课程设计：甲苯乙苯的精馏(浮阀塔).doc

《化工原理课程设计》说明书

设计题目： 甲苯乙苯的精馏（浮阀塔）

目 录
第一章 前言
精馏原理及其在化工生产上的应用 4
精馏塔对塔设备的要求 4
常用板式塔类型及本设计的选型 4
本设计所选塔的特性 5
化工原理课程设计任务书 5
第二章 精馏塔的工艺计算
物料衡算 6
原料液及塔顶，塔底产品的摩尔分率 6
物料衡算 6
回流比的确定 7
平均相对挥发度的计算 7
板数的确定 8
精馏塔的气液相负荷 8
精馏段与提馏段操作线方程 9
全塔效率 9
精馏塔的工艺条件及有关物性数据的计算 10
操作温度的计算 10
操作压强 11
塔内各段气液两相的平均分子量 12
精馏塔各组分的密度 13
液体表面张力的计算 14
液体平均粘度的计算 15
气液负荷计算 15
精馏塔的塔体工艺尺寸计算 16
塔径的计算 16
精馏塔有效高度的计算 17
溢流装置计算 17
塔板布置 17
浮阀板的流体力学验算 18
塔板压降 18
液沫夹带 18
塔板负荷性能图 19
过量液沫夹带线关系式 20
液相下限线关系式 20
严重漏夜线关系式 21
液相上限线关系式 21
降液管液泛线关系式 22
浮阀塔计算结果汇总 22
第三章 塔结构
塔的设备结构图 23
结束语 24
第一章 前言
1.1精馏原理及其在化工生产上的应用
实际生产中，在精馏柱及精馏塔中精馏时，上述部分气化和部分冷凝是同时进行的。对理想液态混合物精馏时，最后得到的馏液(气相冷却而成)是沸点低的B物质，而残液是沸点高的A物质，精馏是多次简单蒸馏的组合。精馏塔底部是加热区，温度最高；塔顶温度最低。精馏结果，塔顶冷凝收集的是纯低沸点组分，纯高沸点组分则留在塔底。
1.2精馏塔对塔设备的要求
精馏设备所用的设备及其相互联系，总称为精馏装置，其核心为精馏塔。常用的精馏塔有板式塔和填料塔两类，通称塔设备，和其他传质过程一样，精馏塔对塔设备的要求大致如下：
一：生产能力大：即单位塔截面大的气液相流率，不会产生液泛等不正常 流动。
二：效率高：气液两相在塔内保持充分的密切接触，具有较高的塔板效率或传质效率。
三：流体阻力小：流体通过塔设备时阻力降小，可以节省动力费用，在减压操作是时，易于达到所要求的真空度。
四：有一定的操作弹性：当气液相流率有一定波动时，两相均能维持正液体的流动，而且不会使效率发生较大的变化。
五：结构简单，造价低，安装检修方便。
六：能满足某些工艺的特性：腐蚀性，热敏性，起泡性等。
1.3常用板式塔类型及本设计的选型
常用板式塔类型有很多，如：筛板塔、泡罩塔、舌型塔、浮阀塔等。浮阀塔具有很多优点，且加工方便，故有关浮阀塔板的研究开发远较其他形式的塔板广泛，是目前新型塔板研开发的主要方向。近年来与浮阀塔一直成为化工生中主要的传质设备，浮阀塔多用不锈钢板或合金 。实际操作表明，浮阀在一定程度的漏夜状态下，使其操作板效率明显下降，其操作的负荷范围较泡罩塔窄，但设计良好的塔其操作弹性仍可达到满意的程度。
浮阀塔塔板是在泡罩塔板和筛孔塔板的基础上发展起来的，它吸收了两者的优点。所以在此我们使用浮阀塔，浮阀塔的突出优点是结构简单，造价低，制造方便；塔板开孔率大，生产能力大等。
乙醇与水的分离是正常物系的分离，精馏的意义重大，在化工生产中应用非常广泛，对于提纯物质有非常重要的意义。所以有必要做好本次设计
1.4．本设计所选塔的特性
浮阀塔的优点是：
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范围比筛板塔，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。
但是，浮阀塔的抗腐蚀性较高（防止浮阀锈死在塔板上），所以一般采用不锈钢作成，致使浮阀造价昂贵，推广受到一定限制。随着科学技术的不断发展,各种新型填料，高效率塔板的不断被研制出来，浮阀塔的推广并不是越来越广。
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

