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1、苯-甲苯板式浮阀精馏塔工艺设计前言 精馏是多级分离过程，即同时进行多次部分汽化和多次部分冷凝的过程，因此可使混合液得到完全的分离。精馏可视为多次蒸馏演变而来的，不管何种操作方式，混合物中组分间挥发度差异是蒸馏分离的前提和依据。 本次精馏是分离苯-甲苯混合物，是工业上常见的一种分离模式，所设计的塔为浮阀精馏塔，浮阀塔在50年代得到广泛使用，由于它兼有泡罩塔和筛板塔的优点，已成为最广泛的使用塔型，特别是在石油和化工方面受到相当重视，对其特性的研究也比较全面。 在本次的设计中，查阅了许多资料，在前人的基础上利用了他们很多的经验公式，并因此省略了一些不必要的环节但在设计过程中，也出现了许多困难，最终在
2、老师的帮助下，困难都解决了。最后得到的数据或设计结果属于初级设计，由于经验不足，水平有限，其中难免有不妥之处，恳请各读者批评指正。目录课程设计任务书4一.设计任务及设计条件4 1.设计任务4 2.操作条件4 3.设备形式4 4.厂址4 二.设计计算4 （一）设计方案的确定4（二）精馏塔的物料衡算51. 原料液及塔顶、塔底产品的摩尔分数52. 原料液及塔顶、塔底产品的平均摩尔质量53. 物料衡算54. 全塔热平衡65. 塔底再沸器及加热蒸汽消耗量66. 冷凝器的热负荷及冷却水消耗量6（三）塔板数的确定61.理论板层数 的确定62. 实际板层数的求取9（四）精馏塔的工艺条件及有关物性数据的计算9（
3、五）精馏塔的塔体工艺尺寸11 1.塔径的计算112.精馏塔有效高度的计算12（六）塔板主要工艺尺寸的计算131.溢流装置计算132.塔板布置及浮阀数目与排列14(七)塔板流体力学验算151.气相通过浮阀塔板得压降152.淹塔163.雾沫夹带16（八）塔板负荷性能图17三.塔附件设计211.接管进料管212.法兰213.筒体与封头224.人孔22四.设计评述23五.参考资料24课程设计任务书设计题目苯：苯（A）-甲苯(B)板式浮阀精馏塔工艺设计一、 设计任务及设计条件1.设计任务生产能力（进料量）：16000t/年操作周期：72000h/年进料组成：40%塔顶产品组成：=97%塔底产品组成：=1
4、%2. 操作条件每年实际生产天数：330天（一年中一个月检修）塔顶压强：4kpa（表压）进料热状况：自选单板压降：=0.7kpa塔釜用间接蒸汽加热，加热蒸汽压力为2-4Kgf/cm2塔顶冷凝用冷却水，进出口温差为20-40全塔效率:=52%3. 设备形式：浮阀塔4. 厂址：太原地区(大气压为92kpa，绝压；夏天水温为16-18)二、 设计计算（一） 设计方案的确定本设计任务为分离苯和甲苯混合物。对于二元混合物的分离，应采用常压下的连续精馏装置。本设计采用泡点进料，将原料液通过预热器加热至泡点了之后送入精馏塔内，其余部分经产品冷却器冷却后送入储罐。该物系属易分离物系，最小回流比较小，操作回流比
5、取最小回流比的1.5倍。塔釜采用间接蒸汽加热，塔底产品经冷却后送入储罐。（二） 精馏塔的物料衡算1. 原料液及塔顶、塔底产品的摩尔分数苯的摩尔质量甲苯的摩尔质量2. 原料液及塔顶、塔底产品的平均摩尔质量3. 物料衡算原料处理量 总物料衡算 28.66=苯物料衡算 28.660.34=0.9740.012联立解得 9.67kmol/h 18.99kmol/h4.全塔热平衡 全塔物料衡算 全塔热量衡算 5.塔底再沸器及加热蒸汽消耗量 釜残液中苯的含量很少，为简单计算，其焓值按纯苯计算 泡点进料时 q=1 再沸器的热负荷为： 加热蒸汽消耗量为： 6.冷凝器的热负荷及冷却水消耗量 馏出液中几乎为纯苯，
6、其焓值按纯苯计算 泡点进料状态下，全凝器的热负荷为： 冷却水温差取25，则冷却水消耗量为： （三） 塔板数的确定1. 理论板层数的确定苯（A）-甲苯(B)属于理想物系，可采用图解法求理论板数。（1） 由苯-甲苯物系的气液平衡数据绘出x-y图，见下图。（2） 最小回流比及操作回流比的确定。采用作图法求最小回流比。在附图一中对角线上，自点e（0.34，0.562）作垂线ef即为q线，该线与平衡线的交点坐标为（0.34,0.562)。最小回流比：操作回流比：=1.51.91=2.865（3） 求精馏塔的气、液相负荷kmol/hkmol/hkmol/hkmol/h（4） 操作线方程精馏段操作线方程：=
