 v=0.6 径 D=标准塔径圆整后为 ： D=截面积为： /4） =（ /4） 际空塔气速为 ： v=s 16 提馏段塔径的计算 : 提馏段的气液体积流率为： =（ V， （ =（ ， =（ L， （ =（ ，其横坐标为： （ *（ =（ *（ 塔板间距 上液层高度 ： 7=图得： = L/20） 0） s s 取安全系数为 空塔气速为： V=s 塔径 D=标准塔径圆整后为 :D=截面积为： /4） /4） *际空塔气速为： v=s 2 精馏塔有效高度计算： 精馏段有效高度为： Z 精 =（ N 精 5*m 提馏段有效高度为： Z 提 =（ N 提 12*、塔板主要工艺尺寸的计算 17 1 溢流装置的设计 因塔径是 选用单溢流弓形降液管，采用凹形受液盘。 溢流堰（出口堰） 堰长 取 溢流堰高度 hW=用平直堰，堰上液层高度： 000） E（ Lh/（ 2/3） 精馏段： 近似取 E=1，则： 000） *（ 600） / 2/3） =板上清液高度 0 1226=馏段： 近似取 E=1 则： h 000） *（ 600） / 2/3） =板上清液高度为 0： hw= 降液管 弓形降液管宽度 f 由 =查图得 T=： d=馏段：用下式验算降液管中停留时间，即： =（ 3600（ =（ 3600*（ 600） = 5s 提馏段：其停留时间为： =（ 3600（ ） =（ 3600*（ 600） =5s 故降液管设计合理。 降液管底隙高度 馏段：取降液管底隙的流速 s h/（ 3600* =（ 600） /（ 3600*=4153=馏段：取将液管底隙的流速 s （ 3600 =（ 600） /（ 3600*= 受液盘：选用凹形受液盘，深度 50塔板设计 塔板布置 塔板的分块：因 D 800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 边缘区宽度的设定： 取 00700 看空区面积计算： x +【（ 】 x=D/2-（ =-（ =9 r=D/208/ *（ *）】 筛孔计算及排列： 本设计要求处理的物系无腐蚀性，可选用 4筛孔直径 筛孔按正三角排列，取孔中心距： t=3*6=18孔数目： n=（ （ ： =do/t） 2= 2=精馏段气体通过筛孔的气速为： s/ =s 提馏段气体通过筛孔的气速为： = =s 八、筛板的流体力学验算 1塔板压降 干板阻力的计算 精馏段 干板阻力 o） 2（ L） 1-（ a） 2 式中： 气体通过筛孔的速度 m/s 孔流速度 由于筛板的开孔率 = 15%，故上式可化简为： 20 o/(由 =6/4=o= 2（ =柱 提馏段： 2（ =气体通过液层阻力的计算： 精馏段 气体通过液层的阻力 中为充气系数，反应板上液层的充气程度，其值可查图得到，图中 定义式为： a( 1/2） s/（ = =s 所以 查图可知 =故 提馏段 气相动能因子 =（ = =s a = 查图 = 柱 液体表面张力的阻力 精馏段 液体表面张力所产生的阻力 （ 4 （ =（ 4*0（ 1 =柱 提馏段 液体表面张力产生的阻力 ： =（ 4 （ =（ 4*0（ 气体通过每层塔板的液柱高度： 精馏段： hp=hc+hl+柱 提馏段： = =柱 塔板压降： 精馏段： Pp=馏段： =0823*以精馏段和提馏段的塔板压降对于筛板的操作压力P=说很小，因此在本设计 中全塔按 p=可忽略压降。 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 精馏段 液沫夹带量常用下式计算： 0【 塔板上鼓泡层高度 m 22 一般取 （ 0（ 0【 / 提馏段 同样取 沫夹带量： （ 0（ 0【 / / 4. 漏液 精馏段： 漏液点气速 =s 实际孔速 定系数 K= 提馏段 漏液点气速 =s 实际孔速 定系数 K= 在本设计中无明显漏液。 5. 液泛 23 为防止塔内发生液泛，将液管内夜层高度 该满足下式关系即：p（ HT+ Hd=hp+hL+中： 降液管中液层高度， 与液体流过降压管的压降相当的液柱高度 精馏段 板上没有设进口堰，故可用下式计算： ） 2=柱 Hd=hp+hL+柱 取 p= p（ HT+= =以 p（ HT+ 提馏段 h d=） 2=柱 H d =h p+h L+h d=柱 取 p= p（ HT+h w） = =以 H d p（ HT+ 故在本设计中不会发生液泛现象。 九、塔板负荷性能图 1. 漏液线 精馏段 由 D, hL=hw+ 000） E（ w） 2/3 24 得： 整理得 提馏段 D hL=hw+h h 000） E（ Lh/2/3 得 V=，计算结果如下表示： 精馏段 m3/s） m3/s） 馏段 Ls/（ m3/s） Vm3/s） 此表数据可坐出漏液线 5 2. 