1、化工原理课程设计 苯 甲苯筛板精馏塔分离化工原理课程设计苯-甲苯连续精馏筛板塔的设计序言板式精馏塔设计任务书五设计计算1.1 设计方案的选定及基础数据的搜集.3.3.5.5.7.1.2 精馏塔的物料衡算1.3 精馏塔的工艺条件及有关物性数据的计算1.4 精馏塔的塔体工艺尺寸计算1.5 塔板主要工艺尺寸的计算1.6 筛板的流体力学验算1.7 塔板负荷性能图设计结果一览表板式塔得结构与附属设备5.1 附件的计算5.1.1 接管5.1.2 冷凝器5.1.3 再沸器5.2 板式塔结构参考书目设计心得体会附录121.71.8.2. 1.2.4.3.0.3. 13.13.13.3.3.4.3.43.63.
2、6.3.8化工原理课程设计是综合运用化工原理课程和有关先修课程（ 物理化 学，化工制图等）所学知识，完成一个单元设备设计为主的一次性实践教学, 是理论联系实际的桥梁，在整个教学中起着培养学生能力的重要作用。 通过课程 设计，要求更加熟悉工程设计的基本内容， 掌握化工单元操作设计的主要程序及方法，锻炼和提高学生综合运用理论知识和技能的能力，问题分析能力， 思考问 题能力，计算能力等。精馏是分离液体混合物（含可液化的气体混合物）最常用的一种单元操作, 在化工，炼油，石油化工等工业中得到广泛应用。精馏过程在能量剂驱动下（有 时加质量剂），使气液两相多次直接接触和分离，利用液相混合物中各组分的挥 发度
3、的不同，使易挥发组分由液相向气相转移，难挥发组分由气相向液相转移, 实现原料混合液中各组分的分离。 根据生产上的不同要求，精馏操作可以是连续 的或间歇的，有些特殊的物系还可采用衡沸精馏或萃取精馏等特殊方法进行分 离。本设计的题目是苯-甲苯连续精馏筛板塔的设计，即需设计一个精馏塔用来 分离易挥发的苯和不易挥发的甲苯， 采用连续操作方式，需设计一板式塔将其分 离。二板式精馏塔设计任务书、设计题目 苯-甲苯连续精馏筛板塔的设计。、设计任务（1） 原料液中苯含量：质量分率=75%（质量），其余为甲苯。（2） 塔顶产品中苯含量不得低于98% （质量）。(3)310 天。残液中苯含量不得高于8.5 %(质
4、量)。 生产能力：90000 t/y 苯产品，年开工三、操作条件 精馏塔顶压强：4.0kPa(表压)进料热状态：自选回流比：自选。单板压降压：0.7k Pa四、设计内容及要求(1)设计方案的确定及流程说明(2)塔的工艺计算(3)塔和塔板主要工艺尺寸的设计塔高、塔径以及塔板结构尺寸的确定;塔板的流体力学验算;塔板的负荷性能图。(4)编制设计结果概要或设计一览表(5)辅助设备选型与计算(6)绘制塔设备结构图：采用绘图纸徒手绘制 五、时间及地点安排(1)时间：2011.6.20 2011.7.3(第 18 周第 19周) 地点：明德楼A318 (1)教室1998六、参考书目 1谭天恩？化工原理(第二
5、版)下册?北京：化学工业出版社,2何潮洪,冯霄?化工原理？北京：科学出版社，20013柴诚敬,刘国维？化工原理课程设计？天津：天津科学技术出版社，19944贾绍义,柴敬诚？化工原理课程设计？天津：天津大学出版社，2002设计计算1.1设计方案的选定及基础数据的搜集本设计任务为分离苯一甲苯混合物。由于对物料没有特殊的要求，可以在常压下操作。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, 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1.8 倍。凝，冷凝液在泡点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，故操作
6、回流比取最小回流比的 塔底设置再沸器采用间接蒸汽加热， 塔底产品经冷却后送至储罐。其中由于蒸馏 过程的原理是多次进行部分汽化和冷凝， 热效率比较低，但塔顶冷凝器放出的热 量很多，但其能量品位较低，不能直接用于塔釜的热源，在本次设计中设计把其 热量作为低温热源产生低压蒸汽作为原料预热器的热源之一，充分利用了能量。塔板的类型为筛板塔精馏，筛板塔塔板上开有许多均布的筛孔， 孔径一般为38mm筛孔在塔板上作正三角形排列。筛板塔也是传质过程常用的塔设备， 它 的主要优点有:(1 )结构比浮阀塔更简单，易于加工，造价约为泡罩塔的 60%，为浮阀塔的80%左右。(2 )处理能力大，比同塔径的泡罩塔可增加 1
7、015%。(3 )塔板效率高，比泡罩塔高15%左右。(4 )压降较低，每板压力比泡罩塔约低 30%左右。筛板塔的缺点是:(1 )塔板安装的水平度要求较高，否则气液接触不匀。(2 )操作弹性较小(约23)。(3 )小孔筛板容易堵塞。下图是板式塔的简略图：Vnf塔顶产品 （或冷逐为谓出液）FI : ” -+7-77:7 回濫罐-.Jt管 液 降 k加甚水蒸汽图1再沸器L? jikwnm !I冷凝水T需譌表1苯和甲苯的物理性质项目分子式分子量M沸点（C）临界温度tc（C）临界压强Pc（kPa）苯AC6Ho78.1180.1288.56833.4甲苯BC6H5 CH92.13110.6318.5741
