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分离苯-甲苯混合液的浮阀精馏塔设计

课程设计说明书

题目名称：分离苯-甲苯混合液的浮阀精馏塔设计

系部：化学工程系

专业班级：石化10-5(2)班

学生姓名：解燕霞

指导教师：蔡香丽老师

完成日期： 2012年7月5日

课程设计评定意见

设计题目：分离苯-甲苯混合液的浮阀精馏塔设计

学生姓名：解燕霞

评定意见：

评定成绩：

指导教师（签名）：年月日

课程设计任务书

教研室主任（签名）系（部）主任（签名）年月日

摘要

本设计任务为精馏塔分离苯-甲苯混合物。对于二元混合物的分离，采用连续精馏过程。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人精馏塔内。塔顶上升蒸气采用全器冷凝，冷凝液在泡点温度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。该物系属易分离物系，最小回流比较小，所以在设计中把操作回流比取最小回流比的1.5倍。塔釜采用间接蒸汽加热，塔底产品经冷却后送至储罐。

关键词：分离苯甲苯筛板精馏塔设计计算

1 综述 (1)

1.1苯-甲苯物性 (1)

1.2 塔设备概述 (1)

1.3设计方案的原则 (2)

1.4精馏塔设计任务 (3)

1.5精馏塔设计方案的选定 (3)

2 精馏塔设计计算 (4)

2.1 精馏塔的物料衡算 (4)

2.2 塔板数的确定 (4)

2.3 精馏塔的工艺条件及有关物性数据的计算 (7)

2.4 精馏塔的塔体工艺尺寸计算 (11)

2.5 塔板主要工艺尺寸的计算 (14)

3 塔的流体力学校验 (16)

3.1 校核 (16)

3.2 负荷性能图计算 (20)

4精馏塔工艺设计结果 (28)

4.1 筛板塔板工艺设计结果 (28)

表4-1 设计计算结果汇总表 (28)

设计小结 (30)

参考文献 (31)

致谢 (32)

1 综述

1.1苯-甲苯物性

苯的沸点为80.1℃，熔点为5.5℃，在常温下是一种无色、味甜、有芳香气味的透明液体，易挥发。苯比水密度低，密度为0.88g/ml。苯难溶于水；但苯是一种良好的有机溶剂，溶解有机分子和一些非极性的无机分子的能力很强。

甲苯是最简单，最重要的芳烃化合物之一。在空气中，甲苯只能不完全燃烧，火焰呈黄色。甲苯的熔点为-95 ℃，沸点为111 ℃。甲苯带有一种特殊的芳香味，在常温常压下是一种无色透明，清澈如水的液体，密度为0.866克/厘米3，对光有很强的折射作用。

分离苯和甲苯，可以利用二者沸点的不同，采用塔式设备改变其温度，使其分离并分别进行回收和储存。板式精馏塔、浮法塔都是常用的塔类型，可以根据不同塔各自特点选择所需要的塔。

1.2 塔设备概述

塔设备是炼油、化工、石油化工等生产中广泛应用的气液传质设备。根据塔内气液接触部件的结构型式，可分为板式塔和填料塔。

工业上对塔设备的主要要求是：（1）生产能力大；（2）传热、传质效率高；（3）气流的摩擦阻力小；（4）操作稳定，适应性强，操作弹性大；（5）结构简单，材料耗用量少；（6）制造安装容易，操作维修方便。此外，还要求不易堵塞、耐腐蚀等。

板式塔大致可分为两类：（1）有降液管的塔板，如泡罩、浮阀、筛板、蛇形、S型、多降液管塔板；（2）无降液管的塔板，如穿流式筛板、穿流式波纹板等。工业应用较多的是有降液管的塔板，如浮阀、筛板、泡罩塔板等。

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，石油化工等工业得到广泛应用。精馏原理是将液体混合物部分气化,利用其中各组份挥发度不同的特性，实现分离目的的单元操作。本次设计任务为设计一定处理量的分离苯和甲苯混合物精馏塔。

