苯-甲苯连续精馏塔设计1精讲

1、设计任务书(一) 设计题目试设计一座苯甲苯连续精馏塔，要求年产纯度为 95% 的苯年，塔顶馏出液中含苯不得低于 95% ，塔釜馏出液中含苯不得高于料液中含苯 39% 。（以上均为质量分数）2.9522%万吨 /，原(二) 操作条件1) 塔顶压力 常压2) 进料热状态 自选3) 回流比 自选4) 塔底加热蒸气压力 0.5Mpa（表压）5) 单板压降 0.7kPa6) 塔顶操作压力 4kPa(三) 塔板类型自选(四) 工作日每年工作日为 300 天，每天 24 小时连续运行 (7200 小时 )。(五) 设计说明书的内容1. 设计内容(1) 流程和工艺条件的确定和说明(2) 操作条件和基础数据(3

2、) 精馏塔的物料衡算；(4) 塔板数的确定；(5) 精馏塔的工艺条件及有关物性数据的计算；(6) 精馏塔的塔体工艺尺寸计算；(7) 塔板主要工艺尺寸的计算；(8) 塔板的流体力学验算；(9) 塔板负荷性能图；(10) 主要工艺接管尺寸的计算和选取（进料管、回流管、釜液出口管、塔顶蒸汽管、人孔等）(11) 塔板主要结构参数表(12) 对设计过程的评述和有关问题的讨论。2. 设计图纸要求：1) 绘制生产工艺流程图（ A3 号图纸）；2) 绘制精馏塔设计条件图（ A3 号图纸）。目录1.流程和工艺条件的确定和说明 .12.操作条件和基础数据 .12.1.操作条件 .12.2.基础数据 .13.精馏塔

3、的物料衡算 .13.1.原料液及塔顶、塔顶产品的摩尔分率 .13.2.原料液及塔顶、塔底产品的平均摩尔质量 .23.3.物料衡算 .24.塔板数的确定 .24.1.理论塔板层数 NT 的求取 .24.1.1. 绘 t-x-y 图和 x-y 图 .24.1.2.最小回流比及操作回流比的确定 .34.1.3.精馏塔气、液相负荷的确定.44.1.4. 求操作线方程 .44.1.5. 图解法求理论板层数 .44.2.实际塔板数的求取 .55.精馏塔的工艺条件及有关物性的计算 .55.1.操作压力计算 .55.2.操作温度计算 .55.3.平均摩尔质量计算 .65.4.平均密度计算 .65.4.1. 气

4、相平均密度计算 .65.4.2. 液相平均密度计算 .65.5.液体平均表面张力计算 .75.6.液体平均黏度计算 .75.7.全塔效率计算 .85.7.1. 全塔液相平均粘度计算 .85.7.2. 全塔平均相对挥发度计算 .85.7.3. 全塔效率的计算 .96.精馏塔的塔体工艺尺寸计算 .96.1.塔径的计算 .96.2.精馏塔有效高度的计算 .107.塔板主要工艺尺寸的计算 .107.1.溢流装置计算 .107.1.1. 堰长 lW .117.1.2. 溢流堰高度 hW .117.1.3. 弓形降液管宽度 W d 和截面积 Af.117.1.4. 降液管底隙高度 h0 .117.2.塔板

5、布置 .127.2.1. 塔板分布 .127.2.2. 边缘区宽度确定 .127.2.3. 开孔区面积计算 .127.2.4. 筛孔计算及其排列 .128.筛板的流体力学验算 .128.1.塔板压降 .128.1.1. 干板阻力 hc 计算 .128.1.2.气体通过液层的阻力1 计算 .13h8.1.3. 液体表面张力的阻力h计算 .138.2.液面落差 .138.3.液沫夹带 .148.4.漏液.148.5.液泛.159.塔板负荷性能图 .159.1.漏液线 .159.2.液沫夹带线 .169.3.液相负荷下限线 .169.4.液相负荷上限线 .179.5.液泛线 .1710.主要工艺接管

