精馏塔课程设计

1、绪论精馏是分离液体混合物最常用的一种单元操作，在化工、炼油、石油化工等工业中得到广泛的应用。精馏过程在能量的驱动下，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，实现原料混合物中各组分的分离。该过程是同时进行传热、传质的过程。为实现精馏过程，必须为该过程提供物流的贮存、输送、传热、分离、控制等的设备、仪表等构成精馏过程的生产系统。精馏设备主要是塔设备，其中最重要的类型为板式塔和填料塔。本次课程设计是F1型浮阀精馏塔的设计，浮阀塔是使用最广泛的一种塔型。浮阀塔之所以广泛应用，是由于它有以下特点：1生产能力大，由于塔板

2、上浮阀安排比较紧凑，其开孔面积大于泡罩塔板，生产能力比泡罩塔板大 20%40%，与筛板塔接近。2操作弹性大，由于阀片可以自由升降以适应气量的变化，因此维持正常操作而允许的负荷波动范围比筛板塔，泡罩塔都大。3塔板效率高，由于上升气体从水平方向吹入液层，故气液接触时间较长，而雾沫夹带量小，塔板效率高。4气体压降及液面落差小，因气液流过浮阀塔板时阻力较小，使气体压降及液面落差比泡罩塔小。5塔的造价较低，浮阀塔的造价是同等生产能力的泡罩塔的 50%80%，但是比筛板塔高 20%30。近几十年来，人们对浮阀塔的研究越来越深入，生产经验越来越丰富，积累的设计数据比较完整，因此

3、设计浮阀塔比较合适。1工艺流程1.1精馏过程工艺流程示意图图1-1所示为精馏装置流程图图1-1 精馏装置的流程1.2精馏过程工艺流程的说明首先，苯和甲苯的原料混合物进入原料罐，在里面停留一定的时间之后，通过泵进入原料预热器，在原料预热器中加热到泡点温度，然后，原料从进料口进入到精馏塔中。因为被加热到泡点，混合物为饱和液体，液相混合物在精馏塔中下降。气相混合物上升到塔顶上方的冷凝器中，这些气相混合物被降温到泡点，其中的液态部分进入到塔顶产品冷却器中，停留一定的时间然后进入苯的储罐，而其中的气态部分重新回到精馏塔中，这个过程就叫做回流。液相混合物就从塔底一部分进入到塔底产品冷却器中，一部分进入再沸

4、器，在再沸器中被加热到泡点温度重新回到精馏塔。塔里的混合物不断重复前面所说的过程，而进料口不断有新鲜原料的加入。最终，完成苯与甲苯的分离。2设备及操作条件2.1设备的确定精馏装置包括进料泵，精馏塔，原料预热器，蒸馏釜（再沸器），全冷凝器和产品冷凝器等设备。2.2操作条件的选择操作条件的选择通常以物系的性质、分离要求等工艺条件以及所能提供的公共实际条件作为前提，以达到某一目的为最优来选择适宜操作条件。在精馏装置中，首先选择精馏塔的操作条件，其他操作条件随之而定。同时，还要考虑本装置与上、下游装置衔接的工况。精馏塔操作条件的选择通常可以从以下几个方面考虑。2.2.1操作压力选择蒸馏过程中按操作压力

5、不同，分为常压蒸馏、减压蒸馏和加压蒸馏。一般地，除热敏性物系，凡通过常压蒸馏能够实现分离要求，并能用江河水或循环水将馏出物冷凝下来的物系，都采用常压蒸馏；对热敏性物系或者混合物泡点过高的物系，则宜采用减压蒸馏；对常压下馏出物冷凝温度过低的物系，需提高塔压或者采用深井水，冷冻盐水作为冷却剂；而常压下呈气态的物系必须采用加压蒸馏。甲苯和苯在常压下就能够分离出来，所以本课程设计在常压下操作就可以。2.2.2进料状况的选择进料状况一般有冷夜进料，泡点进料。对于冷夜进料，当组成一定时，流量一定对分离有利，节省加热费用。采用泡点进料不仅对稳定操作较为方便，且不受季节温度影响。综合考虑，设计上采用泡点进料。

