1.二．设计任务及操作条件1.设计任务：生产能力(进料量) : 2万吨/年操作周期: 300*24=7200 h进料组成: 41%塔顶产品组成: >96%塔底产品组成: >1%2.操作条件：操作压力: 4kpa (塔顶表压)进料热状态: 泡点进料单板压降: 不大于0.7kpa3.设备形式: 板式精馏塔,塔顶为全凝器,中间泡点进料,塔底间接蒸汽加热，连续精馏。

4.厂址: 齐齐哈尔市（二)设计内容二)设计内容1.概述:本次设计一筛板设计为例,筛板是在塔板上钻有均布的筛孔,上升气流经筛孔分散,鼓泡通过板上液层,形成气液密切接触的泡沫层.筛板塔的优点是结构简单,制造、维修方便,造价低,相同的条件下生产能力高于浮阀塔,塔板效率接近浮阀塔.他的缺点是操作范围小,小孔径筛板易堵噻不适宜处理粘性大的,脏的和带固体粒子的料液.但设计良好的筛板具有足够的造作弹性,对易引起堵塞的物系可采用大孔径筛板,故近年来我国对筛板的应用日益增多.2.设计流程的说明：精馏装置包括精馏塔，原料预热器，再沸器，冷凝器。

釜液冷却器和产品冷凝器等设备。

热量自塔釜输入，物料在塔内经多次部分汽化与与部分冷凝器进行精馏分离，由冷凝器和冷却器中的冷却介质将余热带走。

在此过程中，热能利用率很低，为此，在确定流程装置时应考虑余热的利用，注意节能。

另外，为保持塔的操作稳定性，流程中除用泵直接送入塔原料外，也可以采用高位槽送料以免受泵操作波动的影响塔顶冷凝装置根据生产状况以决定采用全凝器，以便于准确地控制回流比。

若后继装置使用气态物料，则宜用全分凝器。

总而言之确定流程时要较全面，合理的兼顾设备，操作费用操作控制及安全因素。

连续精馏操作流程图冷凝器再沸器3．操作条件：（1）操作条件精馏操作可在常压，减压和加压下进行，操作压强常取决于冷凝温度。

一般，性物以外，凡通过常压蒸馏不难实现分离要求，并能用江河或循环水将冷凝下来的系统，都应采用常压蒸馏，对热敏性物料或混合液沸点的系统则宜采用减压蒸馏；对常压下的馏出物的冷凝温度过低的系统，需要高塔压或采用深井水，冷冻盐水作为冷却剂；常压下呈现气态的物料必须采用加压蒸馏。

本次设计采用常压蒸馏。

（2）进料液状态的选择进料热状态以进料热状态参数q 表达，即q=每摩尔进料变成饱和蒸汽所需热量/每摩尔进料的汽化潜热有五种进料状态，当q＞1时为低于泡点温度的冷凝进料进料；q=1时为泡点下的饱和液体进料；q=0为露点下的饱和蒸汽进料；1＞q＞0为介于泡点与露点间的汽液混合物进料；q＜0为高于露点的过热蒸汽进料。

原则上，在供热量一定情况下，热量应尽可能的由塔底输入，使产生的气相回流在全塔发挥作用，即宜冷进料。

但为使塔的操作稳定，免受季节气温影响，精、提馏段采用相同的塔径以便于制造，则采用饱和液体（泡点）进料，但需增设原料预热器，若工艺要求减少塔釜加热避免釜温过高，料液产生聚合或结焦，则易采用气态进料。

本次设计采用泡点进料。

（3）加热方式蒸馏大多采用间接蒸汽加热，设置再沸器。

有时也采用直接蒸汽，例如蒸馏釜残主要组分是水，切在低浓度下轻组分的相对挥发较大时宜采用直接加热，其优点是可以利用压强较低的加热蒸汽以节省操作费用，并省掉间接加热设备。