8、07.7表2苯和甲苯的饱和蒸汽压温度0c80.1859095100105110.6Pa。,kPa101.33116.9135.5155.7179.2204.2240.0Pb0 , kPa40.046.054.063.374.386.0表3常温下苯一甲苯气液平衡数据（2 : P8例1 1附表2）温度0C80.1859095100105液相中苯的摩尔分率1.0000.7800.5810.4120.2580.130汽相中苯的摩尔分率1.0000.9000.7770.6300.4560.262表4 纯组分的表面张力（1 : P378附录图7）温度8090100110120苯，mN/m21.22018.
9、817.516.2甲苯，Mn/m21.720.619.518.417.3表5 组分的液相密度（1 : F382附录图8）温度（C ）8090100110120苯,kg/ m3814805791778763甲苯,kg/ m3809801791780768表6液体粘度聽（1 : F365 ）温度（C）8090100110120苯（mPa .s ）0.3080.2790.2550.2330.215甲苯（mPa .s ）0.3110.2860.2640.2540.228表7常压下苯甲苯的气液平衡数据温度tC液相中苯的摩尔分率x气相中苯的摩尔分率y110.560.000.00109.911.002.50
10、108.793.007.11107.615.0011.2105.0510.020.8102.7915.029.4100.7520.037.298.8425.044.297.1330.050.795.5835.056.694.0940.061.992.6945.066.791.4050.071.390.1155.075.580.8060.079.187.6365.082.586.5270.085.785.4475.088.584.4080.091.283.3385.093.682.2590.095.981.1195.098.080.6697.098.880.2199.099.6180.01100
11、.0100.01.2精馏塔的物料衡算（1）原料液及塔顶、塔底产品的摩尔分率苯的摩尔质量M肿悠1施处泅甲苯的摩尔质量Mb 92.13kg/kmol0.75/78.11XfXd0.75/78.11 0.25/92.130.98/78.110.7800.98/78.11 0.02/92.130.085/78.110.9830.0990.085/78.11 0.915/92.13原料液及塔顶、塔底产品的平均摩尔质量M f0.78078.11(10.780)92.1381.20(kg /kmol)M d0.98378.11(10.983)92.1378.40(kg /kmol)M w0.09978.11
12、(10.099)92.1390.73(kg/kmol)物料衡算(3)原料处理量F 9000000081.20 310 241.492102(kmol /h)总物料衡算1.49102苯物料衡算0.780 F0.983 D 0.099W联立解得21.19 102 kmol/h20.30 102 kmol/h式中FD-W-原料液流量 塔顶产品量 塔底产品量3塔板数的确定（1）理论板层数NT的求取苯一甲苯属理想物系，可采逐板计算求理论板层数。 求最小回流比及操作回流比。采用恩特伍德方程求最小回流比。ai(XD,i)m 鬲 1 aiai(xF,i),ai 1 q解得，最小回流比Rm 0.73取操作回流比
13、为(R 1)D(R 1)DIL.RD qF1.31 119 1 149 304.89(kmol/h)R 1.8Rm 1.31求精馏塔的气、液相负荷RD 1.31 119 155.89(kmol/h)(1.31 1) 119 274.89(kmol/h )(1 q)F 2.31 119 274.89(kmol/h) (泡点进料：q)求操作线方程精馏段操作线方程为yn 1xn Xd0.567xn 0.426提馏段操作线方程为yn 1 VXn V 1.109Xn0.011(2)逐板法求理论板又根据RminJXd _(1 1XF 1 xfXd 可解得=2.47相平衡方程x1 ( 1)x12解隱2.47
14、 Xy 1 1.47X变形得x2.47 1.47y用精馏段操作线和相平衡方程进行逐板计算yixD = 0.983X1 h_ =0器2.475(1 yjy20.567X1 0.426 0.970X22.47 1.47y 0.959y30.567x20.4260.953X32.47 1.47 y3 0.891y40.567x30.4260.931X4 2.47 1.47y4 0.845y50.567X40.4260.905X50.7952.47 1.47y560.567x50.4260.877X60.7422.47 1.47 y6因为,x6 0.742 xF 0.780故精馏段理论板n=5 ,用提