6、泡点进料时，基于恒摩尔流假定，精馏段和提馏段上升蒸汽的摩尔流量相等，故精馏段和提馏段塔径基本相等，制造上较为方便。2.2.3加热方式的选择加热方式可分为直接蒸汽加热和间接蒸汽加热。直接蒸汽加热直接由塔底进入塔内。由于重组分是水，故省略加热装置。但在一定的回流比条件下，塔底蒸汽回流有稀释作用，使理论板增加，费用增加。间接蒸汽加热使通过加热器使釜液部分汽化。上升蒸汽与回流下来冷液进行传质，其优点是釜液部分汽化，维持原来的浓度，以减少理论板数，其缺点是增加加热装置。本设计塔釜采用间接蒸汽加热，塔底产品经冷却后送至储罐。2.2.4回流比的选择回流比是精馏塔的重要操作参数，它不仅影响塔的设备费还影响操作

7、费。对总成本的不利和有利影响同时存在，只是看哪种影响占主导，为此，操作回流比存在一个最优值，其优化的目标是设备费与操作费，即总成本费最小。一般来说，适宜的回流比大致为最小回流比的1.22倍，本设计物系属易分离物系，最小回流比较小，故操作回流比取最小回流比的1.5倍。3塔板的工艺计算3.1工艺条件和物系性质3.1.1工艺条件本设计的工艺条件数据见表3-1。表3-1 工艺条件数据物系苯-甲苯物系年处理量（300天）3万吨原料组成（苯的质量分数 下同）0.4馏出液组成0.998塔釜液组成0.01操作压力(KPa)4进料状况饱和液体进料操作回流比1.5Rmin单板压降(KPa)<0.7全塔效率5

8、2%3.1.2苯和甲苯的性质查文献1苯和甲苯的物理性质见表3-2。表3-2 20苯和甲苯的物理性质名称分子量密度（kg/m3）沸点（）黏度（mPa·s）表面张力（N/m）苯（1）78.1187980.100.7370.0286甲苯（2）92.13867110.630.6750.02793.2 精馏塔物料衡算根据工艺要求可以得出：进料量 F=48.51 kmol/h，原料组成xF=0.4402，馏出液组分xD=0.9983，釜液组分xW=0.0118。 利用文献2全塔物料衡算（10-21）式可以得到塔顶产品流率D和塔釜产品流率F。 kmol/h=21.07kmol/hkmol/h=27

9、.44kmol/h由苯和甲苯组成和分子量可以得出原料、馏出液、釜液的平均分子量：MF=85.96kg/kmol，MD=78.13kg/kmol，MW=91.96kg/kmol。所以原料、馏出液、釜液的质量流量分别为：mF=F×MF=48.51×85.96kg/h=4170kg/hmD=F×MD=21.07×78.13kg/h=1580kg/hmW=F×MW=27.44×91.96kg/h=2520kg/h3.3理论塔板数的计算相对挥发度的确定查文献2可得苯-甲苯物系在某些温度t下的值，见表3-3。表3-3 苯-甲苯物系在某些温度t下的

10、值t/80.184889296100104108110.62.602.562.532.492.462.432.402.372.35可见随着温度的升高，或x的减小，略有减小，但变化不大。的值可对表3-3中两端的数据取平均值知道了相对挥发度的值，利用文献2（10-8）式可知苯-甲苯物系的相平衡方程为 （3-1） （3-1a）进料方程的确定本设计进料状况为饱和液体，即进料液相分率q=1。查文献2可知进料方程为 (3-2)最小回流比的确定查文献2可知进料方程线与相平衡方程线的交点为（xe,ye）。联立（3-1），（3-2）两式可得：xe=0.4402 ye=0.6606根据文献2(10-40)式可知操