7、0.741x+0.255提馏段操作线方程：=-0.0060(5)图解法求理论板数 采用图解法求理论板数，如附图一所示。求解结果为：总理论板数=18,其中=8，=9（不包括再沸器），进料板位置=9。2. 实际板层数的求取。精馏段板层数：/=8/0.52=15.38=15提馏段板层数：/=9/0.52=17.30=17总实际板层数：+=15+17=32(四)精馏塔的工艺条件及有关物性数据的计算1. 操作压力塔顶操作压力：每层塔板压降：进料板压降：精馏段平均压降：2. 操作温度依据操作压力，由泡点方程通过试差法算出泡点温度，其中苯-甲苯的饱和蒸汽压由Antoine方程确定。有关数据见下表。计算结果为
8、：78.7，82.0 ， 精馏段平均温度：3. 平均摩尔质量塔顶气、液混合物平均摩尔质量：由 =0.974，查平衡曲线（见附图1）得=0.958。进料板气、液混合物平均摩尔质量：由图解理论板得到（=0.33，=0.548）。精馏段气、液混合物平均摩尔质量：4. 平均密度（1） 气相平均密度 由理想气体状态方程计算。kg/m3（2） 液相平均密度 计算公式为：塔顶液相平均密度 ：由78.7，查手册得 =807kg/m3,=802kg/m3kg/m3进料板相平均密度：,=800kg/m3,=792kg/m3进料板液相质量分数为 精馏段液相平均密度 ：kg/m35. 液相平均表面张力计算公式：塔顶液
9、相平均表面张力：78.7，进料板液相平均表面张力：82，精馏段液相平均表面张力：6. 液相平均粘度计算公式：塔顶液相平均粘度：78.7，查附录四得到=0.315mPas,=0.332mPas。计算得=0.315mPas进料板液相平均粘度：82，查附录四得到=0.301mPas,=0.315mPas。计算得=0.310mPas精馏段平均粘度：=(0.315+0.310)/2=0.313mPas(五) 精馏塔的塔体工艺尺寸1. 塔径的计算（1） 最大空塔气速和空塔气速 最大空塔气速公式：精馏段的气、液相体积流率为：由图3-3查取，横坐标为板间距=0.45m,板上液层高度=0.05m，则-=0.4m
10、由图3-3查取，为0.089=（）=0.089(21.47/20)=0.09=取安全系数为0.6，则空塔气速为=（2） 塔径D=按标准塔径圆整后为D=0.8m塔截面积为 实际空塔气速 2. 精馏塔有效高度的计算精馏段有效高度为：提留段有效高度为：在进料板处及提留段各开一个人孔，其高度均为0.8m，故精馏塔的有效高度为(六) 塔板主要工艺尺寸的计算1.溢流装置计算因塔径D=0.8m，可选用单溢流弓形降液管，采用凹形受液盘。各项计算如下：（1） 堰长 取=0.66D=0.660.8=0.528(m)（2） 溢流堰（平直堰）高度 计算公式：堰上液层高度按下式计算，即E=1(近似)，则 取板上液层高度
11、=0.05m，故(3) 弓形降液管宽度及截面面积 由，查图3-5得,，故依下式验算液体在降液管中停留时间，即故降液管设计合理。（4） 降液管底隙高度 计算公式取 ，则故降液管底隙高度设计合理。2. 塔板布置及浮阀数目与排列取阀孔动能因数 ，用下式求孔速，即由下式求每层塔板上的浮阀数，即取边缘区宽度 ，破沫区宽度 。由下计算鼓泡区面积，即=0.288()浮阀排列方式采用等腰三角形叉排。取同一横排的孔心距 t=75mm=0.075m ，则按下估算排间距，即考虑到塔的直径较大，必须采用分块式塔板，而各分块的支撑与衔接也要占去一定空间，因此排间距不宜采用91mm ，而应小于此值，故取 。按t=75mm
12、=0.075m ,，以等腰三角形叉排方式画图，得阀数 N =45个。按 N =45 , 重新核算孔速及阀孔动能因数：1阀孔动能因数变化不大，仍在9-12范围内。塔板开孔率=（七） 塔板流体力学验算1. 气相通过浮阀塔板得压降可根据式，计算塔板压降。（1） 干板阻力 按下先计算临界孔速，即因，则 板上充气液层阻力h1 本设计分离本和甲苯混合液，即液相为碳氢化合物，可取充气系数 。依式（3-53）计算，即 （2）克服表面张力所造成的阻力 因本设计采用浮阀塔，其很小，可忽略不计。因此，气体流经一层浮阀塔的压降相当的液柱高度为： 单板压降：2、淹塔为了防止淹塔现象的发生，要求控制降液管中清液层高度。可用下式计算，即（1）与空气通过压板的压降相当的液柱高度（m）（2）液体通过降液管的压头损失，因不设进口堰，故按式（3-62）计算，即（3）板上液层高度，取hL=0.05m因此取，则可见符合防止淹塔的要求。3、雾沫夹带按式（3-58）及式（3-59）计算泛点率F1板上液体流径长度：
