苯甲苯精馏分离板式塔设计Word文件下载.docx
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三、设计内容
1.设计方案的选择及流程说明
2.塔的工艺计算
3.主要设备工艺尺寸设计
（1）塔径、塔高及塔板结构尺寸的确定
（2）塔板的流体力学校核
（3）塔板的负荷性能图
（4）总塔高、总压降及接管尺寸的确定
4.辅助设备选型与计算
5.设计结果汇总
6.工艺流程图及精馏工艺条件图
7.设计评述
摘要：
本设计采用筛板塔分离苯和甲苯，通过图解理论板法计算得出理论板数为21块，回流比为1.5，算出塔板效率0.54，实际板数为39块，进料位置为第18块，在筛板塔主要工艺尺寸的设计计算中得出塔径为1.4米，全塔高19.975米，每层筛孔数目为5739。
通过筛板塔的流体力学验算，证明各指标数据均符合标准。
同时还对精馏塔的辅助设备进行了选型计算。
关键词：
笨甲苯精馏筛板塔
1.设计方案的确定
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，其余部分经产品冷却器冷却后送至储罐。
塔釜采用间接蒸气加热，塔底产品经冷却后送至储罐。
在本设计中我们使用筛板塔，筛板塔的突出优点是结构简单，造价低。
合理的设计和适当的操作筛板塔能满足要求的操作弹性，而且效率高。
采用筛板可解决堵塞问题，适当控制漏液。
筛板与泡罩板的差别在于取消了泡罩与升气管，而直接在板上开很多小直径的孔——筛孔。
操作时气体以高速通过小孔上升，液体则通过降液管流到下一层板。
分散成泡的气体使板上液层成为强烈湍动的泡沫层。
相同条件下，筛板塔生产能力比泡罩塔高10%—15%，板效率亦约高10%—15%，而每板压力降则低30%左右，适用于真空蒸馏；
塔板效率较高，但稍低于浮阀塔。
具有较高的操作弹性，但稍低于泡罩塔。
其缺点是小孔径筛板易堵塞，不适宜处理脏的、粘性大的和带固体粒子的料液。
流程参见附图：
2.精馏塔工艺的设计
2.1产品浓度的计算
2.1.1原料液及塔顶、塔底产品的摩尔分率
苯的摩尔质量
=78.11kg/mol甲苯的摩尔质量
=92.13kg/mol
F=
原料组成：
塔顶组成：
塔底组成：
2.1.2原料液及塔顶、塔底产品的平均摩尔质量
2.2物料衡算
F=133.32kmol/h
总物料衡算F=W+D133.32kmol/h=W+D
苯物料衡算
133.32koml/h
0.501=D
0.983+W
0.012
联立得D=67.14kmol/hW=66.1kmol/h
q线方程
根据公式：
进料状况下的平均温度：
=（91.79+20）/2=55.89℃
进料板的温度：
q线方程：
2.3最小回流比的确定
图1苯甲苯气液平衡X-Y图
2.求最小回流比及操作回流比。
采用作图法求最小回流比。
在图上对角线上，自点d（0.501，0.501）作斜率为3.8的直线为进料线q线，该线与平衡线的交点坐标为
最小回流比
取操作回流比
2.4精馏段和提馏段操作线方程
2.4.1求精馏塔的气液相负荷
L=RD=100.71Kmol/h
V=（R+1）D=167.85Kmol/h
=L+qF=281.09Kmol/h
=V=167.85Kmol/h
2.4.2求操作线方程
精馏段:
y=
提馏段
-
1.308
2.5精馏塔理论塔板数及理论加料位置
由苯——甲苯气液平衡线x-y图，进料板NF=10，精馏段9块，提馏段11块。
2.6实际板数的计算
（1）全塔效率
查表2数据利用拉乌尔定律计算
=2.541
=2.327
=2.43
查表6得
=0.272m
0.279m
平均粘度由公式，得:
全塔效率ET=0.49
54%
（2）实际板数的求取
精馏段实际板数:
NT=9/0.54=16.6≈17
提馏段实际板数:
NT=11/0.54=20.3≈21（包括再沸器）
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B
C6H6
C6H5—CH3
78.11
92.13
80.1
110.6
288.5
318.57
6833.4
4107.7
表2苯和甲苯的饱和蒸汽压
温度
85
90
95
100
105
kPa
，kPa
101.33
40.0
116.9
46.0
135.5
54.0
155.7
63.3
179.2
74.3
204.2
86.0
240.0
表3常温下苯—甲苯气液平衡数据
