板式精馏塔设计任务书

板式精馏塔设计任务书1、概述1.1 精馏单元操作的简介精馏是分离液体混合物（含可液化的气体混合物）最常用的一种单元操作，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，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。

本设计的题目是苯-甲苯连续精馏筛板塔的设计，即需设计一个精馏塔用来分离易挥发的苯和不易挥发的甲苯，采用连续操作方式，需设计一板式塔将其分离。

分离苯和甲苯，可以利用二者沸点的不同，采用塔式设备改变其温度，使其分离并分别进行回收和储存。

1.2 精馏塔简介精馏塔是一圆形筒体，塔装有多层塔板或填料，塔中部适宜位置设有进料板。

两相在塔板上相互接触时，液相被加热，液相中易挥发组分向气相中转移；气相被部分冷凝，气相中难挥发组分向液相中转移，从而使混合物中的组分得到高程度的分离。

简单精馏中，只有一股进料，进料位置将塔分为精馏段和提馏段，而在塔顶和塔底分别引出一股产品。

精馏塔，气、液两相的温度和压力自上而下逐渐增加，塔顶最低，塔底最高。

1.3 苯-甲苯混合物简介化工生产中所处理的原料，中间产物，粗产品几乎都是由若干组分组成的混合物，而且其部分都是均相物质。

生产中为了满足储存，运输，加工和使用的需求，时常需要将这些混合物分离为较纯净或几乎纯态的物质. 芳香族化合物是化工生产中的重要的原材料，而苯和甲苯是各有其重要作用。

苯是化工工业和医药工业的重要基本原料，可用来制备染料，树脂，农药，合成药物，合成橡胶，合成纤维和洗涤剂等等；甲苯不仅是有机化工合成的优良溶剂，而且可以合成异氰酸酯，甲酚等化工产品，同时也可以用来制造三硝基甲苯，苯甲酸，对苯二甲酸，防腐剂，染料，泡沫塑料，合成纤维等。

1.4设计依据本设计依据《化工原理课程设计》的设计实例，对所提出的题目进行分析并做出理论计算。

1.5 技术来源目前，精馏塔的设计方法以严格的计算为主，也有一些简化的模型，但是严格的计算对于连续精馏塔时最常采用的。

1.6 设计任务和要求原料：苯～甲苯溶液，年产量时6万吨，苯含量：48%（质量分数），原料液的温度：泡点温度设计要求：塔顶产品组成98%（质量分数），塔底产品组成3%（质量分数）2、设计计算2.1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：1.满足工艺和操作的要求；2.满足经济上的要求；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）。

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。

2.2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。

2.2.1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。

由于苯～甲苯物系对温度的依赖性不强，常压下是液态，为降低塔的操作费用，操作压力选为常压。

其中塔顶的压力为101.33kpa。

塔底的压力为101.33+N×0.7kpa2.2.2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。

2.2.3加热方式的选择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。

2.3设计方案的选定及基础数据的搜集本设计任务为分离苯一甲苯混合物。

由于对物料没有特殊的要求，可以在常压下操作。

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。

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，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。

塔底设置再沸器采用间接蒸汽加热，塔底产品经冷却后送至储罐。

其中由于蒸馏过程的原理是多次进行部分汽化和冷凝，热效率比较低，但塔顶冷凝器放出的热量很多，但其能量品位较低，不能直接用于塔釜的热源，在本次设计中设计把其热量作为低温热源产生低压蒸汽作为原料预热器的热源之一，充分利用了能量。