但由于直接蒸汽的加入，对釜内溶液起一定稀释作用，在进料条件和产品纯度，轻组分收率一定的前提下，釜液浓度相应降低，故需在提馏段增加塔板以达到生产要求。

本次设计采用间接蒸汽加热。

（4）回流比的选择选择回流比，主要从经济观点出发，力求使设备操作费用之和最低。

一般经验值R=(1．1～2．0) Rmin其中R---操作回流比，Rmin-----最小回流比对特殊物系和与场合，则应根据实际需要选定回流比。

在进行课程设计时，也可以参同类生产的R经验值选定。

必要时选若干个R值，利用吉利兰图求出对应理论板数N，作出N---R曲线或N(R+1)---R曲线，从中找出适宜操作的回流比R。

也可以做出R对精馏塔操作费用的关系线，从中确定适宜回流比R。

本次设计因Rmin较小，故取R＝2R。

4.操作方案说明：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，降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。

冷凝器在泡点下一部分回流到塔内，其余部分经产品冷却器冷却后送入储罐。

该物系属于易分离物系，最小回流比较小，故操作回流比去最小回流比的两倍。

塔釜采用间接蒸汽加热，塔底产品冷却送到储罐。

设计操作流程图（三）本设计中符号说明英文字母:A0筛孔面积，㎡h0降液管底高度，mA a塔板开孔面积，㎡hσ相克服度mA f降液管面积，㎡k筛板的稳定系数A T 塔截面积，㎡L塔内下降液体流量，kmol/hC计算时u max的负荷因数l W溢流堰高度,mC O流量系数L S下降液体流率，m3/sD塔径，m N 理论板数d0 筛孔直径，mm N P实际塔板数E液流收缩系数N T理论塔板数E T 全塔效率n筛孔数e v 雾沫夹带量，kg液/kg气P操作压强，p a或kp aF 进料流量, kmol/h △P压强降，p a或kp aF a气相动能因数q 进料热状态承参数H 板间距，mm R回流比h c 与干板压降相当液柱高度，mS直接蒸汽量，kmol/hh1 进口堰与降液管的水平距离，m t筛孔中心距，mmh l 与气流穿过液层的压降相当液柱高度m u 空塔气速，m/sh f 板上鼓泡层高度，m u0 筛孔气速,m/sh L 板上液曾高度，m u′0降液管底隙处液体流速,m/sh d,与液体流经降液管压降相当液柱高度，mD F进料管直径, mD l回流管直径, mD W 釜液出口管直径, mD T 塔顶蒸汽管直径, m下标：h p 与单板压降相当液层高度，m A易挥发组分B难挥发组分h ow 堰上液层高度，m D馏出液h w 溢流堰长度，m L液相W釜残液流量，kmol/h h小时W C 无效区块度，mi组分序号W d 弓形降液管高度，m m平均w s安定区宽度，m F原料液X液相中易挥发组分摩尔分率min最小Y气相中易挥发组分摩尔分率max最大Z塔的有效高度，m n塔板序号v s塔内上升蒸汽流量，m3/s希腊字母：α相对挥发度，无因次β干筛孔流量系数的修正系数，无因次σ液体表面张力，mN/mδ筛板厚度，mmμ粘度，mP a.sψ液体密度校正系数φ开孔率t时间,sρL液相密度,kg/m3ρV液相密度,kg/m3（五）板数的确定1．苯甲苯属于理想物系，可以采用图解法求理论板层数。

1）由手册查得苯--甲苯物系的气液平衡数据，绘制图。

2）求最小回流比及操作回流比。

采用做图法求最小回流比。

在图中的对角线上，自点e（0.45,0.45）作垂线ef即为进料线（q线），该线与平衡线的交点坐标y q=0.667 ，x q=0.450,故最小回流比为R min=(x D－y q)/(y q－x q)=(0.966－0.667)÷(0.667－0.45)=1.38操作回流比为: R=2R min=2×1.38=2.763）求精馏塔的气，液相负荷L=RD=14.86×2.76=41.01kmol/hV=(R+1)D=(2.76+1)×14.86=55.87kmol/hL1=L+F=41.01+32.37=73.38kmol/hV=V1=55.87kmol/h4）求操作线方程精馏段的操作线方程：y=(L/V)x+(D/V)x D=(41.01/55.87)x+(1 4.86/55.87)0.966=0.734x+0.257提馏段的操作线方程为：y1=(L1/V1)X1+(W/V1)X W=(73.38/55.8 7)X1-(17.51/55.87)×0.012=1.131X1－0.004图解法求求理论板层数：采用图解法求理论层板，如图所示。

