板式精馏塔设计使用说明书.docx
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板式精馏塔设计使用说明书
课程设计说明书
课程名称:
化工原理课程设计
设计题目：
苯-甲苯分离过程板式精馏塔
院系：
化学与环境工程学院
学生姓名：
学号：
专业班级：
09有机化工生产技术
（二）班
指导教师：
2011年5月8日
苯—甲苯板式精馏塔
摘要：
塔设备是化工炼油生产中最重要的设备之一，它可使气液或液液两相之间进行紧密接触，达到相际传质及传热的目的。
常见的可在塔设备中操作的有：
精馏、吸收、解析和萃取等，此外，工业气体的冷却与回收，气体的湿法净制和干燥以及兼有气液两相传质和传热的增湿减湿等。
在化工或炼油厂中，塔设备的性能对于整个产业质量、生产能力和消耗定额及三废处理和环境保护等各方面都有重大影响。
据有关资料报道塔设备的资料费用占整个工艺设备投资费用的较大比例。
因此，塔设备的设计和研究，受到化工炼油等行业的极大重视。
根据任务设计书，此设计的塔形为筛板塔采用连续精馏。
关键词：
饱和蒸汽压、回流比、塔顶、塔釜、进料板、泡点进料等。
板式精馏塔设计说明书
一设计题目
苯—甲苯精馏塔的工艺设计
二设计内容
1精馏塔的工艺计算
2精馏塔的结构设计及流体力学计算
3绘制精馏塔工艺条件图
三工艺条件
1进料量为5500kg/h,泡点进料
2原料液组成为0.5（笨的质量分数，下同）
3塔顶采用全凝器，部分产品会留，不分产品冷凝后储存
4塔顶流出液组成为0.96,塔底釜液组成为0.01
5操作压力为4kPa（塔顶表压）；
6回流比与最小回流比的比值自选;
7单板压降不大于0.7kPa;
8全塔效率Et=52%;
四设计项目
1设计方案的确定；
2精馏塔的物料横算；
3塔板数的确定；
4精馏塔的工艺条件及有关物性数据的计算；
5精馏塔的塔体工艺尺寸计算；
6塔板主要工艺尺寸计算；
7筛板的流体力学验算；
8塔板负荷性能图；
五设计计算
（一）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。
塔顶上升蒸汽采用全凝器冷凝，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。
该物系属于易分离物系，最小回流比较小，故操作回流比取最小回流比的2倍。
塔釜采用间接蒸汽加热，塔底产品经冷却后送至储罐。
（二）精馏塔的物料横算
1.原料液及塔顶塔底产品的摩尔分率
苯的摩尔质量MA=78.11kg/kmol
甲苯的摩尔质量MA=92.13kg/kmol
xF=0.541
xD=0.966
xW=0.012
2.原料液及塔顶、塔底产品的平均摩尔质量
Mf=0.541×78.11＋（1－0.541）×92.13=84.55㎏/mol
Md=0.966×78.11＋（1－0.966）×92.13=78.59㎏/mol
Mw=0.012×78.11＋（1－0.012）×92.13=91.96㎏/mol
3.物料横算
原料处理量F=5500/84.55=65.05kmol/h
总物料横算65.05=D＋W
苯物料横算65.05×0.541=0.966D＋0.012W
联立解得D=36.07kmol/h
W=28.98kmol/h
（三）塔板数的确定
苯—甲苯属理想物系，可采用图解法求理论板层数。
确定指定压力下溶液的泡点需用试差法。
我们先假设t为某个值，用安托尼方程计算出PA*、PB*,在代人泡点方程算出xa与给定的xa较看是否相等，若计算值偏小则初设泡点偏高，再设泡点，直至xa与给定值近似为止，此时即为泡点温度，算出PA*、PB*从而求出@
由气液平衡方程
可在两组分溶液的x—y图上画出气液平衡线
因为q=1,根据
知q线（xf,yf），且垂直于x轴，与对称轴
交于e点，与平衡线交于g点，从图上可读出g点对应的x、y值，y=0.75,x=0.541;
故最小回流比为
取操作回流比为R=2Rmin=2×1.033=2.066
求精馏塔的气、液相负荷
L=RD=2.066×36.07=74.52kmol/h
V=（R＋1）D=3.066×36.07=110.59kmol/h
L’=L＋F=74.52＋65.05=139.57kmol/h
V’=V=110.59kmol/h
求操作线方程
精馏段操作线方程为
=0.674x＋0.315
L’W
提馏段操作线方程为y’=——x’-——xw=0.262x’－0.0034
V’V’
图解法求理论板层数（如图1）
总理论板层数NT=12
进料板位置NF=5
精馏段实际板层数N精=4÷0.52≈8