精馏所进行的是气、液两相之间的传质，为了满足工业生产和需要，塔设备还得具备下列各种基本要求：

(1) 气(汽)、液处理量大，即生产能力大时，仍不致发生大量的雾沫夹带、拦液或液泛等破坏操作的现象。

(2) 操作稳定，弹性大，即当塔设备的气(汽)、液负荷有较大范围的变动时，仍能在较高的传质效率下进行稳定的操作并应保证长期连续操作所必须具有的可靠性。

(3) 流体流动的阻力小，即流体流经塔设备的压力降小，这将大大节省动力消耗，从而降低操作费用。

(4) 结构简单，材料耗用量小，制造和安装容易。

(5) 耐腐蚀和不易堵塞，方便操作、调节和检修。

(6) 塔内的滞留量要小。

不同的塔型各有某些独特的优点，设计时应根据物系性质和具体要求，抓住主要矛盾，进行选型。

化工原理课程设计是培养学生化工设计能力和计算机操作能力的重要教学环节，通过课程设计使我们初步掌握化工设计的基础知识、设计原则及方法，计算机绘图技术；学会通过手册查阅物质的物理性质、化学性质；掌握各种结果的校核，能画出工艺流程、塔板结构等图形。在设计过程中不仅要考虑理论上的可行性，还要考虑生产上的安全性、经济合理性。

1.3设计方案的原则

确定设计方案总的原则是在可能的条件下，尽量采用科学技术上的最新成就，使生产达到技术上最先进、经济上最合理的要求，符合优质、高产、安全、低消耗的原则。为此，必须具体考虑如下几点：

(1) 满足工艺和操作的要求

所设计出来的流程和设备，首先必须保证产品达到任务规定的要求，其次所定的设计方案需要有一定的操作弹性，各处流量应能在一定范围内进行调节，必要时传热量也可进行调整，再其次，要考虑必需装置的仪表(如温度计、压强计，流量计等)及其装置的位置，以便能通过这些仪表来观测生产过程是否正常，从

而帮助找出不正常的原因，以便采取相应措施。

(2) 满足经济上的要求

要节省热能和电能的消耗，减少设备及基建费用。适当地利用塔顶、塔底的废热，就能节约很多生蒸汽和冷却水，也能减少电能消耗。同样，回流比的大小对操作费和设备费也有很大影响。

(3) 保证安全生产

塔是指定在常压下操作的，塔内压力过大或塔骤冷而产生真空，都会使塔受到破坏，因而需要安全装置。

本课程设计的主要内容是设计过程的物料衡算，塔工艺计算，塔板结构设计以及校核。

1.4精馏塔设计任务

在一常压操作的连续精馏塔内分离苯-甲苯混合液。已知原料液的处理量为4500kg/h，原料组成为0.38(苯的质量分率,以下同)，要求塔顶馏出液的组成为0.95，塔底釜液的组成为0.01。

设计条件如下：

操作压力进料热状

态

回流比单板压降全塔效率建厂地址

塔顶常压4kPa 自选自选0.8kPa ET=52% 天津地区试根据上述工艺条件作出筛板塔的设计

1.5精馏塔设计方案的选定

本设计任务为分离苯-甲苯混合物。对于二元混合物的分离，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人精馏塔内。塔顶上升蒸气采用全凝器冷凝，冷凝液在泡点温度下一部分回流至塔内，其余部分产品经冷却器冷却后送至储罐。该物系属易分离物系，最小回流比较小，故操作回流比取最小回流比的1.5倍。塔釜采用间接蒸汽加热，塔底产品经冷却后送至储罐。

2 精馏塔设计计算

2.1 精馏塔的物料衡算

2.1.1 原料液及塔顶、塔底产品的摩尔分数

苯的摩尔质量 A M =78 kg/kmol 甲苯的摩尔质量 B M =92 kg/kmol

F 0.38/78

x =

=0.4200.38/78+0.62/92

D 0.95/78

x ==0.9570.95/78+0.05/92

W 0.01/78

x ==0.0120.01/78+0.99/92

2.1.2 原料液及塔顶、塔底产品的平均摩尔质量

F D W M =0.42078+(1-0.420)92=86.120 kg /kmol

M =0.95778+(1-0.957)92=78.602kg/kmol M =0.01278+(1-0.012)92=91.832 kg /kmol

??????

