筛板塔精馏工艺设计

–––––分离苯和甲苯的板式精馏塔的设计

             学    院： 化学与环境工程学院  

             学    号：                     

             专业班级:     高材10902 班     

             学生姓名:       李小龙          

             指导老师：    石东坡老师       

1、设计任务

 1.1.  设计题目

    苯—甲苯混合液筛板精馏塔设计

 1.2.  原始数据

    年处理量：35000吨

    料液浓度：55%（苯的质量分率）

    塔顶产品浓度：98.5%(苯的质量分率）

    塔底釜液的甲苯浓度不低于98%

    每年实际生产330（一年中有一个月检修）

    塔顶压强：4kPa

    塔底冷却水温：30℃

    饱和水蒸气压力：250kPa

 1.3.  设备形式

    设备类型：筛板塔

 1.4.  设计内容 

    1、设计方案的确定及流程的说明

2、塔的工艺计算

3、塔和塔板主要工艺尺寸的设计

       (1)、塔高、塔径及塔板结构尺寸的确定

       (2)、塔板的流体力学验算

       (3)、塔板的负荷性能图

4、设计结果汇总一览表

二、设计方案的确定

  2.1.  设计方案的说明

 本设计任务为分离苯—甲苯混合液。对于二院混合物的分离，应采用连续精馏流程。设计中采用泡点进料，将原料液经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。冷凝器在泡点下一部分回到塔内，其余部分经产品冷凝器冷却后送到储存罐。该物系属于易分离物系，最小回流比比较小，故操作回流比是最小回流比的两倍。塔釜采用间接加热法，塔顶产品冷却送到储存罐。

  2.2. 设计流程的说明

      精馏装置包括精馏塔，原料预热器，再沸器，冷凝器，釜液冷却器和产品冷凝器等设备。热量自釜底输入，物料在塔内经多次部分汽化与部分冷凝器进行精馏分离，由冷凝器和冷却器的介质将余热带走。在此过程中热能的利用率很低，为此，在确定流程的过程中应考虑余热的作用。另外，为保持塔的稳定性，流程中除采用用泵直接输送原料外，还可以采用高位槽送料避免泵的操作波动影响。

板式精馏塔工艺流程图

请根据设计条件设计一座筛板塔完成苯-甲苯二元混合液的精馏分离，要求：

1.年产纯度为98.5%的苯35000t/a

2.塔底釜液中含甲苯不低于98%

3.原料液中含苯为55%（以上均为质量分数）

4.塔顶压力4kPa（表压）

5.进料热状况自选，回流比自选

6.饱和水蒸汽压力2.5kgf/cm3（表压） 

7.料液初温为35oc，冷却水进口温度为30oc

8.年工作日330天，每天24h连续运行

基础数据

1.组分的饱和蒸汽压P0i，如表1

2.查阅数据知道：组分的液相密度与温度的关系有：

苯         ρA =912.13-1.1886t

甲苯       ρB= 8.5-0.995t

3.苯—甲苯物系在总压101.3kpa下的t-x（y）关系，如表2

故α值可取上述数据的平均值

α=（2.60+2.56+2.53+2.49+2.46+2.43+2.40+2.37+2.35）/9=2.465

设计计算如下

苯—甲苯筛板精馏塔的工艺计算书

一.设计方案及工艺流程

原料液经卧式列管式预热至泡点后送入连续板式精馏塔（筛板塔），塔顶上

升蒸汽流采用列管全凝器冷凝后流入回流罐，冷凝液使用泵强制循环，一部分作为回流液，其余作为产品经冷却后至苯液贮罐；塔釜采用热虹吸立式再沸器提供气相流，塔釜产品经卧式流管式冷却器冷却后送入苯液贮罐。

二.全塔物料衡算

（1）料液及塔顶、塔顶产品中苯的摩尔分数

苯和甲苯的摩尔质量分别为78.11kg/kmol 和92.11kg/kmol

 (2)平均摩尔质量

（3）料液及塔顶、塔底产品的摩尔流率

 以题所给条件：一年以330天，一天以24h计，有F′=35000t/a=4419 kg/h

全塔物料衡算：

F′=D′+W′ 及 0.55F′=98D′+2W′

 则有：F′=4419 kg/h      F=4419/83.85=52.7 kmol/h

       D′=2440kg/h      D=2440/78.348=31.1 kmol/h

       W′=1979kg/h      W=1979/91.781=21.6 kmol/h

三.塔板数的确定

1.理论塔板数的求取

苯—甲苯物系属于理想物系

（1）.相平衡数据的求取

根据苯—甲苯的相平衡数据，利用泡点方程和露点方程求取x-y

依据x=(pt-poB)/(POA-POB)，y=poAx/pt

苯—甲苯的相平衡数据，如表3

（2）确定操作的回流比R

将表3中的数据作图得到x-y图（图1）及t-x(y)曲线（图2）。在x-y图中，因q=1，查得xe=xf=0.590，XD=0.983，则ye=αxe/（1+（α-1）xe）=0.780

