精馏塔课程设计报告.docx
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精馏塔课程设计报告
绪论
精馏是分离液体混合物最常用的一种单元操作，在化工、炼油、石油化工等工业中得到广泛的应用。
精馏过程在能量的驱动下，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，实现原料混合物中各组分的分离。
该过程是同时进行传热、传质的过程。
为实现精馏过程，必须为该过程提供物流的贮存、输送、传热、分离、控制等的设备、仪表等构成精馏过程的生产系统。
精馏设备主要是塔设备，其中最重要的类型为板式塔和填料塔。
本次课程设计是F1型浮阀精馏塔的设计，浮阀塔是使用最广泛的一种塔型。
浮阀塔之所以广泛应用，是由于它有以下特点：
1．生产能力大，由于塔板上浮阀安排比较紧凑，其开孔面积大于泡罩塔板，生产能力比泡罩塔板大 20%～40%，与筛板塔接近。
2．操作弹性大，由于阀片可以自由升降以适应气量的变化，因此维持正常操作而允许的负荷波动围比筛板塔，泡罩塔都大。
3．塔板效率高，由于上升气体从水平方向吹入液层，故气液接触时间较长，而雾沫夹带量小，塔板效率高。
4．气体压降及液面落差小，因气液流过浮阀塔板时阻力较小，使气体压降及液面落差比泡罩塔小。
5．塔的造价较低，浮阀塔的造价是同等生产能力的泡罩塔的 50%～80%，但是比筛板塔高 20%～30。
近几十年来，人们对浮阀塔的研究越来越深入，生产经验越来越丰富，积累的设计数据比较完整，因此设计浮阀塔比较合适。
1工艺流程
1.1精馏过程工艺流程示意图
图1-1所示为精馏装置流程图
图1-1精馏装置的流程
1.2精馏过程工艺流程的说明
首先，苯和甲苯的原料混合物进入原料罐，在里面停留一定的时间之后，通过泵进入原料预热器，在原料预热器中加热到泡点温度，然后，原料从进料口进入到精馏塔中。
因为被加热到泡点，混合物为饱和液体，液相混合物在精馏塔中下降。
气相混合物上升到塔顶上方的冷凝器中，这些气相混合物被降温到泡点，其中的液态部分进入到塔顶产品冷却器中，停留一定的时间然后进入苯的储罐，而其中的气态部分重新回到精馏塔中，这个过程就叫做回流。
液相混合物就从塔底一部分进入到塔底产品冷却器中，一部分进入再沸器，在再沸器中被加热到泡点温度重新回到精馏塔。
塔里的混合物不断重复前面所说的过程，而进料口不断有新鲜原料的加入。
最终，完成苯与甲苯的分离。
2设备及操作条件
2.1设备的确定
精馏装置包括进料泵，精馏塔，原料预热器，蒸馏釜（再沸器），全冷凝器和产品冷凝器等设备。
2.2操作条件的选择
操作条件的选择通常以物系的性质、分离要求等工艺条件以及所能提供的公共实际条件作为前提，以达到某一目的为最优来选择适宜操作条件。
在精馏装置中，首先选择精馏塔的操作条件，其他操作条件随之而定。
同时，还要考虑本装置与上、下游装置衔接的工况。
精馏塔操作条件的选择通常可以从以下几个方面考虑。
2.2.1操作压力选择
蒸馏过程中按操作压力不同，分为常压蒸馏、减压蒸馏和加压蒸馏。
一般地，除热敏性物系，凡通过常压蒸馏能够实现分离要求，并能用江河水或循环水将馏出物冷凝下来的物系，都采用常压蒸馏；对热敏性物系或者混合物泡点过高的物系，则宜采用减压蒸馏；对常压下馏出物冷凝温度过低的物系，需提高塔压或者采用深井水，冷冻盐水作为冷却剂；而常压下呈气态的物系必须采用加压蒸馏。
甲苯和苯在常压下就能够分离出来，所以本课程设计在常压下操作就可以。
2.2.2进料状况的选择
进料状况一般有冷夜进料，泡点进料。
对于冷夜进料，当组成一定时，流量一定对分离有利，节省加热费用。
采用泡点进料不仅对稳定操作较为方便，且不受季节温度影响。
综合考虑，设计上采用泡点进料。
泡点进料时，基于恒摩尔流假定，精馏段和提馏段上升蒸汽的摩尔流量相等，故精馏段和提馏段塔径基本相等，制造上较为方便。
2.2.3加热方式的选择
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
操作回流比
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
4
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
板数
y
x
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
t/℃
80.1
84
88
92
96
100
104
108
110.6
x
1
0.816
0.651
0.504
0.373
0.257
0.152
0.057
0
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
100
110
120
苯
（1）
21.27
20.06
18.85
17.66
16.49
甲苯
（2）
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
温度（℃）
80
90
100
110
120
苯
（1）
815
803.9
792.5
780.3
768.9
甲苯
（2）
810
800.2
790.3
780.3
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。
tD=80.14℃，αD=0.998下
ρ1=814.8kg/m3，ρ2=808.6kg/m3，ρLD=814.8kg/m3。
tF=93.95℃，αF=0.4下
ρ1=799.4kg/m3，ρ2=796.3kg/m3，ρLF=797.5kg/m3。
tW=110.06℃，αW=0.01下
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
液相的体积流量
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]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=0.068。
精馏段液相平均力σLm1=19.195mN/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
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
对于精馏段：
hOW=0.018m。
所以出口堰高：
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
精馏段
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
浮阀个数
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
式中
ZL=D-2bd=1-2×0.149=0.702m
Ab=AT-2Ad=0.785-2×0.0668=0.6514m2
精馏段
查文献[4]泛点负荷图CF=0.118，K=1.0。
提馏段
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
精馏段
（1）干板阻力h0
临界孔速
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。
提馏段
（1）干板阻力h0
临界孔速
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=0.042+0.03+0.00026=0.07226m
即单板压降P
P=ρLghf=788.85×9.81×0.07226=559.2Pa
单板压降小于0.7KPa，符合要求。
4.3.3降液管液泛校核
精馏段
降液管中清液高度Hd
Hd=hw+how+Δ+hf+hd
式中
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。
提馏段
降液管中清液高度Hd
Hd=hw+how+Δ+hf+hd
式中
Δ忽略不计，则
Hd=hw+how+Δ+hf+hd=0.042+0.018+0.07226+0.0048=0.137m
取φ=0.5
Hd′=Hd/φ=0.13/0.5=0.274m
而HT+hw=0.4+0.042=0.442>Hd′,故不会发生液管液泛。
4.3.4严重漏液校核
精馏段
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。
精馏段
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
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