塔板的类型为筛板塔精馏，筛板塔塔板上开有许多均布的筛孔，孔径一般为3~8mm，筛孔在塔板上作正三角形排列。

筛板塔也是传质过程常用的塔设备，它的主要优点有： (１) 结构比浮阀塔更简单，易于加工，造价约为泡罩塔的60％，为浮阀塔的80％左右。

(２) 处理能力大，比同塔径的泡罩塔可增加10～15％。

(３) 塔板效率高，比泡罩塔高15％左右。

(４) 压降较低，每板压力比泡罩塔约低30％左右。

筛板塔的缺点是：(１) 塔板安装的水平度要求较高，否则气液接触不匀。

(２) 操作弹性较小(约2～3)。

(３) 小孔筛板容易堵塞。

不适宜处理粘性大的、脏的和带固体粒子的料液2.4板式精馏塔的简图2.5常用数据表：表1 苯和甲苯的物理性质项目分子式分子量M 沸点（℃）临界温度tC（℃）临界压强PC（kPa）苯A 甲苯BC6H6C6H5—CH378.1192.1380.1110.6288.5318.576833.44107.7表2 苯和甲苯的饱和蒸汽压温度C080.1 85 90 95 100 105 110.6A P ,kPa 0B P ，kPa101.33 40.0116.9 46.0135.5 54.0155.7 63.3 179.2 74.3204.2 86.0240.0表3 常温下苯—甲苯气液平衡数据（[2]：8P 例1—1附表2）温度C 0 80.1 85 90 95 100 105 110.6液相中苯的摩尔分率汽相中苯的摩尔分率1.000 1.0000.780 0.9000.581 0.7770.412 0.6300.258 0.4560.130 0.2620 0表4 纯组分的表面力([1]：378P 附录图7)温度 80 90 100 110 120 苯，mN/m 甲苯，Mn/m21.2 21.720 20.618.8 19.5 17.5 18.416.2 17.3表5 组分的液相密度([1]：382P 附录图8)温度(℃) 80 90 100 110 120 苯,kg/3m 甲苯,kg/3m814 809805 801791 791 778 780763 768表6 液体粘度µL（[1]：365P ）温度(℃)8090 100 110 120 苯（mP a .s ） 甲苯（mP a .s ） 0.308 0.3110.279 0.2860.255 0.2640.233 0.2540.215 0.228表7常压下苯——甲苯的气液平衡数据3、计算过程3.1 相关工艺的计算3.1.1 原料液及塔顶、塔底产品的摩尔分率苯的摩尔质量 A M = 78 kg/kmol 甲苯的摩尔质量 B M = 92kg/kmolF x =92/52.078/48.078/48.0+=0.5212D x =92/02.078/98.078/98.0+=0.9830w x =92/97.078/03.078/03.0+=0.03523.1.2原料液及塔顶、塔底产品的平均摩尔质量F M =0.5212⨯78+（1-0.5212）⨯92=84.7kg/kmol D M =0.983⨯78+(1-0.983)⨯92=78.24kg/kmol W M =0.0352⨯78+(1-0.0352)⨯92=91.51kg/kmol 3.1.3 物料衡算以年工作7200小时，年产6万吨计，进料为：原物料处理量： F=70.847200/1067⨯=98.39 kmol/h总物料衡算： 98.39=D+W 苯的物料衡算：98.39⨯0.5215=D ⨯0.983+W ⨯0.0352 联立解得： D=50.45 kmol/h W=47.94 kmol/h 3.1.4 最小回流比及操作回流比的确定 （1）相对挥发度α苯的沸点为80.4℃，甲苯的沸点为110.6℃，根据安托尼方程[5][5]1206.35lg 6.032220.24Ap tθ=-+（[5]，90页安托尼方程）[5]1343.94lg 6.078219.58Bp tθ=-+得： 1206.35lg 6.032220.2480.1A p θ=-+103.6061A P kpa θ=1343.94lg 6.078219.58110.6B p θ=-+39.2118B P kpa θ= 001/ 2.6422A B P P ∂==同理得0110.6t C =时，243.0387A P kpa θ= 101.7829B P kpa θ=2 2.3878∴∂=，2.5118∴∂===（2）最小回流比计算： [5]min (1x )1[]11D D F Fx R x x αα-=--- （[5],112页式9-46）()min min min 10.983 1.5118(10.983)1.12,2,[] 1.211.51180.5212152121.2122.42R R R R R R ⨯-=-==-=-=⨯=取故3.1.5精馏塔的气、液相负荷和操作线方程L =RD=2.42⨯50.45=122.089kmol/h V =(R+1)D=3.42⨯50.45=172.539kmol/h V '=V =172.539 kmol/hL '=V '+W=172.539+47.94=220.479 kmol/h 精馏段操作线方程为 y=1+R R x+11+R [5]D x =x 142.242.2++42.3983.0=0.708x+0.287 （[5]，106页） 提馏段操作线方程为: y '=V L ''x '-[5]W W x V '=0352.0539.17294.47539.172220.479⨯-'x =1.278x '-0.010（[5]，106页）3.1.6逐板法求理论塔板数（1）交替使用相平衡方程和精馏段操作线方程计算如下：相平衡方程变形为x =yy5118.1-5118.2，精馏段操作线方程y=0.708x+0.2871D y x = = 0.983 −−−−→相平衡方程1110.95842.5118 1.5118y x y ==+210.7080.2870.9655y x =+= −−−−→相平衡方程2220.91762.5118 1.5118y x y ==+320.7080.2870.9367y x =+= −−−−→相平衡方程 3330.85492.5118 1.5118y x y ==+40.8923y = −−−−→相平衡方程 40.7674x =50.8303y = −−−−→相平衡方程 50.6608x =60.7548y = −−−−→相平衡方程 60.5507x =70.6769y = −−−−→相平衡方程 70.4548f x x =<因为7x ＜f x 精馏段理论板 n=6，第7块为进料板 （2）交替使用相平衡方程和提馏段操作线方程计算如下：相平衡方程变形为x =yy5118.1-5118.2，提馏段操作线方程y=1.278x-0.01'170.4548x x == −−−−−−→提馏段操作线方程''211.2780.010.5712y x =-= 22''2'0.34652.5118 1.5118y x y ==+ −−−−−−→提馏段操作线方程''321.2780.010.4328y x =-= '30.2330x = −−−−−−→提馏段操作线方程'40.2878y ='40.1386x = −−−−−−→提馏段操作线方程'50.1671y = '50.0740x = −−−−−−→提馏段操作线方程'60.0846y ='60.0355x = −−−−−−→提馏段操作线方程'70.0354y ='70.0144w x x =<所以提留段理论板 n=63.1.7精馏塔效率的估算00t (80.1110.6)/295.4C C -=+=时，相对挥发度计算如下：1206.35lg 6.03055=162.2119220.2495.4A A p p KPaθ=-+得： 1343.94lg 6.078=64.7520219.5895.4B B p p KPa θ=-+得'00/ 2.51A B P P ∂==在95.4℃时查得苯和甲苯的粘度为=.=0.295μμ苯甲苯0268，，则：=0.5212.(10.5212)0.295=0.2809L μ⨯+-⨯0268 '=0.2809 2.51=0.7051L αμ⨯全塔效率0.245[5]0.24510.49()0.490.53380.7051T L E a μ-==⨯=3.1.8实际板数的求取精馏段实际板层数N(精)=6/0.5338≈12, 提馏段实际板层数N(提)=6/0.5338≈12， 进料板在第13块板3.2精馏塔的工艺条件及有关物性数据的计算3.2.1操作压力计算 塔顶操作压力D P ＝101.3 kPa塔底操作压力w P =101.3+24×0.7=118.1kPa 每层塔板压降 △P ＝0.7 kPa进料板压力F P ＝101.3＋0.7×12＝109.7kPa精馏段平均压力 P m ＝（101.3＋109.7）／2＝105.5 kPa 提馏段平均压力P m =（109.7+118.1）/2 =113.9 kPa 3.2.2操作温度计算利用上表数据用试差法计算结果如下：塔顶温度：由80.2198.3991009980.01-80.21D t --=-得D t =80.4进料板温度:由 91.452.1250555090.11-91.40F t --=-得F t =90.9塔底温度:由110.560.0352010109.91110.56wt --=--得w t =110.5 精馏段平均温度m t =（ 80.4＋90.9）/2 =85.65℃ 提馏段平均温度m t =（90.9+110.5）/2 =100.7℃ 3.2.3平均摩尔质量计算 （1）塔顶平均摩尔质量计算由x D=y 1=0.983代入相平衡方程得x 1=0.9584,0.958478+-m L D M =⨯⨯（10.9548）92=78.58Kg/K mol v,0.98378+-m D M =⨯⨯（10.983）92=78.24Kg/K mol(2)进料板平均摩尔质量计算由上面理论板的算法，得70.6769y = 70.4548f x x =<，故v,F 0.676978+-m M =⨯⨯（10.6769）92=82.52Kg/K mol L,F 0.454878+-m M =⨯⨯（10.4548）92=85.63Kg/K mol(3)塔底平均摩尔质量计算由理论板计算得'70.0354y =，'70.0144w x x =<v,W 0.035478+-m M =⨯⨯（10.0354）92=91.50Kg/K molL,W 0.014478+-m M =⨯⨯（10.0144）92=91.80Kg/K mol(4)精馏段平均摩尔质量v,m 78.2482.5280.382M +==Kg/K moll,m78.5885.6382.112M +==Kg/K mol（5）提馏段平均摩尔质量v,m 91.5082.5287.012M +==Kg/K moll,m91.8085.6388.722M +==Kg/K mol3.2.4平均密度计算 （1）气相平均密度计算由理想气体状态方程计算，精馏段的平均气相密度即,3,105.580.382.848.314(273.1585.65)m v m v m mP M kg m RT ρ⨯===⨯+提馏段的平均气相密度,'3,113.987.013.198.314(273.15100.7)m v m v m mP M kg m RT ρ⨯===⨯+（2）液相平均密度计算 液相平均密度依下式计算，即a.