故有：Rm=（XD-ye）/（ye-xe）=（0.983-0.780）/（0.780-0.590）=1.068

取操作回流比为最小回流比的1.8倍， 即R=2Rm=2*1.068=2.136

苯-甲苯物系精馏分离理论塔板数的图解

苯-甲苯物系的温度组成图

（3）求理论塔板数

精馏段操作线为：

y=(R/R+1)X+XD/(R+1)=0.68X+0.31

提馏段操作线为过（0.0235,0.0235）和（0.590,0.715）两点的直线。

   图解得NT=13-1=12块（不含塔釜）。其中，精馏段NT1=5块，提馏段NT2=8块，第六块为加料板位置。

2.实际塔板数NP

(1)全塔效率ET

选用ET=0.17-0.616lgμm公式计算。该式使用于液相黏度为0.07~1.4mpa·s 的烃类物系，式中的μm为全塔平均温度下以进料组成表示的平均黏度。

   塔的平均温度为 0.5*（80.1+110.6）=95.35oc （去塔顶底的算术平均值），在此平均温度下查得：

      μA=0.252mPa．s      μB=0.623mPa．s

   μm=μAXF+μB(1-XF)=0.252*0.59+0.262*(1-0.59)=0.256

   ET=0.17-0.616lgμm =0.17-0.616lg0.256=0.535

(2)实际塔板数NP

精馏段：NP1=5/0.535=9.34块，取NP1=9块

提馏段:NP2=8/0.535=14.95块，取NP2=15块

总塔板数NP= NP1+ NP2=24块

四、塔的精馏操作线工艺条件及相关物性数据的计算

 （1） 平均压力pm

取每层塔板压降为0.7kpa计算

塔顶：PD=101.3+4=105.3kpa

加料板PF=105.3+0.7*9=111.6kpa

平均压力Pm=（105.3+111.6）/2=108.45

（2） 平均温度tm

查温度组成图2得：塔顶温度为80.3OC，加料板为.5oC

     Tm=(80.3+.5)/2=85oC

（3）平均分子量Mm

塔顶：

加料板：

精馏段：

(4)平均密度 

<1> 液相平均密度 

塔顶： 912.13-1.1886t=912.13-1.1886*80.3=816.7kg/m3

=8.5-0.995t=8.5-0.995*80.3=809.6kg/m3

进料板：  912.13-1.1886t=912.13-1.1886*.5=805.7kg/m3

=8.5-0.995t=8.5-0.995*.5=800.4kg/m3

精馏段：

<2> 气相平均密度 

（5） 液体的平均表面张力

塔顶： =21.55mN/m;  21.3 mN/m

进料板： =20.24 mN/m;  20.76 mN/m

精馏段：

（6）液体的平均黏度

塔顶：在80.3oc时有：

加料板：在.5oc时有：

精馏段：

五、精馏段的汽液负荷计算

汽相摩尔流率  V=(R+1)D=3.46531.1=107.8kmol/h

汽相体积流量  

汽相体积流量  

液相回流摩尔流率  L=RD=2.46531.1=76.66kmol/h

液相体积流量  

液相体积流量  =7.69

六、塔和塔板主要工艺结构尺寸的计算

1.塔径

<1>.初选塔板间距 HT=500mm 及板上液层高度HL=60mm，则

<2>.按smith法求取允许的空塔气速

查smith 通用关联图5-40，得C20=0.0998

负荷因子：

泛点气速：

<3> 操作气速，取

<4> 精馏段的塔径

圆整取D=900mm,此时的操作气速u=1.29m/s

2.塔板工艺结构尺寸的设计与计算

<1> 溢流装置

 采用单溢流型的平顶弓形溢流堰、弓形降压管。平形受液盘，且不设进口内堰。

1o.溢流堰长（出口堰长）Lw=0.7D=0.7x 0.9 =0.63m  ,堰上溢流强度Lh/Lw=7.69/0.63=12.21m3/(m·h)<100-130 m3/(m·h),满足筛板塔的堰上溢流强度要求。