设计条件：
1、处理量： 100000 （吨/年）。
2、进料组成：甲苯、乙苯的混合溶液，含甲苯的质量分数为40%。
3、进料状态： 泡点进料
4、料液初温 ： 泡点温度
5、冷却水的温度： 25℃
6、饱和蒸汽压强：5Kgf/cm2(1Kgf/cm2=98.066)KPa
7、精馏塔塔顶压强:1atm
8、单板压降不大于 0.7 kPa
9、分离要求：塔顶的甲苯含量不小于94%(质量分数),塔底的
甲苯含量不大于2%(质量分数)。
10、年开工时间： 300（天）

第二章 精馏塔的工艺计算

一、精馏塔的物料衡算
(一)、原料液及塔顶、塔底产品的摩尔分率
甲苯的摩尔质量MA=92.13 kg/kmol
乙苯的摩尔质量MB=106.16 kg/kmol

（二）、物料衡算
对于甲苯-乙苯双组分的连续精馏塔，根据总物料衡算及甲苯的物料衡算可求得馏出液流率D及残液流率W。
进料流量F=

联立解得D=61.765 kmol/h , W=77.034 kmol/h
二、塔板数的确定
（一）、理论板层数NT的求取
表1 按托尼方程常数
Antoine方程常数
物质
A
B
C
温度范围℃
甲苯
6.07954
1344.8
219.482
6～137
乙苯
6.08208
1424.255
213.06
26～163

表2 甲苯乙苯气液平衡

t/℃
110.62
113
116
119
122

101.3089
108.3452
117.7550
127.7931
138.4878

48.0712
51.7611
56.7318
62.0770
67.8163
x
1.0000
0.8755
0.7303
0.5969
0.4738
y
1.0000
0.9364
0.8490
0.7530
0.6477
t/℃
125
128
131
134
136.324

149.8675
161.9614
174.7988
188.4096
199.5043

73.9700
80.5590
87.6044
95.1280
101.2991
x
0.3601
0.2548
0.1571
0.0662
0.0000
y
0.5327
0.4074
0.2710
0.1231
0.0000

1、甲苯、乙苯的温度-组成
甲苯-乙苯属理想物系，可采用图解法求理论板层数。
根据（A、B、C为Antoine方程常数由手册已查得如表1）求得一系列温度下甲苯和乙苯的蒸气压、。
再根据泡点方程和露点方程得到各组t-x(y)
数据（如表2），绘出甲苯、乙苯的温度-组成图（如图1）及平衡曲
线（如图2）。
图 1

2、确定操作的回流比R
因q=1、xe=xf=0.4344在x～y图上查得ye=0.4996。故有：

而一般情况下R=(1.1～2)Rm ,考虑到精馏段操作线离平衡线较近，故取实际操作的回流比为最小回流比的2倍。即：R=2Rm=3.53
图2

3、求操作线方程
精馏段操作线方程为：
L=R×D=3.53*61.765=218.03
提馏段操作线方程为
4、图解法求理论板层数
精馏段操作线为经过点a(0.9475，0.9475)，c(0,0.2092)，与q线交与点d,而提留段操作线为经过点d、b(0.02298,0.02298)。在x-y图中绘出精馏段操作线、提留段操作线、q线，并绘出梯级（如图2）。
图解得总理论塔板数NT=13.5 （不含再沸器）。其中精馏段NT1=6.3块，提馏段NT2=8.2块，第9块为加料板位置。
三、塔的操作工艺条件及相关物性数据的计算
（一）、操作压力计算
塔顶操作压力 ：PD＝101.3 kPa
每层塔板压降 ：取△P＝0.7 kPa
进料板压力 ：PF＝101.3＋0.7×15＝111.8 kPa
塔底操作压力 ：PW＝111.8＋0.7×16＝123 kPa
精馏段平均压力：Pm1＝（101.3＋111.8）/2＝106.55 kPa
提馏段平均压力：Pm2＝（111.8＋123）/2＝117.4 kPa
（二）、操作温度计算
查温度-组成图可得相应温度如下：
塔顶温度 ：TD＝111.5 ℃
进料板温度 ：TF＝123.2 ℃
塔底温度 ： TW＝136.983 ℃
精馏段平均温度 ：Tm1＝（111.5＋123.2）/2 = 117.35 ℃
提馏段平均温度 ：Tm2＝（123.2＋136.983）/2 = 130.0915 ℃
（三）、平均摩尔质量计算
精馏段摩尔质量:
由拉格朗日插入法得：
气相组成：
液相组成：