11、作回流比R=1.5Rmin=1.5×1.53=2.2953.3.4精馏塔气液相负荷精馏段：L=RD=2.295×21.07kmol/h=48.36kmol/h V=L+D=48.36+21.07kmol/h=69.43kmol/h提馏段：L=L+qF=48.36+1×48.51 kmol/h=96.87kmol/h V=V-(1-q)F=69.43kmol/h3.3.5操作线方程的确定根据文献2(10-27)式可知精馏段的操作线方程为 (3-3)根据文献2(10-30)式可知提馏段的操作线方程为 （3-4）3.3.6理论板数的确定理论板数的求取原理是交替地应用相平

12、衡和物料衡算两关系式。本设计采用逐板计算法计算理论板数，精馏段理论板数联立相平衡线和精馏段操作线，提馏段理论板数联立相平衡线和提馏段操作线。由于塔顶采用全凝器，所以有y1=xD=0.9983代入相平衡线方程（3-1a）式把x1=0.9958代入精馏段操作线方程（3-3）式y2 =0.6965 x1 +0.3030=0.9966把y2 =0.9966代入相平衡线方程（3-1a）式得x2=0.9916同理可以计算精馏段下板数yx10.99830.995820.99660.991630.99360.984440.98860.972350.98020.952460.96630.920670.94420

13、.872580.91070.804690.86340.7187100.80350.6230110.73690.5306120.67280.4533130.61910.3964因为x13=0.3964<0.4402,所以把x13=0.3964代入提馏段操作方程线（3-4）y14=0.5484利用相平衡线方程（3-1a）式得x14=0.3291同理可以计算提馏段如下板数yx140.54840.3291150.45460.2519160.34680.1766170.24180.1141180.15450.0688190.09130.0390200.04970.0207210.02420.009

14、9所以，除去塔底冷凝器需要的理论总塔板数为20块板，其中精馏段为13块板，提馏段为7块板，进料位置为13号板。3.4实际塔板数的计算查文献3可知理论塔板数和实际塔板数的关系表示为 (3-5)式中 N实际塔板总数； NT理论塔板总数； ET全塔效率，本设计ET=0.52。由（3-5）式N=20/0.52=39(块)其中精馏段实际塔板数N1=13/0.52=25(块)提馏段实际塔板数N2=7/0.52=14(块)在实际精馏塔中塔板总数为39块，其中精馏段有25块，提馏段有14块，进料位置为25号塔板。4精馏塔的工艺计算4.1操作条件及相关物性数据的计算4.1.1操作压力的计算塔顶压力 PD=101

15、.325+4=105.325KPa单板压降 P=0.7KPa进料板压力 PF=105.325+0.7×25=122.825KPa塔底压力 PW=105.325+0.7×39=132.625KPa精馏段平均操作压力P1=(105.325+122.825)/2=114.075KPa提馏段平均操作压力P2=(132.625+122.825)/2=127.725KPa全塔的平均操作压力 P=(105.325+132.625)/2=118.975KPa4.1.2操作温度的计算查文献2可得苯-甲苯物系在某些温度t下的x值，见表4-1表4-1 苯-甲苯物系在某些温度t下的x值t/80.1

16、84889296100104108110.6x10.8160.6510.5040.3730.2570.1520.0570利用插值法可以计算出塔顶温度tD=80.14，进料温度tF=93.95，塔底温度tW=110.06。精馏段的平均温度为t1=87.05，提馏段的平均温度为t2=1024.1.3液相平均表面张力的计算液相平均表面张力计算依据公式计算。查文献4苯和甲苯在不同温度下的表面张力见表4-2。表4-2 苯和甲苯在不同温度下的表面张力mN/m温度（）8090100110120苯（1）21.2720.0618.8517.6616.49甲苯（2）21.6920.5919.4418.4117.3

17、1利用插值法计算出tW，tF，tD下苯和甲苯的表面张力。tD=80.14，D=0.998下1=21.25 mN/m，2=21.67 mN/m，Lm=21.25mN/mtF=93.95，F=0.4下1=19.58 mN/m，2=20.33 mN/m，Lm=20.00mN/mtW=110.06，W=0.01下1=17.65 mN/m，2=18.40. mN/m，Lm=18.39 mN/m精馏段液相的平均张力Lm1=（21.25+20.00）/2=20.625 mN/m提馏段液相的平均张力Lm2=（18.39+20.00）/2=19.1955 mN/m平均摩尔质量的计算塔顶yD=0.9983,xD=