液相中苯的摩尔率
汽相中苯的摩尔率
1.000
0.780
0.900
0.581
0.777
0.412
0.630
0.258
0.456
0.130
0.262
表4纯组分的表面张力
80
110
120
苯，mN/m
甲苯，Mn/m
21.2
21.7
20
20.6
18.8
19.5
17.5
18.4
16.2
17.3
表5组分的液相密度
温度（℃）
苯,kg/
甲苯,kg/
814
809
805
801
791
778
780
763
768
表6液体粘度µ
苯（mP
.s）
甲苯（mP
0.308
0.311
0.279
0.286
0.255
0.264
0.233
0.254
0.215
0.228
3.精馏塔主要工艺尺寸的设计计算
3.1物性数据计算
3.1.1操作压力计算
（1）塔顶操作压力
（2）每层塔板压降
P=0.7Kpa
（3）进料板压力
（4）精馏段平均压力
（5）塔底操作压力
（6）提馏段平均压力
3.1.2操作温度
利用表3中的数据可求
：
=80.54
109.99
精馏段平均温度：
提馏段平均温度：
3.1.3平均摩尔质量计算
（1）塔顶平均摩尔质量计算
=
=0.983，
=0.930
=0.983×
78.11+（1-0.983）×
92.13=78.35kg/Kmol
=0.930×
78.11+（1-0.930）×
92.13=79.09kg/Kmol
（2）进料板平均摩尔质量计算
0.721
=0.530
=0.721×
78.11+（1-0.721）×
92.13=82.02kg/Kmol
=0.530×
78.11+（1-0.530）×
92.13=87.19kg/Kmol
（3）精馏段平均摩尔质量计算
=（
+
）/2=（78.35+82.02）/2=80.19kg/Kmol
）/2=（79.09+87.19）/2=83.14kg/kmol
（4）塔底平均摩尔质量计算
=0.024，
=0.004
=0.024×
78.11+（1-0.024）×
92.13=91.80kg/Kmol
=0.004×
78.11+（1-0.004）×
92.13=92.08kg/Kmol
（5）提馏段平均摩尔质量计算
）/2=（91.80+82.02）/2=86.91kg/Kmol
）/2=（92.08+87.19）/2=89.635kg/Kmol
3.1.4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
=2.88
=3.37
（2）液相平均密度计算
塔顶液相平均密度计算
由
=80.54℃查表5得
=812.4
，
=807.6
=812.32
进料板液相平均密度计算
=91.79℃查表5得
=796.5
=794.9
进料板质量分率
=0.477
=795.66
精馏段液相平均密度计算
）/2=（812.32+795.66）/2=803.99
塔底液相平均密度计算
=106.42℃查表5得
=782.654
=783.938
塔底质量分率
=0.0204
提馏段液相平均密度计算
3.1.5液体平均表面张力计算
依式
计算
塔顶液相平均表面张力计算
=80.54℃查表4得
=20.984mN/m，
=21.502mN/m
+（1-
）
=21.020mN/m
进料板液相平均表面张力计算
=91.79℃查表4得
=19.628mN/m，
=19.929mN/m
=19.769mN/m
精馏段液相平均表面张力计算
）/2=（19.769+21.020）/2=20.395mN/m
塔底液相平均表面张力计算
=109.99℃查表4得
=17.9654mN/m，
=18.7938mN/m
17.9654+（1-0.004）×
18.7938=18.790mN/m
提馏段液相平均表面张力计算
）/2=（19.769+18.790）/2=19.280mN/m
3.1.6液体平均黏度计算
依式㏒
计算
塔顶液相平均黏度计算
=0.303mPas，
=0.307mPas
㏒
）㏒
=0.930㏒（0.303）+（1-0.930）㏒（0.307）
得
=0.302mPas
进料板液相平均黏度计算
=91.79℃查表6得
=0.264mPas，
=0.273mPas
=0.530㏒（0.264）+（1-0.530）㏒（0.273）
=0.269m
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