提馏段平均摩尔质量 :
气相组成：
液相组成：

（四）、平均密度计算
由于已查得液相甲苯、乙苯在某些温度下的密度（如表3），
液相平均密度用计算（ 式中表示质量分数）。
气相平均密度用计算
液相甲苯、乙苯在某些温度下的密度‚
温度 T/℃
60
70
80
90
100
ρ kg/m3
甲 苯
829.3
819.7
810
800.2
790.3
乙 苯
831.8
822.8
813.6
804.5
795.2
温度 T/℃
110
120
130
140
150
ρ kg/m3
甲 苯
780.3
770
759.5
748.8
737.8
乙 苯
785.8
776.2
766.6
756.7
746.6

表3 液相甲苯、乙苯在某些温度下的密度‚

求得在平均温度下甲苯和乙苯的密度
Tm1 = 117.35 ℃，， kg/m3
， kg/m3
同理：Tm2 = 130.0915 ℃， kg/m3 ，
kg/m3
精馏段液相平均密度:
气相平均密度计算 kg/m3
液相平均密度计算
kg/m3
提馏段液相平均密度:
气相平均密度计算 kg/m3
液相平均密度计算

kg/m3
(五) 、相对挥发度
精馏段：由,，得，
所以
提馏段：由,得，
所以
（六）、液体平均表面张力计算
由于已查得液相甲苯、乙苯在某些温度下的表面张力（如表4），将其以T为x轴、σ为y轴分别绘制出甲苯、乙苯的温度-表面张力曲线图（如图4）。故甲苯、乙苯纯组分在本设计所涉及的温度范围内的表面张力可用下式求得： 甲苯 σA=-0.1053T＋30.095
乙苯 σB=-0.1016T＋31.046
而液相平均表面张力用计算
表4甲苯、乙苯在某些温度下的表面张力
甲苯、乙苯在某些温度下的表面张力（σ）ƒ
温度 T℃
60
70
80
90
100
表面张力(mN/m)
甲苯
23.94
22.81
21.69
20.59
19.49
乙苯
25.01
23.96
22.92
21.88
20.85
温度 T℃
110
120
130
140
150
表面张力 (mN/m)
甲苯
18.41
17.34
16.27
15.23
14.19
乙苯
19.83
18.81
17.81
16.82
15.83

1、塔顶液相平均表面张力的计算
由 TD＝111.5℃ 得：
σDA=-0.1053×111.5＋30.095=18.4296 mN/m
σDB=-0.1016×111.5＋31.046=19.7904 mN/m
σDm=0.9945×18.4296＋(1-0.9945)×19.7904=18.4237mN/m
2、进料板液相平均表面张力的计算
由TF＝123.2℃ 得：
σFA=-0.1053×123.2＋30.095=17.122 mN/m
σFB=-0.1016×123.2＋31.046=18.5289 mN/m
σFm=0.4344×17.122＋（1－0.4344）×18.5289=17.9177 mN/m
3、塔底液相平均表面张力的计算
由 TW＝136.983℃ 得：
σWA=-0.1053×136.983＋30.095=15.6707 mN/m
σWB=-0.1016×136.983＋31.046=17.1285 mN/m
σWm=0.02298×15.6707＋(1-0.02298)×17.1285=17.092 mN/m
4、精馏段液相平均表面张力
σLm1=(σDm＋σFm)/2=（18.4237＋17.9177)/2=18.1707mN/m
5、提馏段液相平均表面张力
σLm2=(σFm＋σWm)/2=（17.9177＋17.092)/2=17.5049 mN/m
（七）、液体平均粘度计算
表5 甲苯、乙苯在某些温度下的粘度
甲苯、乙苯在某些温度下的粘度（μ）④
温度 T/℃
60
70
80
90
100
粘度（mPa·s）
甲苯
0.373
0.34
0.311
0.286
0.264
乙苯
0.426
0.388
0.354
0.325
0.3
温度 T/℃
110
120
130
140
150
粘度（mPa·s）
甲苯
0.245
0.228
0.213
0.2
0.188
乙苯
0.278
0.259
0.242
0.226
0.213
Tm1 = 117.35 ℃，, mPa·s
, mPa·s