求解结果得为：总理论板数层数：N T=12.5（包括再沸器）进料板位置为：N F=62.实际板层数的求取=5/0.52=9.6精馏段实际板层数: N精≈10提馏段实际板层数: N提=7.5/0.52-1=13.42≈14（六）精馏塔的工艺条件及有关物性数据的计算1．操作压力的计算塔顶的操作压力：P D=101.3+4=105.3kp a每层塔板压降：△p=0.7kp a进料压力：P F=105.3+0.7×10=112.3kp a精馏段平均压力：P m=(105.3+112.3)/2=108.8kp a2.平均摩尔质量计算塔顶平均摩尔质量计算：由x D=y1=0.966,查平衡曲线如图所示可知：x1=0.916M VDm=0.966×78.11+(1－0.966)×92.13=78.59kg/kmolM LDm=0.916×78.11+(1－0.916)×92.13=79.29kg/kmol进料板平均摩尔质量的计算：由图解理论板如图所进料板平均摩尔质量计算示得：y F=0.604查平衡曲线如图所示得：x F=0.388 M VFm=0.604×78.11+(1－0.604)×92.13=83.66kg/kmolM LFm=0.388×78.11+(1－0.388)×92.13=86.69kg/kmol精馏段平均摩尔质量的计算：M Vm=(78.59+83.66)/2=81.13kg/kmol M Lm=(79.29+86.69)/2=82.99kg/kmol 3.操作温度得计算依据操作压力，由泡点方程通过试差法计算出泡点温度，其中苯，甲苯的饱和蒸汽压由安托尼方程计算可得：安托尼方程：㏒P＊=A－(B/t+C) 【4】其中塔顶操作压力P D=105.3kp a 而进料板压力: P F=112.3kpa泡点方程公式：x A=(P D－p B＊)÷(P A＊－P B＊)【1】设t=83℃而A,B,C由下表中得数据所取：组分A B C苯 6.023 1206.35220.24甲苯6.0781343.94219.58根据上述数据可以算出P A,＊,P B＊及因此可以求出塔顶温度和进料板温度精馏段平均温度：塔顶温度：t D=83℃进料板温度：t F=98.6℃精馏段平均温度：t m=(83+98.6)/2=90.35℃4.平均密度计算1)气相平均密度计算【3】：由理想状态方程计算公式：ρVm=P m M vm/RT m=(108.8×81.13 )÷[8.314×(90.35+273.15)]=2.92kg/m32)液相平均密度计算：由液相平均密度计算公式得：1/ρLm=∑a i/ρi则塔顶液相平均密度得计算：由t D=83℃，查表知：苯与甲苯的液相密度ρL参数表：温度80 90 100 110 120t℃ρ苯kg/m3 815 803.9792.5780.3768.9ρ甲苯kg/m3 810 800.2790.3780.3770.查的为：ρA=812.7kg/m3ρB=807.9kg/m3ρLDm=1÷[(0.903/812.7)+(1－0.96)/807.9]=812.5kg/m3进料板平均密度得计算：由t F=98.6℃查手册得知：ρA =794.1kg/m3, ρB=791.7kg/m3 进料板液相的质量分率：a A=(0.388×78.11)／[(0.388×78.11)+(1－0.388)92.13]=0.350ρLFm=1÷[(0.35/794.1)+(1－0.35)/791.7]=792.5kg/m3精馏段液相平均密度为：ρLm=（812.5+792.5）／2=802.5kg/m35.液体表面张力计算：液体平均密度表面张力由公式【3】：σLm=∑x iσi塔顶液相平均表面张力得计算：由t D=83℃, 查下表得知：液体表面张力σ温度t℃80 90 100 110 120σ苯, mN/m 21.2720.0618.8517.6616.49σ甲苯,mN/ m 21.6920.5919.9418.4117.31查得：σA =21.24 mN/m σB=21.42 mN/mσLDm=0.966×21.24+0.034)×21.42=21.25 mN/m进料板液相平均表面张力的计算：由t F=98.6℃,查手册得：σA =19.02 mN/mσB=20.03 mN/mσLFm= 0.388×19.02+(1－0.388)×20.03=19.64 mN/m精馏段液相平均表面张力为：σLm=(21.25+19.64)/2=20.45 mN/m 6.