精馏塔课程设计报告Word格式.docx

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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。

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1.2～2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

52%

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3-220℃苯和甲苯的物理性质

名称

分子量

密度（kg/m3）

沸点（℃）

黏度（mPa·

s）

表面力（N/m）

苯

（1）

78.11

879

80.10

0.737

0.0286

甲苯

（2）

92.13

867

110.63

0.675

0.0279

3.2精馏塔物料衡算

根据工艺要求可以得出：

进料量F=48.51kmol/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/h

kmol/h=27.44kmol/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/h

mD=F×

MD=21.07×

78.13kg/h=1580kg/h

mW=F×

MW=27.44×

91.96kg/h=2520kg/h

3.3理论塔板数的计算

3.3.1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α值，见表3-3。

表3-3苯-甲苯物系在某些温度t下的α值

t/℃

80.1

84

88

92

96

100

104

108

110.6

α

2.60

2.56

2.53

2.49

2.46

2.43

2.40

2.37

2.35

可见随着温度的升高，或x的减小，α略有减小，但变化不大。

α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α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）

3.3.2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）

3.3.3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=0.4402ye=0.6606

根据文献[2]（10-40）式可知

R=1.5Rmin=1.5×

1.53=2.295

3.3.4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×

48.51kmol/h=96.87kmol/h

V′=V-（1-q）F=69.43kmol/h

3.3.5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=0.6965x1+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

y

x

1

0.9983

0.9958

2

0.9966

0.9916

3

0.9936

0.9844

0.9886

0.9723

5

0.9802

0.9524

6

0.9663

0.9206

7

0.9442

0.8725

8

0.9107

0.8046

9

0.8634

0.7187

10

0.8035

0.6230

11

0.7369

0.5306

12

0.6728

0.4533

13

0.6191

0.3964

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=1.3954×

0.3964-0.0047=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

14

0.5484

0.3291

15

0.4546

0.2519

16

0.3468

0.1766

17

0.2418

0.1141

18

0.1545

0.0688

19

0.0913

0.0390

20

0.0497

0.0207

21

0.0242

0.0099

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=101.325+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=118.975KPa

4.1.2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

0.816

0.651

0.504

0.373

0.257

0.152

0.057

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=102℃

4.1.3液相平均表面力的计算

液相平均表面力计算依据公式

计算。

查文献[4]苯和甲苯在不同温度下的表面力见表4-2。

表4-2苯和甲苯在不同温度下的表面力mN/m

温度（℃）

80

90

110

120

21.27

20.06

18.85

17.66

16.49

21.69

20.59

19.44

18.41

17.31

利用插值法计算出tW，tF，tD下苯和甲苯的表面力。

tD=80.14℃，αD=0.998下

σ1=21.25mN/m，σ2=21.67mN/m，σLm=21.25mN/m

tF=93.95℃，αF=0.4下

σ1=19.58mN/m，σ2=20.33mN/m，σLm=20.00mN/m

tW=110.06℃，αW=0.01下

σ1=17.65mN/m，σ2=18.40.mN/m，σLm=18.39mN/m

精馏段液相的平均力

σLm1=（21.25+20.00）/2=20.625mN/m

提馏段液相的平均力

σLm2=（18.39+20.00）/2=19.1955mN/m

4.1.4平均摩尔质量的计算

塔顶yD=0.9983,xD=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=0.0118

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=77.35kg/kmol

液相平均摩尔质量ML1=（78.17+85.96）/2=72.07kg/kmol

提馏段

气相平均摩尔质量MV2=（91.73+82.87）/2=87.30kg/kmol

液相平均摩尔质量ML2=（91.96+85.96）/2=88.96kg/kmol

4.1.5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ρkg/m3

815

803.9

792.5

780.3

768.9

810

800.2

790.3

770.0

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。

ρ1=814.8kg/m3，ρ2=808.6kg/m3，ρLD=814.8kg/m3。

ρ1=799.4kg/m3，ρ2=796.3kg/m3，ρLF=797.5kg/m3。

ρ1=780.2kg/m3，ρ2=780.2kg/m3，ρLW=780.2kg/m3。

精馏段液相的平均密度为

ρL1=（814.8+797.5）/2=806.15kg/m3

提馏段液相的平均密度为

ρL2=（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

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HTm-hL=0.34m。

气液两相流动参数

查文献[4]中Smith关联图，C20=0.075。

精馏段液相平均力σLm1=20.625mN/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]中Smith关联图，C20=0.068。

精馏段液相平均力σLm1=19.195mN/m。

4.2.1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=20.3m

4.3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：

（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

hOW=0.018m。

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）液体在降液管的停留时间

查文献[4]，用以下公式计算液体在降液管的停留时间

则精馏段τ=22.3s，提馏段τ=8.6s。

停留时间大于3s符合要求。

4.3.2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

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F1≤0.8～0.82。

浮阀塔板泛点率由下式计算

ZL=D-2bd=1-2×

0.149=0.702m

Ab=AT-2Ad=0.785-2×

0.0668=0.6514m2

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。

4.3.2塔板阻力的计算

（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h1

h1=0.5hL=0.5×

0.06=0.03m

（3）克服表面力阻力hσ

由以上三项阻力之和求得塔板阻力hf

hf=h0+h1+hσ=0.039+0.03+0.00027=0.06927m

即单板压降P

P=ρLghf=806.15×

9.81×

0.06927=547.8Pa

单板压降小于0.7KPa，符合要求。

hf=h0+h1+hσ=0.042+0.03+0.00026=0.07226m

P=ρLghf=788.85×

0.07226=559.2Pa

4.3.3降液管液泛校核

降液管中清液高度Hd

Hd=hw+how+Δ+hf+hd

Δ忽略不计，则

Hd=hw+how+Δ+hf+hd=0.05+0.01+0.06927+0.00072=0.13m

取φ=0.5

Hd′=Hd/φ=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。

Hd=hw+how+Δ+hf+hd=0.042+0.018+0.07226+0.0048=0.137m

Hd′=Hd/φ=0.13/0.5=0.274m

而HT+hw=0.4+0.042=0.442>

4.3.4严重漏液校核

当阀孔的动能因子F0低于5时将会发生严重漏液，故漏液点的孔速u0′可取F0=5的相应孔流气速

稳定系数K

故不会发生严重漏液。

4.3.5塔板负荷性能图

（1）过量液沫夹带线关系式

对于一般塔径，取F1=0.8，则

整理得

Vh=3650-15.76Lh

式为过量液沫夹带线关系式。

（2）液相下限线关系式

对于平直堰，其堰上液头高度how必须大于0.006m。

取how=0.006m，即可确定液相流量