2.1.3 物料衡算

原料处理量4500

F =

=53.657 (kmol /h) 86.120

总物料衡算D +W =53.657

苯物料衡算0.957D +0.012W =0.42053.657?

联立解得

D =30.491 kmol /h

W =23.166 kmol /h

2.2 塔板数的确定

2.2.1 理论板层数T N 的求取

苯-甲苯属理想物系，可采用图解法求理论板层数。

①由苯-甲苯物系的气液平衡数据，绘出苯-甲苯混气液平衡相图，如图 2.1所示：

采用作图法求最小回流比。在气液平衡相图2.1中对角线上，自点

e (0.420 , 0.650)作垂线 e

f 即为进料线(q 线)，该线与平衡线的交点坐标为：

q q y =0.650 , x =0.420

故最小回流比为：D q min q q

x -y 0.957-0.650

R =

=1.335y -x 0.650-0.420

取操作回流比为：min R =1.5R =1.5 1.335=2.003? ③求精馏塔的气、液相负荷

L =RD =2.00330.491=61.073 kmol /h ?

V =(R +1)D =(2.003+1)30.491=91.564 kmol /h ? L =L +F =61.073+53.657=114.730kmol /h ' V =V =91.564 kmol /h '

④求操作线方程

精馏段操作线方程为：n+1n D n y =

x +x =0.667x +0.31911D x R

R R ++ 提馏段操作线方程为：n+1n

D n y =x x =1.253x -0.003L W

L W L W

'''-''--

56.2)

650.01(420.0)

420.01(650.0=-?-?=

相平衡方程为： 2.56 1.56n

n n

y x y =

10.957D x y ==

10.897x = 20.917y =

20.812x = 30.861y = 30.704x = 40.791y = 40.596x = 50.717y = 50.497x =

60.650y = 60.420x = 70.600y = 70.369x = 80.460y = 80.249x = 90.309y = 90.149x = 100.184y = 100.081x =

110.098y = 110.041x =

120.048y = 120.019x = 130.021y =

130.008x =

求解结果为：总理论板层数 13，其中T,T,N =7 , N =6提精（包括再沸器），进

料板位置F N =7 。 2.2.2 全塔效率的计算

0.24510.49()T m E μ-=??

查《化学工程手册》常用物质的物性和热力学数据得苯的沸点：352.3K ，甲苯沸点：383.8K

塔的平均温度353.3383.8

368.5502

m t K +=

苯的粘度系数：545.64A = 265.34B = 甲苯的粘度系数：467.33A = 255.24B = 粘度计算公式：1lg A A

T B

μ=

- 1=.2μ苯066 1=0.274μ甲苯平均粘度为：0.4200.266+0.5800.274=0.271??

总板效率：0.2450.24510.49()0.49(2.560.271)53.6%T E m μ--=??=??= 2.2.3 实际板层数N 的求取

精馏段实际板层数：T,N =7/0.52=13精提馏段实际板层数：T,N =6/0.52=12提

2.3 精馏塔的工艺条件及有关物性数据的计算

2.3.1 操作压力计算

塔顶操作压力 D P =101.325 kPa 每层塔板压降 ΔP =0.7kPa

进料板压力 F P =101.325+0.513=107.825kPa ? 精馏段平均压力 m 101.325+107.825

P =

=104.575 kPa 2

塔釜压力 w P 101.325250.5 113.825 kPa =+?= 提馏段平均压力 107.825113.825

'110.8252

m P kPa +==

2.3.2 操作温度计算

因该精馏塔操在常压下操作，并且两组分的物理化学性质，特别是两组分的化学结构比较接近，所以该混合物为完全理想体系。[4]

依据操作压力，由泡点方程通过试差法计算出泡点温度，利用安托尼方程计算，计算结果如下：

塔顶温度 D t =80.39 C ? 进料板温度 F t =92.83 C ? 塔釜温度 108.521C w t =?