18、0.9958气相平均摩尔质量MVD=0.9983×78.11+(1-0.9983)×92.13=78.13kg/kmol液相平均摩尔质量MLD=0.9958×78.11+(1-0.9958)×92.13=78.17kg/kmol进料口yF=0.6606,xF=0.4402气相平均摩尔质量MVF=0.6606×78.11+(1-0.6606)×92.13=82.87kg/kmol液相平均摩尔质量MLF=0.4402×78.11+(1-0.4402)×92.13=85.96kg/kmol塔顶yW=0.0287,xW=0

19、.0118气相平均摩尔质量MVW=0.0287×78.11+(1-0.0287)×92.13=91.73kg/kmol液相平均摩尔质量MLW=0.0118×78.11+(1-0.0118)×92.13=91.96kg/kmol精馏段气相平均摩尔质量MV1=（78.13+82.87）/2=77.35 kg/kmol液相平均摩尔质量ML1=（78.17+85.96）/2=72.07 kg/kmol提馏段气相平均摩尔质量MV2=（91.73+82.87）/2=87.30 kg/kmol液相平均摩尔质量ML2=（91.96+85.96）/2=88.96 kg/k

20、mol平均密度的计算查文献4苯和甲苯在不同温度下的密度见表4-3。表4-3 苯和甲苯在不同温度下的密度kg/m3温度（）8090100110120苯（1）815803.9792.5780.3768.9甲苯（2）810800.2790.3780.3770.0查文献1混合物的密度公式为。利用插值法计算出tW，tF，tD下苯和甲苯的密度。tD=80.14，D=0.998下1=814.8kg/m3，2=808.6kg/m3，LD=814.8kg/m3。tF=93.95，F=0.4下1=799.4kg/m3，2=796.3kg/m3，LF=797.5kg/m3。tW=110.06，W=0.01下1=78

21、0.2kg/m3，2=780.2kg/m3，LW=780.2kg/m3。精馏段液相的平均密度为L1=（814.8+797.5）/2=806.15kg/m3提馏段液相的平均密度为L2=（780.2.+797.5）/2=788.85kg/m3气相的密度可以有理想气体状态方程计算，即精馏段的气相平均密度为提馏段的气相平均密度为 4.1.6体积流量的计算（1）精馏段液、气相的体积流量液相的体积流量气相的体积流量（2）提馏段液、气相的体积流量液相的体积流量气相的体积流量4.2塔工艺的计算4.2.1塔径的计算（1）精馏段塔径的计算查文献4选取板间距HTm=0.4m，常压塔清液层高度取hL=0.06m，故H

22、Tm-hL=0.34m。气液两相流动参数。查文献4中Smith关联图，C20=0.075。精馏段液相平均张力Lm1=20.625 mN/m。校正得到的气体负荷因子C液泛气速uf选取泛点率为0.7。设计速度u塔径D按标准塔径圆整到D=1m。实际空塔气速为（2）提馏段塔径的计算查文献4选取板间距HTm=0.4m，常压塔清液层高度取hL=0.06m，故HTm-hL=0.34m。气液两相流动参数。查文献4中Smith关联图，C20=0.068。精馏段液相平均张力Lm1=19.195 mN/m。校正得到的气体负荷因子C液泛气速uf选取泛点率为0.7。设计速度u塔径D按标准塔径圆整到D=1m。实际空塔气速

23、为塔高的计算查文献4塔的总高度由有效传质高度、底部和顶部空间高度及裙座构成，这里的塔高是指有效传质高度。若全塔的板间距是一致的，可以按照下式计算板式塔的有传质效高度Z=(N-1)HT=(39-1)×0.4m=15.2m设釜液在釜内停留时间20min，釜液的高度Z=1.4m将进料板间距增大到700mm，人孔所在的板间距增至800mm，此外再考虑塔顶端及釜液上方的气液分离空间高度均取1.5m，裙座取3m。则塔总高H=20.3m4.3塔板工艺尺寸的计算4.3.1溢流装置的设计查文献5塔径D=1000mm,溢流装置适合选取单溢流，弓形降液管，平行受液盘及平直溢流堰，不设进口堰。各项计算如下：