同理;Tm2 = 130.0915 ℃时， mPa·s， mPa·s
精馏段液相平均粘度 ：
mPa·s
提馏段液相平均粘度：
mPa·s
实际塔板数Np的求取
（八）、塔板效率：
精馏段：，Np1=6.3/0.583968=10.8，取Np1=11块；
提留段：，NP2=7.2/0.592108=12.16；取Np2=13块；
总塔板数：NP=Np1+Np2=24块。
四、精馏塔的气、液相负荷计算
（一）、精馏段气、液相负荷计算
L=R×D=3.53×61.765=239.7123
V=(R+1)D=4.53×61.765=299.1123
质量流量：kg/s
kg/s
体积流量:

（二）、提馏段气、液相负荷计算
L=L+Qf=239.7123+138.799=378.5113
V=V+(q-1)F=299.1123
质量流量：kg/s
kg/s
体积流量:

五、 精馏塔的塔体工艺尺寸计算

史密斯图
1、 精馏段塔径的计算
取板间距HT=0.45m，取板上清液层高度 ＝0.07m。
液气动能参数 ：
查Smith通用关联图得
负荷因子：
最大允空塔气速：

m/s
估算塔径 ：，
圆整取，上下塔径一致
塔截面积： AT1=0.785D2=0.785×2.22=3.7994 m2
空塔气速： m/s
2、 提馏段塔径的计算
取板间距HT=0.45m，取板上清液层高度 ＝0.07m。
液气动能参数 ：
查Smith通用关联图得
负荷因子：
最大允空塔气速：

取适宜空塔气速：μ2=0.7μF=0.77587 m/s
估算塔径 ：，为加工方便，圆整取.
塔截面积： AT2=0.785D2=0.785×2.22=3.7994 m2
空塔气速： m/s
六、塔板主要工艺尺寸的计算
(一)、溢流装置计算
1、精馏段溢流装置计算
因塔径D＝2.2 m，可选用单溢流弓形降液管平直堰。
各项计算如下：
①、堰长： 取
②、溢流堰高度hw1
根据液流收缩系数图可查得液流收缩系数E1=1.031，对于平直堰，堰上液层高度 hOW1可由Francis经验公式计算得：
精馏段：

提留段：

③、弓形降液管宽度Wd1和截面积Af1
由查弓形降液管的参数图得：

验算液体在降液管中停留时间：
精馏段：
提留段：
故降液管设计合理。
④、降液管底隙高度
精馏段： 取则
提留段： 取则
（不宜小于0.02～0.025 m，满足要求）
故降液管底隙高度设计合理。
（二）、塔板布置及浮阀数目与排列
（1） 塔板分布
本设计塔径2.2m,采用分块式塔板，以便通过人工装拆塔板。
（2） 浮阀数目与排列
精馏段：取阀孔动能因子,则孔速m/s
每层塔板上浮阀数目： 块
取边缘区宽度,破沫区宽度
计算塔板上的鼓泡区面积，即：
其中

所以
浮阀排列方式采用等腰三角形叉排，取同一个横排的孔心距t=75mm
则排间距： mm
因塔的直径较大，必须采用分块式塔板，而各分块的支撑与衔接也要占去一部分鼓泡区面积，因此排间距应小些，取mm，按t=75mm, mm，以等腰三角形叉排方式作图，得排阀数390个。
按N=390重新计算： m/s

塔板开孔率：
提留段：取阀孔动能因子,则孔速m/s
每层塔板上浮阀数目： 块
浮阀排列方式采用等腰三角形叉排，取同一个横排的孔心距t=75mm
则排间距： mm
因塔的直径较大，必须采用分块式塔板，而各分块的支撑与衔接也要占去一部分鼓泡区面积，因此排间距应小些，取mm，按t=75mm, mm，以等腰三角形叉排方式作图，得排阀数390个。
按N=390重新计算： m/s

塔板开孔率：
七、塔板的流体力学计算
（一）、气相通过浮阀塔板的压降可根据计算
精馏段：干板阻力：m/s
因，故
板上充气液层阻力：
取，
液面表面张力及所造成的阻力：
此阻力很小，可忽略不计，因此与气体流经塔板的压降相当的高度为：