提馏段实际板层数N提=8÷0.52≈16
（四）精馏塔的工艺条件及有关物性数据的计算（以精馏段为例计算）
1.操作压力计算
塔顶操作压力PD=101.3＋4=105.3kPa
每层塔板压降△P≤0.7kPa
进料板压力PF=105.3＋0.7×8=110.9kPa
精馏段平均压力Pm=（105.3＋110.9）÷2=108.1kPa
2.操作温度计算依据操作压力，由泡点方程通过试差法计算出泡点温度。
塔顶温度td=82.3
进料板温度tf=92.3
精馏段平均温度tm=87.3
3.平均摩尔质量计算
塔顶平均摩尔质量计算
由xd=y1=0.966,查平衡曲线得x1=0.92
Mvdm=0.966×78.11＋（1－0.966）92.13=78.59kg/kmol
Mldm=0.92×78.11＋（1－0.92）92.13=79.23kg/kmol
进料板平均摩尔质量计算
由图解理论板得yf=0.738
查平衡曲线得xf=0.518
Mvfm=0.738×78.11＋（1－0.783）92.13=81.78kg/kmol
Mlfm=0.518×78.11＋（1－0.518）92.13=84.87kg/kmol
精馏段平均摩尔质量
Mvm=（78.59＋81.78）/2=80.185kg/kmol
Mlm=（79.23＋84.87）/2=82.05kg/kmol
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，即
=108.1×80.185÷8.314÷（90.8＋273.15）=2.865kg/m3
（2）液相平均密度计算1/ρlm=∑αi/ρi
塔顶液相平均密度的计算
由Td=82.3℃,查手册得ρa=812.16㎏/m³ρb=807.7㎏/m³
ρldm=1/（0.96/812.16＋0.04/807.7）=812.02㎏/m³
进料板液相平均密度的计算
由tF=92.3℃,查手册得ρa=802.365㎏/m³ρb=798.42㎏/m³
进料板液相的质量分率aA=0.518×78.11÷（0.518×78.11＋0.482×92.13）=0.467
ρLFm=1/（0.467/802.365＋0.542/798.42）=800㎏/m³
精馏段液相平均密度为ρLm=806.01㎏/m³
5.液体平均表面张力计算
液相平均表面张力计算σLm=∑xiσi
塔顶液相平均表面张力计算
由tD=82.3℃,查手册得σA=21.234mN/mσB=21.397mN/m
σLDm=0.966×21.234＋0.034×21.397=21.24mN/m
进料板液相平均表面张力计算
由tF=92.3℃,查手册得σA=19.786mN/mσB=20.108mN/m
σLFm=0.518×19.786＋0.482×20.108=19.94mN/m
精馏段液相平均表面张力为σLm=（21.24＋19.94）/2=20.59mN/m
6.液体平均粘度计算
液相平均粘度计算㏒μLm=∑xi㏒μi
塔顶液相平均粘度的计算
由tD=82.3℃,查手册得μA=0.302mPa·sμB=0.306mPa·s
㏒μLDm=0.966㏒（0.302）＋0.034㏒（0.306）
解出μLDm=0.302mPa·s
进料板液相平均粘度的计算
由tF=92.3℃,查手册得μA=0.256mPa·sμB=0.265mPa·s
㏒μLFm=0.388㏒（0.265）＋0.612㏒（0.265）
解出μLFm=0.261mPa·s
精馏段液相平均粘度为
μLm=（0.302＋0.261）/2=0.282mPa·s
（五）精馏塔的塔体工艺尺寸计算
1.塔径的计算
精馏段的气液相体积流率为
由
由图查取，图的横坐标为
取板间距Ht=1.4m,板上液层高度hl=0.06m,则Ht－hl=0.4－0.06=0.34m
查图得C20=0.072
=0.072（20.41/20）0.2=0.0724
取安全系数为0.75，则空塔气速为u=0.75umax=0.75×1.206=0.905m/s
按标准塔径圆整后D=1.2m
塔截面积At=πD²/4=3.14×1.2²/4=1.13㎡
实际空塔气速u=0.86/1.13=0.761m/s
2.精馏塔有效高度的计算
精馏段有效高度为Z精=（N精－1）Ht=（8－1）×0.4=2.8m
提留段有效高度为Z提=（N提－1）Ht=（16－1）×0.4=6m
在进料板上方开一人孔，其高度为0.8m
故精馏塔的有效高度为Z=2.8+6+0.8=9.6m
（六）塔板主要工艺尺寸的计算
1.溢流装置计算
因塔径D=1.2m可选用单溢流弓形降液管，采用凹形受液盘。