6、尺寸的计算和选取 .1910.1.塔顶蒸气出口管的直径 dV .1910.2.回流管的直径 dR .1910.3.进料管的直径 dF .1910.4.塔底出料管的直径 dW .1911.塔板主要结构参数表 .2012.设计实验评论 .2113.参考文献 .2214.附图（工艺流程简图、主体设备设计条件图）.221. 流程和工艺条件的确定和说明本设计任务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。塔顶上升蒸气采用全凝器冷凝，冷凝液在泡点下一部分回流至塔内，其余部分经产品冷凝冷却后送至储罐。 该物系属易分离物系，

7、最小回流比较小， 故操作回流比取最小回流比的1.4 倍。塔釜采用间接蒸汽加热， 塔底产品经冷却后送至储罐。2. 操作条件和基础数据2.1. 操作条件塔顶压力常压4kPa进料热状态泡点进料回流比1.759 倍塔底加热蒸气压力0.5Mpa（表压）单板压降 0.7kPa。2.2. 基础数据进料中苯含量（质量分数）39%塔顶苯含量（质量分数）95%塔釜苯含量（质量分数）2%生产能力（万吨 /年）2.9523. 精馏塔的物料衡算3.1. 原料液及塔顶、塔顶产品的摩尔分率甲醇的摩尔质量MA=78.11 kg/kmol水的摩尔质量MB=92.13 kg/kmol0.39/ 78.11xF =0.4300.3

8、9 / 78.110.61/ 92.130.95 / 78.11xD =0.9570.95 / 78.110.05 / 92.13xW=0.02 / 78.11=0.0240.02 / 78.110.98 / 92.1313.2. 原料液及塔顶、塔底产品的平均摩尔质量MF = 0.430×78.11+（1-0.430）× 92.13=86.10kg/kmolMD = 0.957×78.11+（1-0.957）× 92.13=78.71 kg/kmolMW= 0.024×78.11+（1-0.024）× 92.13=91.79 kg/k

9、mol3.3. 物料衡算生产能力 F= 4100 =47.62 kmol/h86.10总物料衡算47.62=D+W苯物料衡算47.62×0.430=0.957D+0.02W联立解得D=20.72 kmol/hW=26.90 kmol/h4. 塔板数的确定4.1. 理论塔板层数 NT 的求取苯甲苯属理想物系，可采用图解法求理论板层数。4.1.1. 绘 t-x-y 图和 x-y 图由手册 1 查的甲醇 -水物系的气液平衡数据表一苯甲苯气液平衡 苯（ 101.3KPa）/%（mol）沸点 /110.56105.71101.7898.2595.2492.43气相组成0.020.837.250

10、.761.971.3液相组成0.010.020.030.040.050.0沸点 /89.8287.3284.9782.6181.2480.01气相组成79.185.791.295.998.0100.0液相组成60.070.080.090.095.0100.0由上数据可绘出和t-x-y 图和 x-y 图。图一2图二4.1.2.最小回流比及操作回流比的确定3采用作图法求最小回流比。 因为是泡点进料， 则 xF =x q，在图二中对角线上，自点（ 0.430，0.430）作垂线即为进料线（q 线），该线与平衡线的交点坐标为yq = 0.654xq=0.430336故最小回流比为x Dyq=0.957

11、0.654Rmin=x q0.654=1.353y q0.430则操作回流比为R= 1.3Rmin =1.3× 1.353=1.7594.1.3.精馏塔气、液相负荷的确定L=RD =1.759×20.72=36.45 kmol/hV=(R+1)D =（1.759+1）× 20.72=57.17 kmol/hL=L+F =36.45+47.62=84.07 kmol/hV=V =57.17 kmol/h4.1.4. 求操作线方程相平衡方程xnyn2.471.47yn精馏段操作线方程为yL xD xD1.759 x0.9570.638 x0.347VV2.7592.7