精馏段平均温度 m 80.3992.83

t =

==86.61 C 22D F t t ++? 提馏段平均温度 m 108.52192.830

t '100.676C 2

=? 2.3.3 平均摩尔质量计算

塔顶气、液混合物平均摩尔质量：由D 1x =y =0.957，查汽液平衡曲线图2.1，得1x =0.932

VDm LDm M =0.95778+0.04392=78.602 kg /kmol

M =0.93278+0.06892=78.952 kg /kmol ????

塔底气、液混合物平均摩尔质量：由0.012w X = 查平衡曲线,得0.074w y =

VWm M 780.074920.92690.964/kg kmol =?+?= LWm M 0.012780.9889291.823/kg kmol =?+?=

进料板气、液混合物平均摩尔质量：由图解法求理论板图2.2，得0.650F y =

查气液平衡曲线图2.1，得0.420F x =。

VFm LFm M =0.65078+0.35092=82.900 kg /kmol

M =0.42078+0.58092=86.120 kg /kmol ????

精馏段气、液混合物平均摩尔质量：

VDm VFm Vm LDm LFm Lm M +M 78.60282.900

M =

==80.751 kg /kmol

M +M 78.95286.120

M =

==82.536kg /kmol

提馏段气、液混合物平均摩尔质量:

VWm VFm LWm LFm Lm M M 90.96482.900

86.932kg /kmol

M M 91.83286.120M =88.976kg /kmol

22Vm M ''++=

==++==

2.3.4 平均密度计算

①气相平均密度由理想气体状态方程计算，即

()3m Vm Vm m P M 104.57580.751

ρ=

==2.823 kg /m RT 8.31486.61+273.15?? ()

3m Vm

Vm m P M 110.82586.932ρ=

==3.100kg /m RT 8.314100.676+273.15''?''? ②液相平均密度液相平均密度依下式计算，即

i i m

=W /ρρ∑ 塔顶液相平均密度：D t =80.39 C ?，查有机液体相对密度共线图得

33A B ρ=812.5 g /m , ρ=802.5 kg /m

ρ811.994kg /m 0.95/812.50.05/802.5

LDm =

进料板液相平均密度：F t =92.83C ?，查有机液体相对密度共线图得 33A B ρ=800 kg /m , ρ=792.5 kg /m 进料板液相的质量分数为

A 3

LFm 0.42078

w =

=0.380

0.42078+0.58092

ρ=

=795.333kg /m 0.380/800+0.620/792.5

???

精馏段液相平均密度为

3LDm LFm Lm ρ+ρ811.994+795.333

ρ=

==803.664 kg /m 22

塔釜液相平均密度：108.521C m t '=? 查有机液体相对密度共线图得

A B ρ781.2kg /m , ρ=781.0 kg /m ''=

781.002kg /m 0.012/781.20.988781.0

LWm ρ=

=+?

提留段的平均密度为：

3LWm LFm Lm ρ+ρ781.002795.333ρ=788.168 kg /m 22

+'==

2.3.5 液体平均表面张力

液相平均表面张力依下式计算，即 L m i i

σ=ασ?∑

塔顶液相平均表面张力：D t =80.39C ?，查有机液体表面张力共线图得：

-3-3A B σ=21.210 N /m , σ=21.410 N /m ??

-3LDm σ=0.95721.2+0.04321.4=21.209 (10 N /m)???