20 出口堰高hw

对平直堰

由Lw/D=0.7 及查图得E=1.03，于是：

30  降液管的宽度Wd和降液管的面积Af    由Lw/D=0.7，查得Wd/D=0.14，Af/AT=0.09，即Wd=0.224m, AT=0.785D2=0.636m2，Af=0.181m2

液体在降液管内的停留时间为

40 降液管的底隙高度h0  液体通过降液管底隙的流速一般为0.07~0.25m/s，取液体通过降液管底隙的流速,则

<2> 塔板布置

10.塔板分块，因D=900mm，根据塔板分块数与塔径的关系

20. 边缘区宽度Wc和安定区宽度Ws

边缘区宽度Wc:一般为5075mm，D>2m时，Wc可达100mm。

安定区宽度Ws：规定D<1.5m时Ws=75mm；D>1.5m时Ws=100mm

本设计取Wc=60mm，Ws=100mm。

30.开孔区面积Aa

式中 x=D/2-（Wd+Ws）=0.45-（0.224+0.100）=0.126m

     R=D/2-Wc=0.45-0.06=0.39m

<3> 开孔数n 和开孔率ψ

取筛孔的孔径d0=5mm，正三角形排列，筛板采用碳钢，其厚度，且取t/d0=3.0，故孔心距t=3x5=15mm

每层塔板的开孔数

每层塔板的开孔率:

每层塔板的开孔面积

气体通过筛孔的孔速

<4> 精馏段塔高Z1

七、塔板上流体力学验算

(1).气体通过筛板压降hf和验算

10.气体通过干板的压降hc

式中，孔流系数C0由C0=0.8

20.气体通过板上液层的压降he

式中，充气系数的求取如下：气体通过有效流通截面积的气速,对单流型塔板有：

动能因子

查得：（一般可近似取=0.5~0.6）。

30.气体通过筛板的压降（单板压降）hf和

<2> 雾沫夹带量ev的验算

式中，取板上泡沫层高度Hf=2.5HL,验算结果表明不会产生过量的雾沫夹带。

<3> 漏液的验算

漏液点气速

<4> 液泛的验算

为防止降液管发生液泛，应使降液管中的清夜层高度

相当泡沫密度取0.5，则有

成立，故不会产生液泛。

八、精馏段塔板负荷性能图

（1）. 雾沫夹带线

式中

将已知数据代入式中得

化简得：

在操作范围内任取几个值，列于下表：

Vs-Ls关系数据

（2） 液泛线（气相负荷上限线）

在操作范围内任取几个值，求出对应的数值，根据计算数据作图

（4）漏液线

 在操作范围内，任取几个值，计算出值

精馏段塔板负荷性能图

（6）操作线和操作弹性

由图可以看出该筛板的操作上限为液泛控制，下限为液漏控制

  故操作弹性为

提馏段工艺计算过程与精馏段相同，此处略。

九、精馏塔的设计计算结果汇总一览表

   (1)、料液也热预热器

    根据原料液进出预热器的热状况和组成首先计算预热器的热负荷Q，然后估算预热器的换热面积，最后按换热器的设计程序执行。

    (2)、塔顶全凝器

全凝器的热负荷前已算出，为1593kW。一般采用循环水冷凝，进出口水温可根据不同地区情况选定后再按换热器的设计程序做设计计算。

                           冷凝器的形式

   (3)、塔釜再沸器

   因为饱和液体进料，故。咋满足恒摩尔流假设并忽略塔的热损失的前提下，在沸器的热负荷与塔顶全凝器应相同。实际上，塔顶和塔底的摩尔汽化潜热并不完全一致，且存在塔的热损失，塔底再沸器的热负荷一般都大于塔顶冷凝器。再沸器虽属于两侧都有相变的恒温差换热设备，但因塔釜液在再沸器中的流动比蒸发器内浓缩液要复杂得多，故不能简单地按蒸发器的设计程序设计，应按再沸器的设计计算程序进行。

                              再沸器的形式

(4)、精馏塔的管口直径

 （1）、塔顶蒸汽出口管径   依据流速选取，但塔顶蒸汽出口流速与塔内操作压力有关，常压可取12~20m/s。

 （2）、回流液管径  根据回流液量，应采用泵输送回流液，流速可取1.5~2.5m/s。

 （3）、加料管径   料液有高位槽自流，流速可取0.4~0.8m/s；泵送时取1.5~2.5m/s，此设计采用泵送。

   （4）、料液排除管  塔釜液出塔流速可取0.5~1.0m/s

     （5)、饱和蒸汽管径  蒸汽流速：<295kPa，20~40m/s；<785kPa，40~60m/s：>2950kPa,80m/s.

     其余附件略。