分离苯-甲苯筛板式精馏塔的设计

温州大学瓯江学院

WENZHOU UNIVERSITY OUJIANG COLLEGE

化工原理课程设计

题 目：分离苯-甲苯筛板式精馏塔的设计 专 业： 应用化学 班 级： 08瓯应化 姓 名： 陈 媛 学 号： 指导教师： 张 伟 禄 完成日期：

精馏塔设计任务书

专业： 应用化学 班级 08瓯应化 姓名：陈媛 学号： [1**********]

指导教师： 张伟禄 设计日期： 2011.6.15

一、设计题目：

分离苯-甲苯筛板式精馏塔的设计

二、设计任务及操作条件

1、设计任务

生产能力（进料量） 11万 吨／年 操作周期 300×24 = 7200 小时／年

进料组成 50% （质量分率，下同） 塔顶产品组成 >99% 塔底产品组成

2、操作条件

操作压力 常压 （表压） 进料热状态 泡点进料 冷却水： 20℃ 加热蒸汽： 0.2MPa 塔顶为全凝器，中间泡点进料，连续精馏。

3、设备型式 筛板式

4、厂址 温州

三、设计内容

1、概述

2、设计方案的选择及流程说明

3、塔板数的计算（板式塔）或填料层高度计算（填料塔） 4、主要设备工艺尺寸设计

板式塔：（1）塔径及提馏段塔板结构尺寸的确定 （2）塔板的流体力学校核(难) （3）塔板的负荷性能图(难) （4）总塔高、总压降 填料塔：填料塔流体力学计算

（1）压力降计算 （2）喷淋密度计算

6、设计结果汇总

7、工艺流程图及精馏塔装配图 8、设计评述(自己评价自己的设计) 四、图纸要求

1工艺流程图（在说明书上花草图） 2精馏塔装配图 五、参考资料

1.石油化学工业规划设计院.塔的工艺计算.北京：石油化学工业出版社，1997 2.化工设备技术全书编辑委员会.化工设备全书—塔设备设计.上海：上海科学技

术出版社，1988

3.时钧，汪家鼎等.化学工程手册，.北京：化学工业出版社，1986

4.上海医药设计院.化工工艺设计手册(上、下).北京：化学工业出版社，1986 5.陈敏恒，丛德兹等.化工原理(上、下册)(第二版).北京：化学工业出版社，2000 6.大连理工大学化工原理教研室.化工原理课程设计.大连：大连理工大学出版 社，1994

7.柴诚敬，刘国维，李阿娜.化工原理课程设计.天津：天津科学技术出版社，1995

目录

目录................................................................................................................................................... 1 1. 概述 .............................................................................................................................................. 6

1.1 精馏塔 ............................................................................................................................... 6 1.2 再沸器 ............................................................................................................................. 6 1.3 冷凝器 ............................................................................................................................... 6 2. 精馏设计方案的制定及说明 ...................................................................................................... 6 3. 工艺计算 ...................................................................................................................................... 7

3.1 生产要求: .......................................................................................................................... 7 3.2 塔的物料衡算 ................................................................................................................... 7 4. 塔板数的确定 .............................................................................................................................. 8

4.1 理论板层数NT的求取 ................................................................................................... 8 4.2 实际板层数的求取 ........................................................................................................... 9 5. 塔的工艺条件及物性数据计算 ................................................................................................ 10

5.1 操作压强的计算 Pm ..................................................................................................... 10 5.2 操作温度 ......................................................................................................................... 10 5.3 平均摩尔质量计算 ......................................................................................................... 10 5.4 平均密度计算 ................................................................................................................. 10 5.5 液体平均表面张力的计算σm ...................................................................................... 11 5.6 液体粘度计算 ................................................................................................................. 12 6. 精馏塔的塔体工艺尺寸计算 .................................................................................................... 12

6.1 塔径的计算 ..................................................................................................................... 12 6.2 精馏塔有效高度的计算 ................................................................................................. 13 7. 塔板主要工艺尺寸的计算 ........................................................................................................ 14

