苯-甲苯溶液分离过程板式精馏塔设计

摘要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。本设计的题目是苯一甲苯二元物系板式精馏塔的设计。在确定的工艺要求下，确定设计方案，设计内容包括精馏塔工艺设计计算，塔辅助设备设计计算，精馏工艺过程流程图，精馏塔设备结构图，设计说明书。关键词：板式塔；苯一甲苯；工艺计算；结构图1引言塔设备是化工、石油化工、生物化工、制药化工等生产过程中广泛采用的气液传质设备。根据塔内气液接触构件的结构形式，可分为板式塔和填料塔两种。精馏塔是进行精馏的一种塔式汽液接触装置，又称为蒸馏塔。有板式塔与填料塔两种主要类型。根据操作方式又可分为连续精馏塔与间歇精馏塔。蒸气由塔底进入，与下降液进行逆流接触，两相接触中，下降液中的易挥发（低沸点）组分不断地向蒸气中转移，蒸气中的难挥发（高沸点）组分不断地向下降液中转移，蒸气愈接近塔顶，其易挥发组分浓度愈高，而下降液愈接近塔底，其难挥发组分则愈富集，达到组分分离的目的。由塔顶上升的蒸气进入冷凝器，冷凝的液体的一部分作为回流液返回塔顶进入精馏塔中，其余的部分则作为馏出液取出。塔底流出的液体，其中的一部分送入再沸器，热蒸发后，蒸气返回塔中，另一部分液体作为釜残液取出。2设计方案的确定2.1操作条件的确定确定设计方案是指确定整个精馏装置的流程、各种设备的结构型式和某些操作指标。例如组分的分离顺序、塔设备的型式、操作压力、进料热状态、塔顶蒸汽的冷凝方式等。下面结合课程设计的需要，对某些问题作些阐述。2.1.1操作压力蒸馏操作通常可在常压、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进行考虑。例如，采用减压操作有利于分离相对挥发度较大组分及热敏性的物料，但压力降低将导致塔径增加，同时还需要使用抽真空的设备。对于沸点低、在常压下为气态的物料，则应在加压下进行蒸馏。当物性无特殊要求时，一般是在稍高于大气压下操作。但在塔径相同的情况下，适当地提高操作压力可以提高塔的处理能力。有时应用加压蒸馏的原因，则在于提高平衡温度后，便于利用蒸汽冷凝时的热量，或可用较低品位的冷却剂使蒸汽冷凝，从而减少蒸馏的能量消耗。2.1.2进料状态进料状态与塔板数、塔径、回流量及塔的热负荷都有密切的联系。在实际的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。2.1.3加热方式蒸馏釜的加热方式通常采用间接蒸汽加热，设置再沸器。有时也可采用直接蒸汽加热。然而，直接蒸汽加热，由于蒸汽的不断通入，对塔底溶液起了稀释作用，在塔底易挥发物损失量相同的情况下，塔底残液中易挥发组分的浓度应较低，因而塔板数稍有增加。采用直接蒸汽加热时，加热蒸汽的压力要高于釜中的压力，以便克服蒸汽喷出小孔的阻力及釜中液柱静压力。对于苯-甲苯溶液，一般采用1.1~2.0KPa（表压）。2.2确定设计方案的原则确定设计方案总的原则是在可能的条件下，尽量采用科学技术上的最新成就，使生产达到技术上最先进、经济上最合理的要求，符合优质、高产、安全、低消耗的原则。为此，必须具体考虑如下几点：2.2.1满足工艺和操作的要求所设计出来的流程和设备，首先必须保证产品达到任务规定的要求，而且质量要稳定，这就要求各流体流量和压头稳定，入塔料液的温度和状态稳定，从而需要采取相应的措施。其次所定的设计方案需要有一定的操作弹性，各处流量应能在一定范围内进行调节，必要时传热量也可进行调整。因此，在必要的位置上要装置调节阀门，在管路中安装备用支线。计算传热面积和选取操作指标时，也应考虑到生产上的可能波动。再其次，要考虑必需装置的仪表（如温度计、压强计，流量计等）及其装置的位置，以便能通过这些仪表来观测生产过程是否正常，从而帮助找出不正常的原因，以便采取相应措施。

