苯甲苯连续精馏塔的设计书.docx
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苯甲苯连续精馏塔的设计书
苯-甲苯连续精馏塔的设计书
一、设计任务：
试设计一连续浮阀精馏塔以分离苯-甲苯混合物。
具体工艺参数如下：
1、原料处理量：
年处理76000吨苯-甲苯混合液体。
2、原料液中苯含量：
27.5%（质量）。
3、产品要求：
馏出液中的苯含量为97%（质量）。
釜液中的苯含量不高于2%（质量）。
设备的年运行时间平均为300天。
二、设计条件：
1、加热方式：
间接蒸汽加热，蒸汽压力为1.0~2.5kg/cm2。
2、操作压力：
常压。
3、进料状况：
泡点进料。
4、冷却水进口温度：
25℃，出口温度自定。
5、塔板形式：
浮阀塔板。
三、应完成的工作量：
1、确定全套精馏装置的流程，绘制工艺流程示意图，标明所需的设备、管线及有关控制或观测所需的主要仪表与装置。
2、精馏塔的工艺设计，塔的结构尺寸设计。
3、辅助装置的设计和选型；估算冷却水用量和冷凝器的换热面积、水蒸气用量和再沸器换热面积；。
4、编写设计说明书一份。
5、绘制精馏塔的装配图一张（一号图纸）。
表格
表1物料衡算结果
表2苯和甲苯的气液平衡数据
表3苯和甲苯的气液平衡数据
表4苯、甲苯的Antoine常数
表5苯，甲苯的饱和蒸汽压
表6塔的工艺条件及物性数据计算结果
表7精馏段和提馏段气液负荷计算结果
表8物性系数K
表9雾沫夹带线取点
表10液泛线取点
表11冷凝器和再沸器的热负荷
表12塔各接管及材料
表13塔间距与塔径的关系
表14塔体计算结果
表15筒体的设计参数
表16设计结果汇总
附表1——常压下苯－甲苯的气热平衡数据表
附表2——苯和甲苯的物理性质
附表3——苯和甲苯的液相密度
附表4——液体表面张力
附表5——液体黏度
附表6——液体汽化热
图
图1精馏操作流程
图2精馏工艺流程图
图3全凝器内物流流程图
图4再沸器内加热蒸汽走壳程、物料走管程
图5设计思路流程图
图6苯-甲苯的气液平衡图
图7理论塔板数
图8史密斯关联图
图9精馏段和提馏段阀孔数
图10泛点负荷系数
图11精馏段操作性能图
图12提馏段操作性能图
图13全塔能量衡算图
图14封头
符号说明
英文字母
Aa——塔板上鼓泡区面积，m2；
Ab——板上液流面积，m2；
Af——降液管截面积，m2；
AT——塔截面积，m2；
C——操作条件下的负荷系数，无因次；
CF——泛点负荷系数，无因次；
C20——当液体表面张力为20mN／m时,计算umax的负荷系数，无因次；
do——阀孔直径，m；
D——塔径，m；馏出液摩尔流量，kmol/h
ev——雾沫夹带量，kg液／kg气
E——液流收缩系数，无因次；
ET——总板效率（全塔效率），无因次；
Fo——气相动能因数，kg1/2（s·m1/2）；
g——重力加速度，m／s2；
hl——进口堰与降液管间的水平距离，m；
hc——与干板压强降相当的液柱高度，m液柱；
hd——与液体经过降液管时的压强降相当的液柱高度，m液柱；
h1——与板上液层阻力相当的液柱高度，m液柱；
hL——板上清液层高度，m；
hn——齿形堰的齿深，m
ho——降液管的底隙高度，m；
hOW——堰上液层高度，m；
hW——出口堰高度，m；
Hd——降液管内清液层高度，m；
HT——板距，m；
K——物性系数，无因次；
lW——堰长，M；
L——液体摩尔流量，kmol/h
Lh——液体流量，m3／h；
Ls——液体流量，m3／s；
NP——实际板层数；
NT——理论板层数；；
△P——压强降，Pa；
R——鼓泡区半径，m，或回流比，无因次；
t——孔心距，m；
t’——排间距，m；
u——空塔气速，m/s；
umax——极限空塔速度（液泛速度），m/s：
uo——阀孔气速，m/s；
uoc——临界孔速，m/s；
u’o——降液管底隙处液体流速,m/s；
Vh——气体流量，m3／h
Vs——气体流量，m3／s：
Wc——边缘无效区宽度，m；
Wd——弓形降液管宽度，m；
Ws——破沫区宽度，m；
x——液相中易挥发的摩尔组成；或鼓泡区1/2的宽度，m；
y——气相摩尔组成；
Z——板式塔的有效高度，m；
希腊字母
εo——板上液层充气系数，无因次；
θ——液体在降液管内停留时间,s；
μ——粘度，mPa·s；
ρl——液体密度，kg/m3
ρv——气体密度，kg/m3
σ——液体的表面张力，mN／m或N／m；
φ——计算液泛时的系数，无因次；
下标
D——馏出液；
F——原料液；
h——小时；
s——秒；
i——组分序号；
L一液体的；
m——平均；
max——最大的；
min——最小的；
n——塔板序号；
V——气体的。
一、设计方案的确定
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。
1.操作压力（加压、常压、减压）
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。
由于苯和甲苯在常压下有很好的分离效果，而且苯和甲苯也不是难挥发的物质，同时也从合理的经济成本和设备条件来考虑
2.进料方式（热状况）
选择泡点进料
进料状态直接影响塔板数、塔径、回流量、塔的热负荷等参数的计算，所以在工艺计算前要首先加以确定。