7.1 溢流装置计算 ................................................................................................................. 14 7.2 塔板布置 ......................................................................................................................... 15 8. .筛板的流体力学验算 ................................................................................................................ 16

8.1 塔板压降 ......................................................................................................................... 16 8.2 液沫夹带 ......................................................................................................................... 16 8.3 漏液 ................................................................................................................................. 17 8.4 液泛 ................................................................................................................................. 17 9. 塔板负荷性能图 ........................................................................................................................ 17

9.1 液漏线 ............................................................................................................................. 17 9.2 液沫夹带线 ..................................................................................................................... 18 9.3 液相负荷下限线 ............................................................................................................. 19 9.4 液相负荷上限线 ............................................................................................................. 19 9.5 液泛线 ............................................................................................................................. 19 10. 工艺计算汇总表 ...................................................................................................................... 21 11. 总结 .......................................................................................................................................... 22

1. 概述

精馏是分离过程中的重要单元操作之一，所用设备主要包括精馏塔及再沸器和冷凝器。

1.1 精馏塔

精馏塔是一圆形筒体，塔内装有多层塔板或填料，塔中部适宜位置设有进料板。两相在塔板上相互接触时，液相被加热，液相中易挥发组分向气相中转移；气相被部分冷凝，气相中难挥发组分向液相中转移，从而使混合物中的组分得到高程度的分离。

简单精馏中，只有一股进料，进料位置将塔分为精馏段和提馏段，而在塔顶和塔底分别引出一股产品。精馏塔内，气、液两相的温度和压力自上而下逐渐增加，塔顶最低，塔底最高 本设计为筛板塔，筛板的突出优点是结构简单、造价低、塔板阻力小且效率高。但易漏液，易堵塞。然而经长期研究发现其尚能满足生产要求，目前应用较为广泛。

1.2 再沸器

作用：用以将塔底液体部分汽化后送回精馏塔，使塔内气液两相间的接触传质得以进行。

本设计采用立式热虹吸式再沸器，它是一垂直放置的管壳式换热器。液体在自下而上通过换热器管程时部分汽化，由在壳程内的载热体供热。 立式热虹吸特点：

▲循环推动力：釜液和换热器传热管气液混合物的密度差。 ▲结构紧凑、占地面积小、传热系数高。

▲壳程不能机械清洗，不适宜高粘度、或脏的传热介质。 ▲塔釜提供气液分离空间和缓冲区。

1.3 冷凝器

用以将塔顶蒸气冷凝成液体，部分冷凝液作塔顶产品，其余作回流液返回塔顶，使塔内气液两相间的接触传质得以进行，最常用的冷凝器是管壳式换热器。

2. 精馏设计方案的制定及说明

3. 工艺计算

3.1 生产要求:

原料液组成：苯50%（wt%）。产品中：苯含量>99% 残夜中：苯含量

3.2 塔的物料衡算：

料液及塔顶.塔底产品含苯摩尔分数

x78.11

f78.11.130.541

x78.11

D78.11.130.992

x78.11

w

78.1192.13

0.0235

平均摩尔质量

MF=0.578.11+(1-0.5) 92.13=85.12kg/mol MD=0.9978.11+(1-0.99) 92.13=78.25kg/mol MW=0.023578.11+(1-0.0235) 92.13=91.85kg/mol 物料衡算