2.2.2满足经济上的要求要节省热能和电能的消耗，减少设备及基建费用。如前所述在蒸馏过程中如能适当地利用塔顶、塔底的废热，就能节约很多生蒸汽和冷却水，也能减少电能消耗。又如冷却水出口温度的高低，一方面影响到冷却水用量，另方面也影响到所需传热面积的大小，即对操作费和设备费都有影响。同样，回流比的大小对操作费和设备费也有很大影响。2.2.3保证安全生产例如苯属有毒物料，不能让其蒸汽弥漫车间。又如，塔是指定在常压下操作的，塔内压力过大或塔骤冷而产生真空，都会使塔受到破坏，因而需要安全装置。以上三项原则在生产中都是同样重要的。但在化工原理课程设计中，对第一个原则应作较多的考虑，对第二个原则只作定性的考虑，而对第三个原则只要求作一般的考虑。3塔的工艺计算3.1设计方案的确定本设计任务为分离苯一甲苯混合物。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人精馏塔内。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全塔内，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2倍。塔釜采用间接蒸汽加热，塔底产品经冷却后送至储罐。3.2精馏塔的物料衡算3.2.1原料液及塔顶、塔底产品的摩尔分率苯的摩尔质量 Ma=眼顺/mo1甲苯的摩尔质量Mb=92-13Kg/mo10.40/78.11Xf0.40/78.11+0.60/92.130.40/78.11Xf0.40/78.11+0.60/92.130.98/78.11=0.440Xd0.98/78.11+0.02/92.130.01/78.11=0.983、w-0.01/78.11+0.99/92.13—讪23.2.2原料液及塔顶、塔底产品的平均摩尔质量M=0.440x78.11+(1-0.440)x92.13=85.13Kg/molFMD=0.98x78.11+（1-0.98）x92.13=78.39Kg/molMw=0.012x78.11+（1-0.012）x92.13=91.96Kg/mol3.2.3物料衡算F=2121,21=24.92kmol/h原料处理量85.13总物料衡算24.92=D+W苯物料衡算24.92x0.44=0.98•D+0.012•WD=11.02kmol/h联立解得 W=13.90kmol/h3.3塔板数的确定3.3.1理论板层数Nt的求取求最小回流比及操作回流比_a•x

七=1+G-1）.x已知a=胛._a•x

七=1+G-1）.x=空罕=0.6631+（2.5-1）x0.44xq=0.440故最小回流比为RminXDRminXD-七0.983-0.6630.663—0.440=1.435取操作回流比为R=2•Rmin=2x1.435=2.87求精馏塔的气、液相负荷L=R•D=2.87x11.02=31.63kmol/hV=（R+1）D=（2.87+1）x11.02=42.65kmol/hL'=L+F=31.63+24.92=56.55kmol/h求操作线方程精馏段操作线方程为LD31.63 11.02y=v•x+—-x+耳？65'x+耳？65x0-983=0.742-x+0.254提馏段操作线方程为,L,W56.55,13.90y=—•x- •x= •x x0.012=1.326•x-0.0039V'—w42.65 42.65理论板计算过程如下y=x=0.983—相平衡>x=0.959七=0.965相平衡>x2=0.917七=0.935相平衡>x3=0.851七=0.886相平衡>x4=0.756七=0.815相平衡>x5=0.638=0.727相平衡>x6=0.516y=0.637—相平衡>x=0.412<x因为x7<七所以本设计中共需六块精馏板，第七块板为进料板。y8-0.543相平衡＞x—0.322y:9=0.423-相平衡＞x—0.226y10-0.296-相平衡＞x—0.144y11-0.187-相平衡＞x—0.084y12—0.108相平衡＞%—0.046y13—0.057相平衡＞x13—0.024y—0.028-相平衡＞x—0.011＜x14 14 W总理论板层数Nt=14（包括蒸馏釜）进料板位置Nf=73.3.2实际板层数的求取精馏段实际板层数N精=6/0.52=11.54"12提馏段实际板层数七=8/0.52=15.38-163.4精馏塔的工艺条件及有关物性数据的计算以精馏段为例进行计算3.4.1操作压力计算塔顶操作压力PDT01.3+4=105伙儿每层塔板压降AP=0.7Kpa进料板压力PF=105.3+°.7x12=113.7KPa精馏段平均压力尸广血5.3+113.7）/2=109.5Kpa3.4.2操作温度计算依据操作压力，由泡点方程通过试差法计算出泡点温度，其中苯、甲苯的饱和蒸汽有安托尼方程计算，计算结果如下：