进料板液相平均表面张力：F t =92.83C ?，查有机液体表面张力共线图得：

-3-3A B σ=19.810 N /m , σ=20.210 N /m ??

-3LFm σ=0.42019.8+0.58020.2=20.032 (10 N /m)??? 精馏段液相平均表面张力为

-3LDm LFm Lm σ+σ21.209+20.032

σ=

==20.621(10N /m)22

? 塔釜液相平均表面张力由108.521C m t '=?，查手册得

-3-3A B σ=17.9210 N /m , σ=18.6810 N /m ''??

-3LWm σ=0.01217.92+0.98818.68=18.671(10 N /m)??? 提馏段液相平均表面张力

-3LWm LFm Lm σ+σ18.67120.032

σ===19.352(10N /m)22

+'?

2.3.6 液相平均粘度

液相平均粘度依下式计算，即 LDm i i μ=x u ∑

塔顶液相平均粘度：D t =80.39C ?，查液体粘度共线图得： A B μ=0.300mPa s,μ=0.330mPa s ? ?

计算得：LDm μ=0.9570.300+0.0430.330=0.301 mP s ??? 进料板液相平均粘度：F t =92.83C ?，查液体粘度共线图得： A B μ=0.255 m Pa s ,μ=0.290 mPa s ? ?

计算得：LFm μ=0.4200.255+0.5800.290=0.275mPa s ??? 精馏段液相平均粘度为：

LDm LFm Lm μ+μ0.301+0.275

μ=

==0.288 mPa s 22

塔釜液相平均粘度

由108.521C m t '=?，查手册得-3-3A B =19.810 N /m , =24.010 N /m μμ''??

-3LWm =0.01219.8+0.98824.0=23.950(10 N /m)μ???

提馏段液相平均粘度为

LWm LFm

Lm +23.950+0.275

=0.149N /m)2

μμμ'

2.4 精馏塔的塔体工艺尺寸计算

2.4.1 塔径的计算

① 最大空塔气速和空塔气速最大空塔气速计算公式：

max u =精馏段的气、液相体积流率为：

3Vm s Vm -33Lm s Lm VM 91.56480.751

V =

==0.728m /s

3600ρ3600 2.823

LM 61.03782.536

L =

==1.74210 m /s

3600ρ3600803.664

?????

提馏段的气，液相体积流率为

3Vm

s Vm

V M 91.56486.932V =

==0.713m /s 3600ρ3600 3.100''?''?

-33Lm

s Lm

L M 114.73088.976L =

==3.59810 m /s 3600ρ3600788.168''?'?'?

精馏段塔径式中C 由式0.2

Lm 20σC =C ()20

计算，其中的20C 由史密斯关联图查取，图的横坐标为：

31/21/2

s Lm s Vm L ρ 1.743103600803.664()=()=0.040V ρ0.7283600 2.823-???? 取板间距T H =0.45m ，板上液层高度L h =0.05 m ，则

T L H -h =0.45-0.05=0.4 m 由史密斯关联图查得20C =0.085

0.20.2

Lm 20σ20.621C =C (

)=0.085()=0.08552020

max u ==0.0855=1.440 m /s 取安全系数为0.6，则空塔气速为：

max u =0.6u =0.6 1.440=0.864 m /s ? ②塔径

D =

==1.036 m 按标准塔径圆整后为D =1.0m 塔截面积为 222T ππ

A =

D = 1.0=0.785m 44

? 气体的实际气速：s T V 0.728

u ===0.927m /s A 0.785

提馏段塔径

31/21/2s Lm s Vm L ρ 3.598103600788.168()=()=0.080V ρ0.7133600 3.100-''???''? 取板间距0.45,h =0.07m T L H m ''=板上层液高度

则0.38T L H h m ''-=，查图得20C =0.08'。又-3Lm

σ=19.352(10N /m)'? 0.2

0.2Lm 20σ19.352C =C (

)=0.08()=0.07952020

'''?

max u =C

=0.0795=1.265 m /s ' 取安全系数为0.75，则空塔气速为

max u =0.6u =0.6 1.265=0.759 m /s ''?