1堰长lw=0.7D=0.7×1.2=8.4m
2溢流堰高度hw=hl-how
选用平直堰，堰上液层高度how=2.84E（Lh/lw）⅔/1000
近似取E=1，则how=2.84×1×（0.0021×3600÷0.84）⅔/1000=0.0123m
取板上清液层高度hl=60㎜
故hw=0.06－0.0123=0.0477m
③弓形降液管宽度Wd和截面积Af
由lw/D=0.7查图得Af/At=0.093Wd/D=0.124
故Af=0.093×1.13=0.105㎡
Wd=0.151×1.2=0.181m
验算液体在降液管中停留时间，即
θ=3600AfHt/Lh=3600×0.105×0.4÷0.0021÷3600=20s>5s
故降液管设计合理
④降液管底隙高度h。
h。
=Lh/3600lwu’。
=0.0021÷0.84÷0.08=0.0312
取u′。
=8m/s
则h。
=0.0021÷0.84÷0.08=0.0312m
hw－h。
=0.0477-0.0312=0.0165m＞0.006m
故降液管底隙高度设计合理。
选用凹形受液盘，深度h’w=50mm。
2.塔板布置
①塔板的分块
因D≥800mm，故塔板采用分块式。
查表得，塔板分为3块。
②边缘区宽度确定
取
3开孔区面积计算
开孔区面积
其中x=D/2－（Wd＋Ws）=1.2/2－（0.181＋0.07）=0.349m
r=D/2－Wc=1.2/2－0.04=0.56m
故
4筛孔计算及其排列
本例处理的物系无腐蚀性，可选用δ=3㎜碳钢板，取筛孔直径d。
=5mm。
筛孔按正三角形排列，取孔心距t=3d。
=3×5=15㎜
筛孔数目n=1.155Aa/t²=1.155×0.727/0.015²=3732个
开孔率φ=0.907（d。
/t）²=0.907（0.005/0.015）²=10.1﹪
气体通过阀孔的气速u。
=Vs/Aa=0.86/（0.101×0.727）=11.71m/s
（七）筛板的流体力学验算
1.塔板压降
①干板阻力hc的计算
由d。
/δ=5/3=1.67,查图得，c。
=0.772
故hc=0.051（u。
/c。
）²（ρv/ρL）=0.051（11.71/0.772）²（2.892/806.01）=0.0421m
②气体通过液层的阻力h1的计算h1=βhL
ua=Vs/（AT-Af）=0.825/（1.13-0.105）=0.831m/s
查图得，β=0.6
故hl=βhL=β（hw+how）=0.6（0.0477+0.0123）=0.036m液注
③液体表面张力的阻力hσ计算
hσ=4σL/ρLgd。
=4×20.59×10-³/（806.01×9.81×0.005）=0.00208m
气体通过每层塔板的液注高度hp的计算
hp=hc+hl+hσ=0.0421＋0.036＋0.00208=0.0802m液注
气体通过每层塔板的压降为
△Pp=hpρLg=0.08×806.01×9.81=634.13pa＜0.7kpa（设计允许值）
2.液面落差对于筛板塔，液面落差很小，且本例的塔径和液流量均不大，故可忽略液面落差的影响。
3.液沫夹带ev=（5.7×10-6/σL）×［ua/（HT-hf）］3.2hf=2.5hL=2.5×0.06=0.15
ev=（5.7×10-³/20.59）［0.831/（0.4－0.15）］3.2=0.0129kg液/kg气<0.1kg液/kg气故在本设计中液沫夹带量ev在允许范围内。
4.漏液对筛板塔，
实际孔速u。
==11.71>u。
min
稳定系数为K=u。
/u。
min=11.71/6.033=1.94（2>1.94>1.5）
故在本设计中无明显漏液。
5.液泛
为防止塔内发生液泛，降液管内液层高Hd应服从Hd≤φ（HT＋hw）
苯—甲苯物系属一般物系，取φ=0.5，则
φ（HT＋hw）=0.5×（0.4＋0.0477）=0.2238m
而Hd=hp+hL+hd
hd=0.153（u′。
）²=0.153（0.08）²=0.001液注
Hd=0.0802＋0.06＋0.001=0.1502m液注
Hd≤φ（HT＋hw）
故在本设计中不会液泛现象。
（八）塔板负荷性能图
1.漏液线
由
hL=hw+how
how=2.84E（Lh/lw）⅔/1000
得
整理得：
在操作范围内，任取几个Ls值，依上式计算出Vs值，计算结果列于表中
Ls,m³/s
0.0006
0.0015
0.0030
0.0045
Vs,m³/s
0.4238
0.4359
0.4492
0.4622
由上表数据即可作出漏液线1.