15、留段操作线和相平衡方程继续逐板计算y70.567x60.4260.811X72.47 1.47y70.635y80.567x70.4260.693X82.47 1.47 y80.478y90.567x80.4260.519X92.47 1.47y90.304Wo 0.567X9 0.426 0.3262.47 1.47y10。“4x11 0.077y11 0.567x1o 0.426 0.171 2.47 1.47y11 因为, x11 0.077 xW 0.099所以提留段理论板n=5 (不包括塔釜)【提留段的操作线方程错误】(3)全塔效率的计算 查温度组成图得到，塔顶温度 TD=80.94
16、C，塔釜温度TW=10，全塔平均温度Tm =92.970。分别查得苯、甲苯在平均温度下的粘度A 0.272(mPa s)， b 0.279(mPa s)平均粘度由公式，得m 0.780 0.2720.22 0.279 0.274(mPa s)全塔效率EtEt 0.17 0.616lgm 0.17 0.616lg 0.274 0.516(4)求实际板数精馏段实际板层数N精蠹9.6910(块)提馏段实际板层数5N 提芮6 9.69 10(块)进料板在第11块板。1.3精馏塔的工艺条件及有关物性数据的计算(1)操作压力计算塔顶操作压力P= 4+101.3 kPa 每层塔板压降 P= 0.7 kPa
17、进料板压力 FF = 105.3+0.7 X 10= 112.2 kPa 塔底操作压力PW =119.3 kPa 精馏段平均压力 P m1 =( 105.3+112.3 )/ 2= 108.8 kPa 提馏段平均压力 P m2 = (112.3+119.3 ) /2 =115.8 kPa(2)操作温度计算依据操作压力，由泡点方程通过试差法计算出泡点温度，其中苯、 甲苯的饱和蒸气压由安托尼方程计算，计算过程略。计算结果如下： 塔顶温度tD 80.90 C 进料板温度tF = 85.53 C 塔底温度tw =105.0 C精馏段平均温度tm= ( 80.9.+85.53)/2 = 83.24 C提
18、馏段平均温度tm= (85.53+105.0)/2 =95.27C(3)平均摩尔质量计算塔顶平均摩尔质量计算x1=0.959由xD=y1=0.957，代入相平衡方程得M L,Dm 0.959 78.11 (10.959) 92.1378.69(kg/kmol)M V,Dm 0.983 78.11 (10.983) 92.1378.35(kg/kmol)进料板平均摩尔质量计算由上面理论板的算法，得yF = 0.877 ,xF = 0.742M V,Fm 0.877 78.11 (10.877) 92.1379.83(kg/kmol)M L,Fm 0.742 78.11 (10.742) 92.1
19、381.73(kg/kmol)塔底平均摩尔质量计算 由xw=0.077,由相平衡方程，得yw=0.171Mv,wm 0.171 78.11M L,wm 0.077 78.11(1 0.171) 92.13 89.74(kg/kmol)(1 0.077) 92.13 91.05(kg/kmol) 精馏段平均摩尔质量79.09(kg/kmol)MLm 78.69 81 .7380.21(kg/kmol)提馏段平均摩尔质量MVm 79.83 89.7484.79(kg /kmol)MLm 81 .73 91 .0586.39(kg/kmol)(4)平均密度计算气相平均密度计算由理想气体状态方程计算，
20、精馏段的平均气相密度即Vm PVl 108.8 79.09 2.90(kg/m3)RTm 8.314 (83.24 273.15)提馏段的平均气相密度Vm115.8 84.79R 8.314贏二二佝 3-21(kg/m3)液相平均密度计算 液相平均密度依下式计算，即/ 亠/严/ Phm / P A / PU 塔顶液相平均密度的计算 由tD= 80.94 C,查手册得A 814.0(kg/m3); B 809.1(kg/m3)塔顶液相的质量分率求得aa0.98L,Dm為籍;得 L.Dm 813.(kg/m3)进料板液相平均密度的计算 由tF= 85.53 C,查手册得3 3A 808.6(kg/