塔顶温度tD=82.1°C进料板温度七=99.5°C精馏段平均温度t=(82.1+99.5)/2=90.8。。m3.4.3平均摩尔质量计算塔顶平均摩尔质量的计算由x=y=0.983得X]=0.959Mvd=0.983x78.11+(1-0.983)x92.13=78.35Kg/molM心=0.959x78.11+(1-0.959)x92.13=78.68Kg/mol进料板平均摩尔质量的计算由计算知七=0.637，从而得七=°.412M筋=0.637x78.11+(1-0.137)x92.13=83.20Kg/molMLF=0.412x78.11+(1-0.412)x92.13=86.35Kg/mol精馏段的平均摩尔质量为Mm=(78.35+83.20)/2=80.78Kg/molMl=(78.68+86.35)/2=82.52Kg/mol3.4.4平均密度计算①气相平均密度计算由理想气体状态方程式计算，即PVmRTm109.5x80.788.314x(90.8+273.15)=2.92Kg/m3②液相平均密度计算液相平均密度计算依下式计算，即:1/p=Za/p.塔顶液相平均密度的计算。由七=町」。。，查液体在不同温度下的密度表得:

P=P=812.7Kg/m3APb=807.9Kg/m3P=/ \=796.6Kg/m3LDm(0.98/812.7+0.04/807.9)进料板液相平均密度的计算。由。=".5。。，查液体在不同温度下的密度表得:P=P=793.1Kg/m3APb=790.8Kg/m3a= 回12x和11 =0.373a 0.412x78.11+(1-0.412)x92.13P =794.1Kg/m3LDmP =794.1Kg/m3LDmLFm0.373/793.1+0.627/790.8精馏段的平均密度为：Pl=(796.6+791.7)/2=794.1Kg/m33.4.5液体平均表面张力计算液相平均表面张力依下式计算，即：n^Lm- 'Pii=1塔顶液相平均表面张力的计算。由'=82.1OC，查液体表面张力共线图得:b=21.24mN/m b=21.42mN/mqLm=0.983x21.24+(1-0.983)x21.42=21.24mN/m进料板液相平均表面张力的计算。由七=99.5。。，查液体表面张力共线图得：b=18.90mN/m b=20.0mN/mblf=0.412x18.9+(1-0.412)x20.0=19.55mN/m精馏段平均表面张力为：Lmb =(21.24+19.55)/2=20.40mN/mLm3.4.6液体平均粘度计算液相平均粘度依下式计算，即：lg旦乙=£x1g四.塔顶液相平均黏度的计算：由、=82-1oC，查气体黏度共线图得:旦=0.302mPa-s 旦=0.306mPa-slgrLm=0.983xlg0.302+0.017lg0.306解出R皿=0.302mPa-s进料板液相平均黏度的计算：由七=".5oC，查气体黏度共线图得：R=0.256Pa-s R=0.265mPa-sA BlgRlf=0.412xlg0.256+0.588lg0.265解出RFm=0.261mPa-s精馏段液相平均表面张力为：rl=(0.301+0.266)/2=0.284mPa-s3.5精馏塔的塔体工艺尺寸计算3.5.1塔径的计算精馏段的气、液相体积流率为V=^Mv^=42庭x险35=0.328m3/sS3600PV 3600x2.92L=-L^=些x82.52=0.00091m3/sS3600PL 3600x794.1cc（b）式中C由—2020）s求取，其中C20由筛板塔汽液负荷因子曲线图查取，图横坐标为L0、] ,0.00091x3600、794.11-h-(L)12=( )x( )12=0.0242TOC\o"1-5"\h\zVp0.621x3600 2.92取板间距Ht=°.35m，，板上液层高度hL=0.06m，则Ht-、=0.4-0.06=0.29m查筛板塔汽液负荷因子曲线图得C20=0.058C=0.058-(')0.2=0.058x(^04)0.2=0.05820 20u=C-:Pl—pv=0.0582x：794.1-2.87=0.958m/smax Pv 2.92取安全系数为0.7，则空塔气速为：u=0.7-u=0.7x0.958=0.671m/sD=]—~S=' 兀u 3.14x0.671按标准塔径圆整后为D=0.8m。塔截面积为：A=0.785D2=0.785x0.82=0.502m2Tu=L=°328=0.653m/sA0.502T3.5.2精馏塔有效高度的计算精馏段有效高度为:Z精=(N精一1)-Ht=(12-1)x0.35=3.85m提馏段有效高度为：Z提=(N提一1)-Ht=(16-1)x0.35=5.25m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:Z=Z精+Z提+0.8=3.85+5.25+0.8=9.9m3.6塔板主要工艺尺寸的计算