总物料衡算 D+W=F 易挥发组分物料衡算 DxD+WxW=FxF

11104103

F3002485.12

179.48kmol/h

Rxqyqyx0.9920.728min1.16

qq0.7280.5

D83.58kmol/hw95.90kmol/h

4. 塔板数的确定

4.1 理论板层数NT的求取

苯－甲苯属于理想物系，可采用图解法求理论层数

采用作图法求最小回流比，在图中对角线上，自e（0.5，0.5）作垂线ef即为进料线，该线于平衡线的交点坐标为yq＝0.728，xq＝0.5

Ryqmin

xqy

0.9920.728

qxq

0.7280.5

1.16

本设计取R=1.5Rmin=1.74 求精馏塔的气液相负荷 L=RD=1.74*83.58=145.43kmol/h

V=（R+1）D＝（1.74+1）*83.58＝229.01 kmol/h

LLF145.43+229.01=374.44kmol/h V=V=229.01kmol/h

.操作线方程 精馏段操作线方程：

y

LVxDxD

V

=0.635x+0.362 提馏段操作方程：y＝1.318x-0.0075

图解法求理论板层数

由图得NT＝18（包括再沸器）。

其中精馏段理论板数为7层，，第8层为加料板。

4.2 实际板层数的求取

精馏段实际板数 N精＝7/0.5＝14

提馏段实际板数 N提＝11/0.5＝22

5. 塔的工艺条件及物性数据计算

5.1 操作压强的计算 Pm

取每层塔板压强△P=0.7kpa

塔顶压强 PD=101.3-14*0.7=91.5kpa 进料板压强PF101.3=kpa 精镏段平均操作压强Pm=

101.391.5

2

96.4kpa

5.2 操作温度

塔顶温度 tD＝80.2oC 进料温度tF＝90.1oC 精馏段平均温度 tm=(80.2+90.1)/2=85.2oC

5.3 平均摩尔质量计算

由xD

y10.992 查平衡曲线得 x10.9 3

MvDm0.992*78.11(10.992)*92.1378.22kg/kmol

MLDm0.93*78.11(10.93)*92.1383.78kg/kmol

进料段

yF0.7 1查平衡曲线得

XF

0.47

MVFM0.71*78.11(10.1)*92.1482.18kg/kmol MLFM0.47*78.11(10.47)*92.1485.55kg/kmol 则精馏段平均分子量 MVm

78.2282.12

88

0.2k2g/km ol

MLm

83.7885.55

2

84.67kg/kmol 5.4 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

mvvm

pmMRT96.4*80.22

2.60kg3

m8.314*85.2273.15m塔顶液相平均密度计算 由tD＝80.2oC 查手册得

A＝814.5kg

m3

B＝809.7kg

m3

LDm

＝1/（0.992/814.5+0.008/809.7）=814.5

kg3

⑵液相平均密度计算 液相平均密度依下式计算，即

1

aA

aB



LM



LA

LB (a为质量分数)