12、59提馏段操作线方程为y'L' x'W xw84.07x'0.64561.470x' 0.0113V 'V '57.1757.174.1.5. 求理论板层数1)采用图解法求理论板层数，如图二所示。求解结果为总理论塔板数NT=16（包括再沸器）进料板位置NF=92)逐板计算求理论塔板数xyxy10.9010.95790.3640.58620.8270.922100.3080.52430.7380.875110.2420.441440.6450.818120.1760.34550.5600.759130.1170.24760.4910.704

13、140.0720.16170.4400.660150.04060.09580.4060.628160.01980.048x <x换提馏段方程逐板计算进料板在 N=88 qFx16<xw 总理论塔板数NT=164.2. 实际塔板数的求取全塔效率假设 0.54塔内实际板数N=(16-1)/0.54=28实际进料板位置Nm=NR+1=16精馏段实际板层数N 精=8/0.54=15提馏段实际板层数N 提=7/0.54=135. 精馏塔的工艺条件及有关物性的计算5.1. 操作压力计算塔顶操作压力PD=101.30 + 4 =105.30 kPa每层塔板压降P=0.70 kPa进料板压力PF=

14、101.30+0.70×15=115.80 kPa精馏段平均压力Pm=(105.30+115.80) / 2=110.60 kPa5.2.操作温度计算1）由图二得出塔顶温度tD=82.2 oC进料板温度tF=99.6 oC精馏段平均温度tm （）=82.2+99.6 /2=90.9 oC2）示差法计算依据操作压力， 由泡点方程通过试差法计算出泡点温度，其中苯、甲苯的饱和蒸气压由安托尼方程计算，计算过程略。计算结果如下：塔顶温度tD82.2进料板温度tF99.6精馏 段平 均 温度t m （82.2 99.6 ） /2=90.9 55.3. 平均摩尔质量计算1）塔顶平均摩尔质量计算由

15、xD=y 1=0.957，逐板计算得x1 = 0.901MVDm=0.957× 78.11+（1-0.957）× 92.13=78.71 kg/kmol MLDm= 0.901× 78.11+（ 1-0.901）× 92.13=79.51 kg/kmol2）进料板平均摩尔质量计算由逐板计算解理论板，得yF=0.628xF=0.406M VFm=0.628×78.11+（1-0.628）× 92.13= 83.32 kg/kmol M LFm=0.406× 78.11+（ 1-0.406）× 92.13= 86.44

16、 kg/kmol3）精馏段平均摩尔质量M Vm=（78.71+83.32）/2=81.02 kg/kmolM Lm=（79.51+86.44）/2=82.98 kg/kmol5.4.平均密度计算5.4.1. 气相平均密度计算由理想气体状态方程计算，即Vm = Pm M Vm105.15 81.022.815 kg/m3RTm8.314 （90.9 273.15)5.4.2. 液相平均密度计算液相平均密度依下式计算，即1/Lm=ai /i塔顶液相平均密度的计算有 tD =82.2 oC，查手册 2 得A=812.7 kg/m3B =807.9 kg/m3LDm =1812.49 kg/m30.9

17、57 / 812.70.043 / 807.9进料板液相平均密度计算6有 tF=99.6 oC，查手册 2 得A=793.1 kg/m3B =790.8kg/m3进料板液相的质量分率A=0.40678.110.36778.110.5940.40692.13LFm=1791.64 kg/m30.367 / 793.10.633 / 790.8精馏段液相平均密度为Lm =（812.49+791.64） /2=802.07 kg/m35.5. 液体平均表面张力计算液相平均表面张力依下式计算，即Lmxii塔顶液相平均表面张力的计算有 tD =82.2 oC，查手册 2 得A =21.24 mN/mB=