Pa
提留段：干板阻力：m/s
因，故
板上充气液层阻力：
取，
液面表面张力及所造成的阻力：
此阻力很小，可忽略不计，因此与气体流经塔板的压降相当的高度为：

Pa
（二）、淹塔
为了防止发生淹塔现象，要求控制降液管中清夜高度。
,即
（1）精馏段：
单层气体通过塔板压降所相当的液柱高度：
液体通过液体降液管的压头损失：

板上液层高度：，则
取，已选定
则
可见，所以符合要求。
(2)提留段：
单层气体通过塔板压降所相当的液柱高度：
液体通过液体降液管的压头损失：

板上液层高度：，则
取，已选定
则
可见，所以符合要求。
（三）、物沫夹带
（1） 精馏段：泛点率
泛点率
板上液体流经长度：
板上液流面积：
查物性系数K=1.0,泛点负荷因数图，得

对于大塔，为了避免过量物沫夹带，应控制泛点率不超过80%。由以上计算可知，物沫夹带能满足（kg液/kg气）的要求。
（2）提留段：
查物性系数K=1.0,泛点负荷因数图，得

对于大塔，为了避免过量物沫夹带，应控制泛点率不超过80%。由以上计算可知，物沫夹带能满足（kg液/kg气）的要求。
八、塔板负荷性能图
（一）、物沫夹带线
泛点率
据此可作出负荷性能图中的物沫夹带线，按泛点率80%计算：
精馏段：
整理得：
由上式知物沫夹带线为直线，则在操作范围内任取两个值算出
提留段：
整理得：
表6物沫夹带线上的气液体积流量
精馏段

0.002
5.414
0.01
5.1150
提留段

0.002
5.1327
0.01
4.8514
（二） 、液泛线

由此确定液泛线，忽略式中

精馏段：
整理得：
提留段：
整理得：
在操作范围内任取若干个值，算出的值。
表7 液泛值

精馏段

0.001
8.848796
0.003
8.738025
0.004
8.690666
0.007
8.559268
提留段

0.001
8.257176
0.003
8.15008
0.004
8.112449
0.007
7.998738
（三）、液相负荷上限
液体的最大流量应保证降液管中停留时间不低于。
液体降液管内停留时间
以作为液体在降液管内停留时间的下限，则：

（四）、漏液线
对于F1型重阀，依作为规定气体最小负荷的标准，则
精馏段：
提留段：
（五）、液相负荷下限
取堰上液层高度作为液相负荷下限条件作出液相负荷下限线，该线为与气相流量无关的竖直线。

取E=1.0，则
由以上作出塔板负荷性能图

精馏段：

所以精馏段的操作弹性为5.2/1.4=3.71
提留段：

所以提留段的操作弹性为5.1/1.3=3.92

九、精馏塔的设计计算结果汇总一览表
表 9
项 目
符 号
单 位
计 算 结 果
精馏段
提馏段
平均压强
P
kPa
116.55
117.4
平均温度
T
℃
117.35
130.1
平均密度
气相
ρ
kg/m3
2.7949
3.1311
液相
774.318
764.39
平均流量
气相
Vs
m3/s
2.8391
2.7476
液相
Ls
m3/s
0.008143
0.014
实际塔板数
31
块
11
13
板间距
HT
m
0.45
0.45
塔径
D
m
2.2
2.2
空塔气速
μ
m/s
0.747
0.723
塔板液流型式

单流型
单流型
溢流堰
堰长

m
1.43
1.43
堰高
hW
mm
4.873
3.947
溢流堰宽度
ho
m
0.2728
0.2728
底隙高度

m
0.0438
0.0753
板上清液层高度
hL
m
0.07
0.07
孔径
d0
mm
3.9
3.9
孔间距
t
mm
90
90
孔数
n
个
390
390
孔气速
uo
m/s
6.0968
5.90
塔板压降
ΔPp
kPa
0.7
0.7
液体在降液管中的停留时间
θ
s
15.136
8.804
泛点率

%
45.40
46.45
漏液点气速
uOM
m/s
1.3927
1.316
负荷上限
Lsmax
m3/s
0.02456
0.02456
负荷下限
Lsmin
m3/s
0.00122
0.00122
气相最大负荷

m3/s
5.2
5.1
气相最小负荷

m3/s
1.4
1.3
操作弹性

3.71
3.92

第四章 精馏过程流程图

结束语

25