塔顶

1

0.99815.30.01

LMD

809.6

LMD=815.2kg/m3

（3）进料板液相平均密度的计算 tF＝90.1℃，查手册得

LA＝806.7 kg/m3 LB＝794.1 kg/m3

进料板液相的质量分率 a0.4778.11

A＝

0.4778.11+0.5392.13

＝0.429

LFm＝1

）

＝833kg/m3（0.423/806.7+0.531/794.1

（4）精馏段平均液相密度为

Lm＝815.2+833/2＝824.1kg/m3

5.5 液体平均表面张力的计算σm

由tD=80.2℃ 查手册，得

σA=21.2mNm σB=21.3mNm

LDm0.9921.210.9921.321.2mNm

由 tF＝90.1℃ 查手册，得

σA=20.36mNm σB=20.76mNm

LFm0.4520.610.4520.920.77mNm

Lm=21.2+20.9/221mN/m

5.6 液体粘度计算

液相平均粘度依下式计算，即

lgLmxilgi

塔顶液相平均粘度的计算 由 tD＝80.2℃，查手册得

A0.30m

6Pa s.B0.312mPa.s lgLDm0.99g0.310.01lg0.313

解得 LDm0.310mPa.s 进料板液相平均粘度的计算 由tF＝90.1℃

A0.272mPa.s B0.284mPa.s lgLFm0.47lg0.2640.53lg0.273

LFm0.269mPa.s

精馏段液相平均粘度的计算

Lm0.3100.269/20.289mPa.s

6. 精馏塔的塔体工艺尺寸计算

6.1 塔径的计算

精馏段的气、液相体积流率为

Vs

VMVm3600229.0180.221.96m3/s

Vm36002.6Ls

LMLm3600145.4384.67

0.0042m3/s

Lm3600824.1

由

umax式中C由式，其中的C20由史密斯关联图查得，图的横坐标为

LhL0.00423600824.1V

hV1.9636002.6

0.00382 取板间距HT＝0.40m 板上液层高度hL＝0.06m

HThL0.400.060.34m

查图得 C20＝0.072

0.20.2

CC20L21

200.07220

0.071

umax1.262m/s

取安全系数为0.7，则空塔气速为

u理

0.7umax0.71.2620.883m/s

D

1.68m 根据标准塔径圆整后为 D＝2.2m 塔截面积为

AT



24

D



4

1.6822.22m2

实际空塔气速为

u实

1.96

2.22

0.883m/s

6.2 精馏塔有效高度的计算

精馏段有效高度为

Z精＝N精1HT＝14-10.40＝5.2m

提馏段有效高度为

Z提＝N提1HT＝2210.40＝8.4m

在进料板上方开一入孔，其高度为0.8m。 故精馏塔的有效高度为

Z＝Z精Z提0.8＝5.28.40.8＝14.4m

7. 塔板主要工艺尺寸的计算

7.1 溢流装置计算

因塔径 D＝1.68m，可选用68单溢流弓形降液管，采用凹形受液盘。各项计算如下： ⑴堰长′

D取 lw＝0.66＝

⑵溢流堰高度hw 由

0.66＝1.68 1.11m

hW＝hLhOW

选用平直堰，堰上液层高度由

2.84LhhOW＝E

1000lW

近似取E＝1，则

2.840.00423600hOW＝1＝0.0162m

10001.11

取板上清液层高度 hL＝0.06m 故 hW＝0.060.00162＝0.0438m ⑶弓形降液管宽度Wd 和截面积Af 由弓形降液管的参数图，得

AfWd

＝0.0722 ＝0.124 ATD

故 Af＝0.0722AT＝0.07222.22＝0.160m

2

Wd＝0.124D＝0.1241.68＝0.208m

验算液体在降液管中的停留时间，即

＝

3600AfHT36000.1600.4

＝＝15.24s5s 故降液管设计合理。 Lh0.00423600

⑷降液管底隙高度ho

ho＝

Lh

3600l

Wu'o

取u'o＝01m/s 则 ho＝

0.004236036001.11＝0

0.0.1

036 m

hWho＝0.0438-0.036＝0.0078m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＝60mm

7.2 塔板布置

⑴塔板的分块

因D

取 WsW'

s0.065m Wc0.035m

⑶开孔区面积计算

开孔区面积Aa 按式

Aa22



rx180sin1r计 算

其中 x1.68

WdWs

2

0.2080.0650.567m rD2Wc1.682

0.0350.805m 故

Aa2

0.805210.5672

180sin0.805

1.66m ⑷筛孔计算及排列

本例所处理的物系无腐蚀性，可选用δ＝3mm碳钢板，取筛孔直径do＝5mm。

筛孔按正三角形排列，取孔中心距t为 t3d03515mm

筛孔数目n为 n

1.155Aat21.1551.66

0.015

2

8521 个 开孔率为 0.907d02

t0.9070.005

2

0.015

10.1

％ 气体通过阀孔的气速为 us0＝

V1.9A＝6

＝11.69m /s00.1011.66

8. .筛板的流体力学验算

8.1 塔板压降

⑴干板阻力hc的计算

2

hc＝0.051u0cV

 由d0/δ＝5/3＝1.67， 查图得，c0＝0.772

0L2

故 hc＝0.05111.690.7722.6

824.1

＝0.0369m液柱

⑵气体通过液层的阻力hl计算

hlhL

ua

VsA1.96

2.22

0.160.0

95m1sTAf /

F0u1.53kg1/2/(s.m1/2)