液体平均粘度计算：液相平均粘度公式【3】：㏒μLm=∑x i ㏒μi塔顶液相平均粘度得计算：由t D=83℃，查下表得知：液体的粘度μL温度t℃80 90 100 110 120μ苯，mP a.s 0.3080.2790.2550.2330.215μ甲苯，mP a.s 0.3110.2860.2640.2540.228μA =0.302 mP a.s μB=0.306 mP a.s㏒μLDm=0.966㏒(0.302)+0.034㏒(0.306) 解得：μLDm=0.302 mP a.s进料板液相平均粘度的计算：由t F=98.6℃查手册得：μA =0.258mP a.sμB=0.267 mP a.s ㏒μLFm=0.338㏒(0.258)+0.612㏒(0.267)解得：μLFm=0.263 mP a.s精馏段平均粘度的计算：μLm=（0.263+0.302）/2=0.283 mP a.s （七）精馏塔的塔体工艺尺寸计算：1.塔径的计算精馏塔得气，液相体积流率为：V S=VM Vm/3600ρVm=(55.87×81.13)/(3600×2.92)=0.431 m3/sL S=LM Lm/3600ρLm=(41.01×82.99)/(3600×802.5)=0.0012 m3/s由公式：u max=C[(ρL－ρV)/ ρV]1/2式中的由上述计算在图中所查取，图得横坐标为：L h/V h(ρLρV)1/2=[(0.0012×3600)/(0.431×3600)](802.5/2.92)1/2=0.0462取板间距H T=0.40m , 板上液层高度h L=0.06m则: H Th L=0.40－0.06=0.34m－查图可得：C20=0.072C=C20(σL/20)0.2=0.0723u max=0.0723×[(802.5－2.92)/2.92]1/2=1.196 m/s取安全系数为0.7，则空塔气速为：u=0.7u max=0.7×1.196=0.837 m/sD=(4V s/3.14u)1/2=[(4×0.431)/(3.14×0.837)]1/2=0.810 m按标准塔径圆整后为：D=1.0 m 则塔截面积为：A T=(3.14/4)D2=0.785 m2实际空塔气速为：u= V s / A T =0.431/0.785=0.549 m/s2.精馏塔有效高度的计算精馏段的有效高度为：Z 精=（N精－1）H T =(10－1)×0.4=3.6提馏段得有效高度为【1】：Z 提=（N 提－1）H T =（14－1）×0.4=5.2m在进料板上方开一人孔，其高度是0.8 m, 所以精馏塔的有效高度为： Z= Z 精+ Z 提+0.8=3.6+5.2+0.8=9.6 m(八) 塔板主要工艺尺寸的计算1.溢流装置的计算：因为塔径的直径D=1.0 m ，可以选用单溢流弓形降液管，采用凹形受液盘计算如下：a)堰长l w: 由于l w=（0.6~0.8）D（经验确定），取相应系数为0.66则l w=0.66D=0.66×1.0=0.66 m 【2】b)溢流堰高度h w【2】由公式可知：h w=h L－h ow应该选用平直堰上液层高度h ow，而：h ow=(2.84/1000)E(L h/l w)2/3则近似取E=1h ow=(2.84/1000)E(L h/l w)2/3=0.00284×1×[(0.0012×3600)/0.66]2/3=0.010m取板上清液层高度：h L=60 mm，则h w=(0.06－0.010)=0.05mc)弓形降液管宽度W d和截面积A f由公式l w/D=0.66 , 查图可得：A f/A T=0.0722, W d/D=0.124 则：A f=0.0722 A T=0.0722×0.785=0.0567㎡W d=0.124D=0.124×1.0=0.124 md)验算液体在降液管中停留的时间θ=3600 A f H T/L h=(3600×0.05670.04)/(0.0012×3600)=18.9 s由于18.9 s>5 s 所以降液管的设计是合理的。