3.6.1溢流装置计算因塔径D=0・8”，可选用单溢流弓形降液管，采用凹形受液盘。各项计算如下:堰长七取l=0.66x0.8=0.528m溢流堰高度hw由how=hL-how，选用平直堰，堰上液层高度how由下式计算，即:how壬.e.how壬.e.（匕）231000i近似取E=1，则h°w2-84x1x1000'0.00091x3600、、 0.66 /23=0.0083m取板上清液层高度hL=60mm故h=0.06-0.0083=0.0517m弓形降液管宽度吧和截面积Af:由ID=0.66，查弓形降液管参数图得：WdD=WdD=0.124.T则:A^=0.0722At=0.0722x0.502=0.0362m2则:=0.124D=0.124x0.8=0.0992m验算液体在降液管中停留时间，即:0=3600AAt=3600x0.0362x0.35=74^>*=L 0.0017x3600 .'Sh故降液管设计合理。降液管底隙的流速u‘0=0.08m/S，则:Lh =0.00091x3600=0.022m36001u0'3600x0.528x0.08h-h0=0.0517-0.022=0.0297m>0.006m

故降液管底隙高度设计合理。选用凹形受液盘，深度hw=5Qmm3.6.2塔板布置塔板的分块。因DZ800mm，故塔板采用分块式。查塔板块数表得塔板分为3块。边缘区宽度确定：取W=W'=0.065m，W=0.035m开孔区面积计算。兀开孔区面积计算。兀A=2(x^r2-x2+180开孔区面积Aa计算为:r2sin-1—)r其中x=DD-(Wd+W)=罕-(0.0992+0.065)=0.236mr=D-W=08-0.035=0.365m2 。 2A=2〔0.236J0.3652-0.2362+X0.3652sin-1竺6]=0.319m2a" 180 0.365J筛孔计算及其排列由于苯和甲苯没有腐蚀性，可选用5=3mm碳钢板，取筛孔直径d0=5mm。筛孔按正三角形排列，取孔中心距t为：t=3d=3x5=15mm筛孔数目n为:0.0152n=1^a=L155X0.319=1638个120.0152开孔率为:A d 54=〜=0.907-(〜)2=0.907x(—)2=10.1%A t 15a气体通过筛孔的气速为:u=匕=0.328 =10.18m/s0 A0 0.101X0.319

3.7筛板的流体力学验算3.7.1塔板压降干板阻力匕计算。干板阻力由下式计算:/u)2-70*)由、=53=L67，查筛板塔汽液负荷因子曲线图得C°=0.772h=h=0.05110.18，2(2.92，0.772J"794.1/=0.0326m液柱气体通过液层的阻力hl计算。气体通过液层的阻力hL由下式计算，即h=ph1LV

u sV

u s——aA—ATf0.3280.502—0.0362=0.704m/sF=0.740、.顽=1.20@12/(•m12)查充气系数关联图得&=0.63。故h1=phL=p(h^+how)=0.63(0.0517+0.0083)=0.0378m液柱液体表面张力的阻力七计算液体表面张力所产生的阻力七由下式计算，即:h= l° P件=h= l° P件=0.0021m液柱794.1x9.81x0.005气体通过每层塔板的液柱高度hp按下式计算:h=h+h+h=0.0326+0.0378+0.0021=0.0725mpc1 °气体通过每层塔板的压降为：△P=hpLg=0.0725x794.1x9.81=56.5kPa<0.7kPa(设计允许值)3.7.2液面落差对于筛板塔，液面落差很小，且本设计的塔径和液流量均不大，故可忽略液