查图，得0.60

hlhL(hWhOW)0.600.04380.01620.036m液柱⑶液体表面张力的阻力h的计算

液体表面张力所产生的阻力h由下式计算，即

4L421103

h824.19.810.005

0.00208m液柱

Lgd0气体通过每层塔板的液柱高度hp可按下式计算，即

hphchlh0.03690.0360.00210.075m 液柱

气体通过每层塔板的压降为

PphpLg0.075824.19.81606Pa0.7kPa （设计允许值）

8.2 液沫夹带

5.763.2

ev＝10ua

HT

hf hh

Lf2.5h

0.4L

3.2

e5.71060.951v211030.40.15



0.01950.1kg液/kg气

在允许范围内。

8.3 漏液

漏液点气速的计算，得

u0,min4.4c

　　4.4　　6.42m/s

实际孔速u0＝

11.69m/s>u0,min 稳定系数为 K

uou11.69

1.821.5 故在本设计中无明显漏液。 ow6.42

8.4 液泛

防止发生液泛，降液管内液层高度应服从

HdHthw关系，取0.5,则 HThw0.50.40.04380.2219m

而Hd＝hHLhd

2

2

h0.153LS0.0042

dL0.153Who

1.110.0360.00169m

Hd0.0750.060.001690.13669m

HdHThw故不会发生液泛现象。

9. 塔板负荷性能图

9.1 液漏线

根据气速式

uow4.4C

Vs.min

4.40.772A0

Vs.min1.0259.2 液沫夹带线

以ev0.1kg液/kg气为限，

5.710u

evHhfT

6Vs

0.485V4 uas AATf

3.2

2

233600L3s2.50.04380.6222L3hf2.5hwhow2.5hw2.8410Eslw 

0.10951.5555Ls

23

HThf0.29051.5555Ls

5.710ev

21103

6

3.2

0.4854Vs

0.10.2905-1.5555Ls

Vs＝13058.0.29091.5555Ls＝37933.20.3117Ls

在操作范围内，任取几个数据计算Vs值，列表得





9.3 液相负荷下限线

液相负荷下限线 取平堰.堰液层高度how=0.006作为液相下限条件

取E=1.0

how=2.843600Ls.min2

31000

E（l）

w2/3

得0.006= 2.8410001 3600Ls.min1.11

Ls.min=0.000947m3/s

9.4 液相负荷上限线

以＝4s作液体在降液管中的停留时间下限，由

L0.160

smax

HTAf

4



0.44

0.016m3/s

9.5 液泛线

令 Hd＝HThw 由

Hd＝hphLhd；hp＝hchlh；hl＝hL；hLhwhow

HT(1)hw(1)howhchdh

忽略h，将与Vs的关系代入上式，并整理得

a'V2b'c'L2sd'L2/3

ss 式中

a'

0.051(A2

V

0c0)0.0512.6L(0.1011.660.772)2

824.1

=0.0096 b'HT(1)hw0.50.4（0.50.601）0.0438＝0.175c'＝0.153/（l22wh0）＝0.153/（1.110.036）＝9582.

联立得

36003600-3

d'＝2.8410-3E（1）＝2.841011.60＝0.9956

1.11lw

2/3

故 0.0096Vs2＝0.17595.82L2s0.9956Ls

2/3

2/3

在负荷性能图上，作操作点A，连接OA，即为操作线，由图可知，该筛板的操作上限

Vs，3.68m3/smax为液泛控制，下限为液漏控制。 操作弹性为＝＝192. 33

Vs，min1.92m/sVs，min=1.92m/s

3

Vs，max＝3.68m/s

10. 工艺计算汇总表：

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总结

1.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，混合物中既有气相混合物，又有液相混合物，这时候原料混合物就分开了，气相混合物在精馏塔中上升，而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.流程示意图

冷凝器→塔顶产品冷却器→苯的储罐→苯 ↑↓回流 原料→原料罐→原料预热器→精馏塔 ↑回流↓

再沸器← 塔底产品 → 冷却器→甲苯的储罐→甲苯

3.工艺流程图

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