21、m); b 804.36(kg/m )0.742 78.11进料板液相的质量分率A 0.742 78.11 (1 0.742) 92.13 0.71士 80786 器;得 L,Fm 807.4(kg/m3)塔底液相平均密度的计算由tw 105.0 C,查手册得A 786.4(kg/m3); B 785.3(kg/m3)塔底液相的质量分率0.077 78.11aA 0.077 78.11 (1 0.077) 92.13 0.066士器需;得 LWWm 784.9(kg 曲精馏段液相平均密度为Lm 匹2d 810.62提馏段液相平均密度为Lm 807.4 _ 784.9 796.15( kg/m3
22、)2(5)液体平均表面张力计算液相平均表面张力依下式计算，即n% = 2侶J-1塔顶液相平均表面张力的计算由t D= 80.94 C,查手册得A 21.25(mN/m); b 21.59(mN /m)L,Dm 0.983 21.25 0.017 21.59 21.26(mN/m)进料板液相平均表面张力的计算由tF= 85.53 C,查手册得A 21.60(mN/m); B 21.08(mN/m)L,Fm 0.742 20.60 0.258 21.08 20.72(mN/m)塔底液相平均表面张力的计算由t心105.0 C,查手册得A 18.26(mN/m); B 19.18(mN /m)L,Wm
23、 0.077 18.26 0.923 19.18 21.50(mN /m)精馏段液相平均表面张力为Lm 21.26 _ 20.72 20.99(mN / m)2提馏段液相平均表面张力为Lm 空尘空2 21.11(mN/m)2(6)液体平均粘度计算 液相平均粘度依下式计算，即卩 Lm=S xi 卩 i塔顶液相平均粘度的计算由t D= 80.94 C,查手册得A 0.305(mPa s); B 0.309(mPaL,Dm 0.983 0.305 0.017 0.309s)0.311( mPaS)进料板液相平均粘度的计算 由tF= 85.53 C,查手册得A 0.292(mPa s); B 0.29
24、7(mPaL,Dm 0.742 0.292 0.258 0.297S)0.294(m PaS)塔底液相平均粘度的计算由tw = 105.0 C,查手册得A 0.244(mPa s); B 0.259(mPaL,Dm 0.077 0.244 0.923 0.259s)0.258(m PaS)精馏段液相平均粘度为L,m O.311294 0.303(mPa s)2提馏段液相平均粘度为0.294 0.259L ,m2(7)气液负荷计算精馏段：V0.276(mPa s)Vs(R 1)D I V MVm 3600 VmR D 1.311) 119 274.89(kmol/h)(1.31274.89 79
25、.09 c co, 3,、 2.08(m /s) 3600 2.90LsV MLm3600 Lm119 155.89(kmol /h)155.89 80.21 3 0.0043(m /s) 3600 810.6提馏段:VsLs(R 1)D (q 1)F (1.31 1) 119 274.89(kmol / h)VMVm3600 VmR D qFVMLm3600 Lm274.89 84.793600 3.211.31 119 149304.89 86.393600 796.152.02(m3/s)304.89(kmol/h)0.0092(m3/s)1.4精馏塔的塔体工艺尺寸计算(1)塔径的计算塔
26、的操塔板间距HT的选定很重要，它与塔高、塔径、物系性质、分离效率、 作弹性，以及塔的安装、检修等都有关。可参照下表所示经验关系选取。塔径DT, m板间距比mm对精馏段：表70.3 0.5200300初选板间距Ht 0.40m ,故HthL0.40 0.060.5Vs0.00432.08查史密斯关联图板间距与塔径关系0.5 0.8 1250350取板上液层高度0.34m ；0.5810.652.90.8 1.61.6 2.42.4 4.0300450350600400600hL0.0346得 G0=0.070 ;依式 C C2o校正物系表面张力为20.99(mN/m)时c c20maxcj -0
27、.07070.06m，0.22020 o.。7220.98200.07031.180(m/s) 2.90max 0.7 1.180 0.826(m/s)6A0I61.791(m)可取安全系数为0.7，则(安全系数0.6 0.8)， 故0.7D险D Y按标准,塔径圆整为2.0m,则空塔气速0.66m/s。对提馏段:初选板间距Ht 0.40m，取板上液层高度hL0.06m ,故 Ht hL 0.40 0.06 0.34m ; Ls12LmVsvm783.42.90120.090查2 : P165 图 3 8 得 G0=0.068 ;依式 C C200.2一 =0.06920校正物系表面张力为19.58mN/m时maxCf0.7max0.069 輕1 1.08(m/s)3.21V0.7