塔径D =

==1.094m ' 按标准塔径圆整后为D =1.1m '

塔截面积为 222T ππ

A =

D = 1.1=0.950m 44

''? 气体的实际气速：s T

V 0.713

u =

==0.751m /s A 0.950'' ' 2.4.2 精馏塔有效高度的计算

精馏段有效高度为

T Z =(N -1)H =(13-1)0.45=5.4m ?精精提馏段有效高度为

T Z =(N -1)H =(12-1)0.45=4.95 m ?提提

在精馏段、提馏段各设一人孔，其高度均为0.8 m 故精馏塔的有效高度为

Z =(Z +Z )+0.82=5.4+4.95+0.82=11.95 m ??提精板式塔总塔高度按下式计算:

12(1)F p T F F p P D B H n n n H n H n H H H H H =---?++++++

式中 H —— 塔高，m; n —— 实际塔板数； n F ——— 进料板数；

H F ——进料板处板间距，m ； p n ——人孔数；

B H ——塔底空间高度，m ； P H ——设人孔出的板间距，m ； D H ——塔顶空间高度，m ； 1H ——封头高度，m ； 2H ——裙座高度，m

(25121)0.450.520.6 1.80.45 1.00.48 2.5H =---?++?+?+++ 15.9

4m =

2.5 塔板主要工艺尺寸的计算

2.5.1 溢流装置计算

1.精馏段：

因塔径D =1.0 m ，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w l 取w l =0.66D =0.66 1.0=0.66 m ? ②溢流堰高度w h

由w L ow h =h -h ，堰上液层高度ow h 由下式计算，即

2/3

ow w

L 2.84h =

E()1000l s 近似取E =1，则-32/32/3s ow

w L 2.84 2.84 1.742103600h =E()=1()=0.013m 1000l 10000.66

???? 取板上清液层高度 L h =0.05 m 故w L ow h =h -h =0.05-0.013=0.037m ③弓形降液管宽度d w 和截面积f A 由

w l 0.66==0.66D 1

，查弓形降液管的宽度与面积图，得 d f

T w A =0.072 ,=0.124A D

f T d A =0.072A =0.0720.785=0.057 m w =0.124D =0.124 m

依下式验算液体在降液管中停留时间，即

f T 3

s 3600A H 36000.0570.45

θ=

==14.724 s 5 s L 1.742103600

-??≥?? 故降液管设计合理。 ④降液管底隙高度0h

o w o

L h =

3600l u ' 取降液管底隙的流速u =0.09 m /s '，则

s o w o

w o L 3600 1.74210h ===0.029m

3600l u 36000.660.09h -h =0.037-0.029=0.008m >0.006 m -??'??

故降液管底隙高度设计合理。 2.提馏段：（1）堰长w l '

取w l 0.660.66 1.10.726D m ''==?= （2）溢流堰高度w L ow h h h '''=-

选用平直堰，堰上液层高度2/3

2.84(

)/1000s ow w

L h E l '''=??' 近似取1E '=，则32/3

3.5981036002.841(

)/10000.0190.726

ow h m -??'=??= 取板上清液层高度50L h mm '=，故0.050.0190.031w L ow h h h m '''=-=-= （3）弓形降液宽度d W '和截面积f A ' 由

l 0.726==0.66D 1.1

''，查弓形降液管的宽度与面积图，得d f

w A =0.072 ,=0.124A D '''' 故2

f A 0.0720.0720.9500.068T A m ''=?=?=

1.10.1240.136d W m '=?=

依下式验算液体在降液管中停留时间，即

f T 3

3600A H 36000.0680.45θ=

==8.505s 5 s L 3.598103600-''??'≥'?? 故降液管设计合理

（4）降液管底隙高度s

o w o

L h =

3600l u ''''，取o u 0.20m /s '=