塔顶液相平均密度的计算 由D t ＝80.47℃，查手册得33815.48,809.99A B kg m kg m ρρ== 塔顶液相的质量分率0.98A α= ，则：,,10.980.02815.37L Dm L Dm kg kmol ρρ=+= b.进料板液相平均密度的计算 由tF ＝90.9℃，查手册得33801.94,799.17A B kg m kg m ρρ== 进料板液相的质量分率0.4548780.410.454878(10.4548)92A α⨯==⨯+-⨯,,10.41801.940.59/799.17,800.30L Fm L Fm kg kmol ρρ=+=c.塔底液相平均密度的计算 由t w ＝110.5℃，查手册得33776.66,778.99A B kg m kg m ρρ== 塔底液相的质量分率0.0144780.01220.014478(10.0144)92A α⨯==⨯+-⨯,,10.0122/776.66(10.0122)/778.99,778.96L wm L wm kg kmol ρρ=+-=d.精馏段液相平均密度为,815.37800.30807.842L m kg kmol ρ+==e.提馏段液相平均密度为',800.30778.96789.632L m kg kmol ρ+==3.2.5液体平均表面力计算液相平均表面力依下式计算，即 ,1nL m i i i x σσ==∑(1)塔顶液相平均表面力的计算 由 D t ＝80.4℃代入方程得 ：A σ=21.19mN/mB σ=21.66 mN/m,0.98321.19(10.983)21.6621.20L m σ=⨯+-⨯= mN/m(2)进料板液相平均表面力的计算 由90.9F t =℃代入方程得 :A σ=19.88 mN/mB σ=20.50 mN/m,0.454819.88(10.4548)20.5020.22L m σ=⨯+-⨯= mN/m(3)塔底液相平均表面力的计算 由110.5w t = ℃代入方程得 ：A σ=17.43 mN/m ,B σ=18.35mN/m,0.014417.43(10.0144)18.3518.34L m σ=⨯+-⨯=mN/m（4）精馏段液相平均表面力为,21.2020.2220.712L m σ+==mN/m（5）提馏段液相平均表面力为,18.3420.2219.282L m σ+==mN/m3.2.6液体平均粘度计算液相平均粘度依下式计算，即 ,lg lg L m iix μμ=∑（1）塔顶液相平均粘度的计算 由80.4D t =℃代入方程得 ：A μ=0.31mPa ·s,B μ=0.31 mPa ·s,lg 0.983lg 0.31(10.983)lg 0.31L m μ=⨯+-⨯解出,L m μ=0.31mPa ·s（2）进料板液相平均粘度的计算 由90.9F t =℃代入方程得 :A μ=0.28mPa ·s,B μ=0.28 mPa ·s,lg 0.4548lg 0.28(10.4548)lg 0.28L m μ=⨯+-⨯解出,L m μ=0.28 mPa ·s(3)塔底液相平均粘度的计算由w 110.5t =1℃代入方程得 ：A μ=0.24mPa ·s,B μ=0.25 mPa ·s,lg 0.4548lg 0.28(10.4548)lg 0.28L m μ=⨯+-⨯解出,L m μ=0.25 mPa ·s（4）精馏段液相平均粘度为：,L m μ=(0.31+0.28)/2=0.295mPa ·s（5）提馏段液相平均粘度为：,L m μ=(0.28+0.25）/2=0.265 mPa ·s3.3 精馏塔的主要工艺尺寸的计算3.3.1 塔气液负荷的计算 3.3.1.1 精馏段：()1(2.421)50.45172.54/V R D Kmol h =+=+⨯=3172.5480.381.36/360036002.84Vm S vm V M V m s ρ⨯⨯===⨯2.4250.45122.09/L RD Kmol h ==⨯=3122.0982.110.0034/36003600807.84Lm Lm LM Ls m s ρ⨯===⨯30.0034360012.24/h L m h =⨯=3.3.1.2提馏段：'(1)172.54/V V q F Kmol h =+-='3172.5487.011.31/36003600 3.19Vm S vm V M V m s ρ⨯⨯===⨯'122.09198.39220.48/L L qF Kmol h =+=+⨯='3220.4888.720.0069/36003600789.63Lm Lm LM Ls m s ρ⨯===⨯'30.0069360024.84/h L m h =⨯=3.3.2 塔径的计算塔板间距H T 的选定很重要，它与塔高、塔径、物系性质、分离效率、塔的操作弹性，以及塔的安装、检修等都有关。