面落差的影响。3.7.3液沫夹带5.7x10-65.7x10-6( \u3.2=5.7x10-6(0.704)bLaH—hXTf>20.40x10-3[0.35—0.15J液沫夹带按下式计算:故在本设计中液沫夹带量七在允许的范围内。ev3.2=0.016@液/kg气v0.1kg液/kg气3.7.4漏液对筛板塔，漏液点气速u0.mln按下式计算:u0.=4.4C0J(0.0056+0.13hL—h°)p,7p^=4.4x0.772淑0.0056+0.13乂0.06—0.0021)794.1/2.92=5.955m/s实际孔速^0=10.18m,S>“0,minK=U0=10.18=1.71>1.5w土u5.955稳定系数为0,mln故在本设计中无明显漏液。3.7.5液泛为防止塔内发生液泛，降液管内液层高丑』应服从下式所表示的关系，即:苯一甲苯物系属一般物系，取‘=0.5，则:甲区+h)=0.5(0.35+0.051)=0.201m而 Hd=h+hL+h板上不设进口堰，hd按下式计算:hd=0.153。°')=0.153(0.08》=0.001m液柱气=0.0725+0.06+0.001=0.134m液柱HdV^(HT+hw)，故本设计中不会发生液泛现象。3.8精馏段塔板负荷性能图3.8.1漏液线u=V/A=4.4C:[0.0056+0.13(h+h)-h]p/p由0.min s.min'0 0' wowbLV职—2.84ow—1000..If V =4.4C0A0If0.0056+0.13一h>p/p

b-r- 2.8413600xLA23〕f0.0056+0.130.0517+ x1x -0.00211000l0.528JJJ=4.4x0.772x0.101x0.319'整理得 V,mmT.805”0.0102+0.1333L3L/(m3/s)0.00060.00150.00300.0045V/(m3/s)0.1910.1970.2060.212表3-1漏液线计算结果由上表数据即可作出漏液线13.8.2液沫夹带线在操作范围内，任取几个Ls值，依上式计算出匕值，计算结果列于下表以丁0.&液傀气为限，求匕―七关系如下:5.7x10-61UA

a H-hXTf>3.2u=—^-s—= ^-s =2.147VaAt-A^ 0.502-0.0362 s七=2.528

0.0517+——x1x1000七=2.528

0.0517+——x1x1000(3600xL¥3[0.528)=0.129+2.55L23s七-气=0.221-2.55L235.7x10-6ev(2.147V ) s 20.40x10-3"0.221-2.55L2'3)3.2=0.1整理得匕=0.65—7.46L3在操作范围内，任取几个Ls值，依上式计算出匕值，计算结果列于下表表3-2液沫夹带线计算结果L/(m3/s)0.00060.00150.00300.0045V/(m3/s)0.5960.5520.4950.446由上表数据即可作出液沫夹带线23.8.3液相负荷下限线对于平直堰，取堰上液层高度how=0.006作为最小液体负荷标准:TOC\o"1-5"\h\zh=2.84x10-3x1x(3600xLs)2/3=0.703L2/3=0.006ow 0.924 s, (0.006x1000)320.528 /L= =0.00045m3/ss’min" 2.84 ) 3600据此可作出与气体流量无关的垂直液相负荷下限线33.8.4液相负荷上限线以0=4s作为液体在降液管中停留时间的下限0=4%=4L故s,max0.0362x0.35 =0.00317m3故s,max据此可作出与气体流量无关的垂直液相负荷上限线4。3.8.5液泛线令Hd5(Ht+hw),H=h+h+h=h+h+h+h+hESdpLdclbdLh=phlLhL="w+七联立解得^Ht+心-1)hw=(P+1吃+hc+h疽hdh、々hLhLhV忽略b，将ow与s，d与s，c与s的关系式代入上式，开整理得：aV2=b—L2-d'L2/t 0.051a= 式中 S.101x0.319x「11

0.772力"794.1)=0.303b'=0.5x0.35+(0.5-0.63-1)x0.0517=0.117c'=__0153_v=1133.91(0.528x0.022)2d'=2.84x10-3x1xU+0.6310.528；甄丫3=1.665在操作范围内，任取几个Ls值，表3-3液泛线计算表依上式计算出V值，计算结果列于下表L/(m3/s)0.00060.00150.00300.0045V/伽/s)s0.5880.5520.4870.400将有关的数据代入整理，得匕2=0.386-3742LS-5.5°《3由上表即可作出液泛线5根据以上各线方程，可作出筛板塔的负荷性能图，如下图:序号项目数值0.80