液沫夹带线 精馏段 以 为限，求 （ 0】 【 3.2 s/（ =hw+ 000） *1*（ 36002/3= ） = （ 0 / （ 0 （ / 【 ）】 =理得： 71 提馏段 同样以 为限，求 （ 0】 【 3.2 ua=Vs/（ =s hw+h hw=h 000） *1*（ 36002/3= ） = （ 0 / （ 0 （ / 【 ）】 =理得： Vs= 在操作范围内认取几个值按上式计算，计算结果如下表示： 26 精馏段 m3/s） m3/s） 馏段 Ls/（ m3/s） Vs（ m3/s） 此表数据即可做出液沫夹带线 . 液相负荷下限线 精馏段 对于平直堰，取堰上液层高度 为最小液体负荷标准。 000） E（ 3600w） 2/3= E=1 则 （ 1000*】 3/2*（ 600） =s 据此做出与气体流量无关的垂直液相负荷下限 3 提馏段 同样取堰上液层高度 为最小液体负荷标准。 h 000） E（ 3600Ls/2/3= E=1 则 L（ 1000*】 3/2*（ 600） =s 据此做出与气体流量无关的垂直液相负荷下限 3， 3 27 以 =5 精馏段： =(T)/s T)/5=m3/s 提馏段： =(T)/ Ls=5s LT)/5=m3/s 据此作出与气体流量无关的垂直液相负荷上线线 4， ,4 精馏段 令 (HT+ Hd=l+Hp=hc+h1+ hL=hw+立得： 1) hc+h1+忽略 000） E（ 3600Ls/2/3, 入上式中，并整理得： a=式中： a=*(b= 1)hw c= d=000E(1+ )* 将有关数据代入得 : a= b=c= d=以 8 即 = 提馏段 令 (HT+, Hl+ , hL=联立得： -1) 忽略 将 =（ 000） E（ 3600Ls/2/3, 入上式中，并整理得： a=b 式中： a=*(b= 1)hw c= d=000E(1+ )* 将有关数据代入得 : a= b=c= d=以 =操作范围内任取几个 s)值，按上式计算 s)值，计算结果如下表所示： 精馏段 提馏段 29 (m3/s) (m3/s) m3/s) (m3/s) 此表数据即可作出液泛线 5,5 根据以上各线方程，可作出筛板塔的负荷性能图： 精馏段负荷性能图 提馏段负荷性能图 012345670 液沫夹带线 液相负荷下线线 液相负荷上限线 液泛线 30 在负荷性能图上，作出操作线。由图可看出，该筛板的操作上限为液泛线，下限为漏液线。查图得： 精馏段： Vs,m3/s Vs,m3/s 故操作弹性为 Vs,Vs,馏段： Vs,m3/s Vs,m3/s 故操作弹性为 Vs,Vs, 所设计筛板的主要结果汇总表 序号 项目 精馏段数值 提馏段数值 1 平均温度 t, 操作压力 P, 液相平均密度g/ 气相平均密度 12345670 液沫夹带线 液相负荷下限线 液相负荷上限线 液泛线 31 g/ 5 液相平均摩尔质量 g/ 气相平均摩尔质量 g/ 液相平均表面张力 L,mN/m 液相平均黏度Lm, 气相流率 s 2572 10 液相流率 s 1 实际塔板数 N 5 12 12 有效高度 Z,m 2 3 塔径 D,m 4 板间距 HT,m 5 溢流形式 单溢流 单溢流 16 降液管形式 弓形 弓形 17 堰长 Lw,m 8 堰高 hw,m 9 板上液层高度Hl,m 0 堰上液层高度 2 m 21 降液管低隙高度 ho,m 2 降液管宽度wd,m 3 降液管截面积4 受液盘形式 凹形 凹形 25 受液盘深度 ,m 6 安定区宽度s ),m 7 边缘区宽度Wc,m 8 开孔区面积 9 筛孔直径 do,m 0 筛孔数目 N 6224 6224 31 筛孔中心距 t,m 2 开孔率 % 3 实际空塔气速u,m/s 4 筛孔气速uO,m/s 3 35 稳定系数 K 6 干板阻力 hc,7 液层阻力 hL,8 表面张力阻力 9 每层板塔的压降 P,0 负荷上限Ls,s 1 负荷下线Ls,s 2 液沫夹带量ev, /3 每层塔板液柱高度 hp,4 气相负荷上限Vs,s 5 气相负荷下限Vs,s 6 操作弹性 一 34 1. 筒体与封头 （ 1） 筒体： =（ *1800） /（ 2*113*+=厚选 7用材质为 2） 封头 封头分为椭圆形封头，蝶形封头等几种，本设计中采用椭圆形封头，由公程直径 800得曲面高度 50边高度 5表面积 F 封 =积 V 封 =质量G=231用 4737 2. 人孔 人孔是安装或检修