进料有多种热状态形式，如冷进料、泡点进料点—液共进料、饱和蒸气进料等．但一般多采用泡点或接近泡点进料，这样塔的操作较易控制，精馏段与提馏段的塔径相同，使塔的设计和制造更简便。
对于泡点进料，由于原料与板上液体的温度相近，因此原料液全部进入提馏段，作为提馏段的回流液，这样较好的提高原料液的分离。
另外，也是为了使塔的操作处于稳定，不受季节的影响。
3.加热方式（直接或间接）
选择间接加热
如果分离的混合溶液为水溶液，且水是难挥发组分，这选择直接加热较好，以省去再废气，提高热能利用率。
但是直接加热时的理论板较间接蒸气时稍多，同时本次分离溶液的不是水溶液，所以采用间接加热的方式。
4.热能利用
在精馏装置中，可采用中间再沸器，由于塔中间液体沸点低于釜液，所以中间再沸器的温度比塔底再沸器的温度低，因而可以利用比塔釜热源温度低的加热剂来加热，降低能量消耗。
同样，也可设置中间冷凝器，由于塔中蒸气温度高于塔顶，所以可回收能位比塔顶更高的热能。
这样都可以提高精馏塔的热力学效率。
当然，采用上述方式节能或余热利用时还需考虑所增加的设备费用，以及可能给操作带来的不利影响。
5.灵敏板位置的确定
一个正常操作的精馏塔当受到某一外界因素的影响的干扰（如回流比、进料组成发生波动等），全塔各板的组成将发生变动，全塔的温度分布也将发生相应的变化。
因此，有可能用测量温度的方法预示塔内组成尤其是塔顶馏出液组成的变化。
仔细考察操作条件变动前后的温度分布的变化，即可发现在精馏段或提馏段的某些塔板上，温度变化最为显著。
或者说，这些塔板的温度对外界干扰因素的反映最灵敏，故将这些塔板称之为灵敏板。
将感温元件安置在灵敏板上可以较早察觉精馏操作所受的干扰；而且灵敏板比较靠近进料口，可在塔顶馏出液组成尚未产生变化之前先感受到进料参数的变动并及时采取调节手段，以稳定馏出液的组成。
因此，在设计过程中根据不同回流比大小来确定全塔组成分布和温度分布，画出以塔板序号为纵坐标、温度变化为横坐标的温度分布曲线，得到温度变化最明显的位置，即为灵敏板位置。
6.精馏流程的确定
苯和甲苯的混合溶液经原料预热器加热到泡点后，送入精馏塔。
塔顶上升蒸汽采用全冷凝器冷凝后，一部分作为回流，其余为塔顶产品经冷凝器冷却后送至贮槽。
塔釜采用间接蒸汽向再沸器供热，塔底产品经冷却后送至贮槽。
流程简图：
图1精馏操作流程
原料液走向图:
图2精馏工艺流程图
全凝器内物流的走向:
图3全凝器内物流流程图
再沸器内物流的走向:
图4再沸器内加热蒸汽走壳程、物料走管程
7.设计思路
在本次设计中，我们进行的是苯和甲苯二元物系的精馏分离，如何利用两组分的挥发度的差异实现高纯度分离，是精馏塔的基本原理。
精馏装置包括精馏塔、原料预热器、蒸馏釜、冷凝器、釜液冷却器和产品冷却器等设备。
本设计采用浮阀式连续精馏塔，要保持塔的稳定性，流程中除用泵直接送入塔原料外也可以采用高位槽。
塔顶冷凝器可采用全凝器、分凝器-全能器连种不同的设置。
在这里采用全凝器，可以准确的控制回流比。
此次设计是在常压下操作。
因为这次设计采用间接加热，所以需要再沸器。
回流比是精馏操作的重要工艺条件。
选择的原则是使设备和操作费用之和最低。
在设计时要根据实际需要选定回流比。
图5设计思路流程图
二、精馏塔的工艺设计计算及结构设计
1.原始液：
苯——甲苯的混合物
原料液处理量
76000t/年
原料液（含苯）
2705%（质量分数）
进料温度
泡点进料
塔顶产品（含苯）
9%（质量百分数）
塔底残液（含苯）
2%（质量百分数）
操作压力
常压
单板压降
0.7kpa
2.塔的物料衡算
（1）原料液及塔顶、塔底产品含苯摩尔分数
==0.31
==0.974
==0.024
（2）平均摩尔质量
=0.310×78.+（1-0.310）×92=87.66kg/kmol
=0.974×78+（1-0.974）×92=78.36kg/kmol
＝0.024×78+（1-0.024）×92＝91.66kg/kmol
（3）物料衡算
总物料衡算D’+W’=76000000/（300×24）
易挥发组分物料衡算0.974D’+0.024W’=0.310×76000000/（300×24）
联合以上二式得：
F’=10555.56kg/hF=10555.56/87.66=120.41kmol/h
D’=3177.78kg/hD=3177.78/78.36=40.55kmol/h
W’=7377.78kg/hW=7377.78/91.66=80.49kmol/h
表1物料衡算结果
项目
含苯摩尔分数
平均摩尔质量kg/kmol
进料量/（kg/h）
产品溜出液量/（kg/h）
产品釜液量/（kg/h）
塔顶
0.974
78.36
0
3177.78
0
进料
0.310
87.66
10555.56
0
0
塔釜
0.024
91.66
0
0
7377.78
3.塔板数的确定
表2苯和甲苯的气液平衡数据
x
1.000
0.780
0.581
0.412
0.258
0.130
0
y
1.000
0.900
0.777
0.633
0.456
0.262
0
（1）根据苯和甲苯的气液平衡数据做y----x图
图6苯-甲苯的气液平衡图
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