2.液沫夹带线
以ev=0.1kg液/kg气为限，求Vs—Ls关系如下：
由ev=（5.7×10-6/σL）×［ua/（HT-hf）］3.2
ua=Vs/（AT-Af）=Vs/（1.13-0.105）=0.9756Vs
hf=2.5hL=2.5（hw+how）hw=0.0477
how=2.84×1×（3600Ls/0.84）⅔÷1000=0.749Ls⅔
故hf=0.12+1.872Ls⅔
HT-hf=0.28-1.872Ls⅔
ev=（5.7×10-6/20.59×10-3）×0.9756Vs/（0.28-1.872Ls⅔）］3.2=0.1
整理得Vs=1.808-12.089Ls⅔
在操作范围内，任取几个Ls值，依上式计算出Vs值，计算结果列于表中
Ls,m³/s
0.0006
0.0015
0.0030
0.0045
Vs,m³/s
1.722
1.65
1.557
1.478
由上表数据即可作出液沫夹带线2.
3．液相负荷下限线
对于平直堰,取堰上液层高度how=0.006m作为最小液体负荷标准。
how=2.84E（3600Ls/lw）⅔÷1000=0,006取E=1，
则Ls,min=（0.006×1000/2.84）³/²×0.84/3600=0.000716m³/s据此可作出与气体流量无关的垂直液相负荷下限线3.
4.液相负荷上限线
以θ=4s作为液体在降液管中停留时间的下限，
θ=AfHt/Ls=4故Ls,min=AfHt/4=0.105×0.40/4=0.0105m³/s据此可作出与气体流量无关的垂直液相负荷上限线4.
5.液泛线
令Hd=φ（HT+hw）
由Hd=hp+hL+hd;hc+hl+hσ;hl=βhL;hL=hw+how
联立得φHT+（φ-β-1）hw=（β+1）how+hc+hd+hσ
整理得a′Vs²=b′－c′L²s－d′Ls⅔
式中a′=（0.051ρv/ρL）/（A。
c。
）²=0.057
b′=φ
+（φ-β-1）hw=0.1475
c′=0.153/（lwh。
）²=222.8
d′=2.84×10-³E（1+β）（3600/lw）⅔=1.2
故Vs²=2.59－3908.77L²s－21.05Ls⅔
在操作范围内，任取几个Ls值，依上式计算出Vs值，计算结果列于表中
Ls,m³/s
0.0006
0.0015
0.0030
0.0045
Vs,m³/s
1.562
1.518
1.466
1.392
由上表数据即可作出液泛线5.
根据以上各线方程，可作出筛板塔的负荷性能图，如同
（2）所示
在负荷性能图上，作出操作点A，连接OA，即做出操作线。
由图可看出，该筛板的操作上限为。
液沫夹带控制，操作下限为漏液控制。
由图
（2）查得
Vs,max=1.518m³/sVs,min=0.436m³/s
故操作弹性为Vs,max/Vs,min=1.518/0.436=3.482
所设计筛板的主要结果汇总与下表。
筛板塔设计计算结果
序号
项目
数值
1
平均温度
℃
87.3
2
平均压力Pm,kPa
108.1
3
气相流量Vs,（m³/s）
0.852
4
液相流量Ls,（m³/s）
0.0021
5
实际塔板数
24
6
有效段高度Z,m
9.6
7
塔径,m
1.2
8
板间距,m
0.4
9
溢流形式
单溢流
10
降液管形式
弓形
11
堰长,m
0.84
12
堰高,.m
0.0477
13
板上液层高度,m
0.06
14
堰上液层高度,m
0.0123
15
降液管底隙高度,m
0.0312
16
安全区宽度,m
0.07
17
边缘区宽度,m
0.04
18
开孔区面积,㎡
0.7270
19
筛孔直径,m
0.005
20
筛孔数目
3732
21
孔中心距,m
0.015
22
开孔率%
10.1
23
空塔气速,m/s
0.754
24
筛孔气速,m/s
11.71
25
稳定系数
1.94
26
每层塔板压降,Pa
634.13
27
负荷上限
液泛控制
28
负荷下限
漏液控制
29
液沫夹带ev,（kg液/kg气）
0.0129
30
气相负荷上限,（m³/s）
1.518
31
气相负荷下限,（m³/s）
0.436
32
操作弹性
3.482
指导教师评语：
课程设计报告成绩：
，占总成绩比例：
课程设计其它环节成绩：
环节名称：
成绩：
，占总成绩比例：
环节名称：
成绩：
，占总成绩比例：
环节名称：
成绩：
，占总成绩比例：
总成绩：
指导教师签字：
年月日
本次课程设计负责人意见：
负责人签字：
年月日
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