18、21.42 mN/mLDm =0.957×21.24+0.043×21.42=21.25 mN/m进料板液相平均表面张力的计算有 tF=99.6 oC，查手册 2 得A =18.90 mN/mB=20.04 mN/mLFm =0.406×18.90+0.594×20.04=19.58 mN/m精馏段液相平均表面张力为Lm =（21.25+19.58）/2=20.42 mN/m5.6.液体平均黏度计算液相平均粘度依下式计算，即lgLmxi lgi塔顶液相平均粘度的计算由 tD =82.2 oC，查手册 2 得A=0.302mPa·s=0.306m

19、Pa · sBlg LDm0.957lg( 0.302)0.043lg( 0.306)7解出LDm=0.302 mPa· s进料板液相平均粘度的计算由 tF=99.6 oC，查手册 2 得A=0.256 mPa·sB=0.265 mPa·slgLFm 0.406lg( 0.256)0.594lg( 0.265)解出LFm=0.261 mPa· s精馏段液相平均粘度为Lm=（0.302+0.261 ） /2=0.2825.7. 全塔效率计算5.7.1. 全塔液相平均粘度计算塔顶液相平均粘度为LDm=0.302 mPa· s塔釜液相平均粘

20、度的计算由 tW=117.2oC，查手册 2 得A=0.22 mPa·sB=0.24 mPa·slgL Wm0.0198lg( 0.22)(10.0198) lg(0.24)解出LWm=0.24mPa·s全塔液相平均粘度为L=（0.302+0.24 ） /2=0.27 mPa ·s5.7.2. 全塔平均相对挥发度计算相对挥发度依下式计算，即mDWPA（理想溶液）PB塔顶相对挥发度的计算由 tD =82.2 oC，查手册 2 得PA°=104.80 KPaPB °=40 KPa8PA104.80D2.62PB40由 tW=117.2 o

21、C，查手册 2 得A°=250 KPaPB° =100.60 KPaPPA2502.48W100.60PB全塔相对挥发度为mDW2.62 2.48 2.555.7.3. 全塔效率的计算L 2.55 0.27 0.69查精馏塔全塔效率关联图3 得全塔效率 E0 '=0.50筛板塔校正值为1.1故 E0=1.1E0'=1.1 ×0.50=0.55与假定值相当接近，计算正确。6. 精馏塔的塔体工艺尺寸计算6.1. 塔径的计算精馏段的气、液相体积流率为VsVM Vm57.1781.020.457 m3/s3600 Vm36002.815LsLM Lm36.

22、4582.980.00105 m3/s3600 Lm3600802.07由 umaxLV= CV0.2式中 C= C20 ()，查手册史密斯关联图 4其中横坐标为L s(L)1/ 2=0.00105802.071/ 2=0.039FLV()VsV0.4572.8159取板间距 HT=0.45 m，板上液层高度hL=0.06m,则HT-hL =0.45-0.06=0.39m查史密斯关联图可得C20=0.082C= C20( ) 0.2=0.082× ( 20.42 )0 .2 =0.08232020802.072.815umax=0.0823×=1.387m/s取安全系数为

23、0.7，则空塔气速为u= 0.7umax=0.70× 1.387=0.971m/s4Vs40.457D=0.774mu3.140.971按标准塔径圆整后为D=0.80 m塔截面积为AT= D20.8020.502 m244实际空塔气速为0.457u=0.910 m/s0.5026.2. 精馏塔有效高度的计算精馏段有效高度为Z 精 =(N 精 -1)× HT=(15-1)×0.45=6.30 m提馏段有效高度为Z 提 =(N 提 -1)× HT=(13-1)×0.45=5.40 m在进料板上方开一个人孔，其高度为0.80 m则精馏塔的有效高度为Z

24、= Z 精 + Z 提 +0.80=6.30+5.40+0.80=12.50 m7. 塔板主要工艺尺寸的计算7.1. 溢流装置计算因塔径 D=0.80 m，选用单溢流弓形降液管，采用凹形受液盘。各项计算如下：107.1.1. 堰长 lW取 lW=0.726D=0.726× 0.80 =0.581 m7.1.2. 溢流堰高度 hW由 hW=hL-hOW选用平直堰，堰上液层高度 hOW= 2.84E（ Lh ）2/31000l w2.841.025 （0.0010536002/ 3=0.0101mhOW=0.581）1000取板上请液层高度hL =0.06m则hW=hL -hOW=0.0