24、（1） 溢流堰长 lW=0.70D=0.7m（2） 出口堰高 hW=hL-hOW堰上方液头高度hOW可由下式计算式中溢流收缩系数E可近似取为1。对于精馏段：hOW=0.01m。所以出口堰高：hW=hL-hOW=0.06-0.01m=0.05m对于精馏段：hOW=0.018m。所以出口堰高：hW=hL-hOW=0.06-0.018m=0.042m (3)堰宽与弓形降液管的面积由lW/D=0.70，查文献5图可知bd/D=0.149，Ad/AT=0.085。即堰宽 bd=0.149mm降液管面积 Ad=0.0668m2（4）降液管底隙高度查文献4选取弓形降液管底隙高度hd=0.025m （5）液体

25、在降液管内的停留时间查文献4，用以下公式计算液体在降液管内的停留时间则精馏段=22.3s，提馏段=8.6s。停留时间大于3s符合要求。浮阀数及排列方式 查文献5，选取安定区宽度bs=bs=0.075m，边缘区宽度bc=0.05m选取F1型浮阀，重阀，阀孔直径d0=0.039m。初选阀孔动能因子F0=11.计算阀孔气速精馏段浮阀个数 有效传质面积式中所以 Aa=0.431m2浮阀排列方式采用等腰三角形叉排。等腰三角形高取t=0.075m，则排间距取t=0.085m。实际安排浮阀个数n=68。按N=68重新核算孔速和阀孔动能因子阀孔动能因子变化不大，仍满足要求。塔板开孔率塔板开孔率也满足要求。提馏

26、段浮阀个数 提馏段按精馏段塔板浮阀排列设计也是合理的。4.3浮阀塔板流动性能的核算4.3.1 液沫夹带量的校核为控制液沫夹带量ev过大，应使泛点F10.80.82。浮阀塔板泛点率由下式计算式中ZL=D-2bd=1-2×0.149=0.702mAb=AT-2Ad=0.785-2×0.0668=0.6514m2精馏段查文献4泛点负荷图CF=0.118，K=1.0。提馏段查文献4泛点负荷图CF=0.118，K=1.0。所得泛点率F1低于0.8，故不会产生过量的液沫夹带。 塔板阻力的计算精馏段(1)干板阻力h0临界孔速 <u0因阀孔气速u0大于其临界阀孔气速uoc，故应在浮阀

27、全开状态计算干板阻力。(2)塔板清液层阻力h1h1=0.5 hL=0.5×0.06=0.03m(3)克服表面张力阻力h由以上三项阻力之和求得塔板阻力hfhf= h0+ h1+h=0.039+0.03+0.00027=0.06927m即单板压降PP=Lg hf=806.15×9.81×0.06927=547.8Pa单板压降小于0.7KPa，符合要求。提馏段(1)干板阻力h0临界孔速 <u0因阀孔气速u0大于其临界阀孔气速uoc，故应在浮阀全开状态计算干板阻力。(2)塔板清液层阻力h1h1=0.5 hL=0.5×0.06=0.03m(3)克服表面张力阻

28、力h由以上三项阻力之和求得塔板阻力hfhf= h0+ h1+h=0.042+0.03+0.00026=0.07226m即单板压降PP=Lg hf=788.85×9.81×0.07226=559.2Pa单板压降小于0.7KPa，符合要求。 降液管液泛校核精馏段降液管中清液高度HdHd=hw+how+hf+hd式中忽略不计，则Hd=hw+how+hf+hd=0.05+0.01+0.06927+0.00072=0.13m取=0.5Hd= Hd /=0.13/0.5=0.26m而HT+hw=0.4+0.05=0.45> Hd,故不会发生液管液泛。提馏段降液管中清液高度HdHd