25、6-0.0101=0.0499m 符合加压情况下 4080mm 的范围7.1.3. 弓形降液管宽度 W d 和截面积 Af由lW/D=0.726查手册弓形降液管的参数图4 得AfWd0.160.100DAT则Af=0.050 m2Wd =0.125 m验算液体在降液管中停留时间，即 = 3600 Af H T = 36000.0500.45 =21.43 s > 5 sLh0.00105 3600故降液管设计合理7.1.4. 降液管底隙高度 h0Lhh03600lw u0 '取 u0=0.06 m/s0.001053600=0.0301m符合小塔径 h0 不小于 25mm 的要求

26、。则 h00.5810.063600hW-h0=0.0499-0.0301=0.0198m 0.006m故降液管底隙高度设计合理。选用凹形受液盘，深度h'W =50mm117.2. 塔板布置7.2.1. 塔板分布因 D=0.80m，所以采用分块式。查手册4 得，塔板分为 3 块。7.2.2. 边缘区宽度确定取安定区 WsW 's0.06m，边缘区 Wc=0.05m。7.2.3. 开孔区面积计算开孔区面积 A a 按下式计算，Aa 2( x r 2x2r 2sin1 x )180r其中 x= D(WdWS )0.8 -(0.125+0.05)=0.225m22DWc0.8 -0.

27、05=0.35mr=22则 Aa=0.292 m27.2.4. 筛孔计算及其排列苯甲苯体系处理的物系无腐蚀性，选用 =3mm 碳钢板，取筛孔直径 d0=5mm。筛孔按正三角排列，取孔中心距t 为t=2.5 d =2.5× 5=12.5mm0筛孔数目 n 为n=11581000 Aa =1.1580.292 =2165 个tt0.01252开孔率为=0.907（ d0 ） 2=0.907( 0.005 )2 =14.51%t0.0125气体通过阀孔的气速为u0= Vs =0.45710.79 m/sA00.292 0.14518. 筛板的流体力学验算8.1. 塔板压降8.1.1. 干板

28、压降 hd 计算12干板压降可由下式计算，hd=1u02V）（c0）（2gL由 d0 ，查手册干筛孔的流量系数图4，可得孔流系数0/=5/3=1.67C =0.78hd1（10.7922.815）0.034m 液柱故）（=9.810.78802.0728.1.2. 气体通过液层的阻力 hL 计算ua=Va=0.4570.971 m/sATAf0.52070.0502a1/21/2）= 0.971 2.8151.63 kg /（s· mF = uva查手册充气系数关联图 4 可得=0.59则 hL= (hw+how)=0.59（0.0499+0.0101） =0.035m 液柱8.1.

29、3. 液体表面张力的阻力h计算液体表面张力所产生的阻力h由下式计算h= 4 L4 20.4210 30.0021m 液柱L gd0802.07 9.810.005气体通过每层塔板的液柱高度hp 由下式得hp= h1+ h+ hc=0.034+0.035+0.0021=0.0711m液柱气体通过每层塔板的压降为Pp= hpL g=0.0711× 802.07×9.81=559.44 Pa<700Pa（设计允许值）8.2. 液面落差液面落差h 由下式计算 0.215(250b1000hf )2(3600Ll )Z1 h3(1000bhL ) L平均液流宽度(D l w )(0.80 0.581)b0.69 m22塔板上鼓泡层高度13h f2.5hL2.50.0350.0875 m内外堰间距离Z1D2Wd0.820.1250.55 m液相流量LLLs=0.00105 m3/s故h 0.215(250 0.69 10000.0875) 2 0.27(36000.00105) 0.5