1、完成精馏塔的工艺设计计算，有关附属设备的设计和选型，绘制精馏系统的工艺流程图，编写设计说明书。4、说明：为使学生独立完成课程设计，每个学生的原始数据均在产品产量上不同，即140号每上浮50 kg/h为一个学号的加料量（例如1号加料量为50kmol/h；2号产品产量为55kmol/h等）；5、参考书目：（1）唐伦成编著.化工原理课程设计简明教程，哈尔滨工程大学出版社，2005；（2）陈敏恒等.化工原理下册第三版，化学工业出版社出版；（3）贾绍义，柴诚敬主编. 化工原理课程设计化工传递与单元操作课程设计，天津大学出版社，2002；（4）申迎华.郝晓刚.化工原理课程设计，化学工业出版社，2009；（
2、5）其它参考书。 绪论第二章 精馏塔工艺尺寸的设计计算 2.1精馏流程的确定 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。设计中采用气液混合进料。塔顶上升蒸气采用全凝器冷凝，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，故操作回流比取最小回流比的1.5倍。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
3、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： （） 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。 （） 处理能力大，比同塔径的泡罩塔可增加1015。 （） 塔板效率高，比泡罩塔高15左右。 （） 压降较低，每板压力比泡罩塔约低30左右。 筛板塔的缺点是： （） 塔板安装的水平度要求较高，否则气液接触不匀。 （） 操作弹性较小（约23）。 （） 小孔筛板容易堵塞。 下图是板式塔的简略图（图1）：
4、 2.2精馏塔的物料衡算 2.2.1 摩尔质量苯的摩尔质量 =78.11kg/kmol甲苯的摩尔质量 =92.13kg/kmol已知：进料组成 ：Xf=0.48 ； 馏出液组成 ：Xd=0.98； 釜液组成 ： Xw=0.045。故，原料液及塔顶、塔底产品的摩尔质量为： =0.4878.11+（1-0.48）92.13=85.40kg/kmol =0.9878.11+（1-0.98）92.13=78.39kg/kmol =0.04578.11+（1-0.045）92.13=91.50kg/kmol 2.2.2 二元精馏塔物料衡算 加料量 ： F=145kmol/h总物料衡算：F=D+W 即14
5、5=D+W （1）苯物料衡算： F=D+W 即1450.48=D0.98+W0.045 （2）联立（1）（2），解得 D=67.46kmol/h W=77.54kmol/h 式中， F-原料液流量 D-塔顶产品量 W-塔底产品量 2.2.3 回流比的计算（1）q线方程： 已知加料热状态q=0.9，故q线方程为： （2）相平衡曲线：由手册查得苯甲苯二元物系的气液平衡数据如下表（表1）： 苯摩尔分数温度/液相气相0.0 110.60.5920.78989.40.0880.212106.10.700 0.85386.80.200 0.370 102.20.8030.91484.40.300 0.50
6、0 98.60.9030.95782.30.3970.61895.20.950 0.97981.20.4890.710 92.11.00 80.2 表1 本甲苯二元物系气液平衡数据表 由q线方程及上表数据绘制x-y图，见图2。 图2 图解法求理论板数 由图中相平衡线与q线交点坐标（0.4576，0.6818）求得最小回流比，最小回流比为： 取操作回流比为最小回流比的1.5倍，所以，R=1.5Rmin=1.51.33=2.0 2.2.4理论塔板数的求取（1） 精馏塔的气液相负荷 L=RD=2.067.46=134.92kmol/h V=（R+1）D=（2.0+1）67.46=202.38kmol
7、/h L=L+qF=134.92+0.9145=265.42kmol/h V=V-（1-q）F=232.62-（1-0.9）145=218.12kmol/h （2） 操作线方程 精馏段操作线方程：提馏段操作线方程：（3）图解法求理论板数NT苯甲苯属理想物系，故可采用图解法求理论板数，如图2所示。求解结果为：总理论板数NT=14块。其中NT,精=7，NT,提=7（不包括再沸器），加料位置为第8块板。2.2.5全塔效率 （1）温度的计算 已知xD=0.98，xF=0.48,xW=0.045,由苯甲苯二元物系气液平衡数据表，根据内插法【计算公式为：】求得塔顶温度tD=80.6，进料温度tF=92.4
8、，塔釜温度tW=108.3。 （2） 液体粘度L的求取 已知进料组成为xF=0.48，温度为92.4。查液体粘度共线图得LA=0.262mPas，LB=0.293mPas。则塔顶、塔底平均温度下的粘度为：L=xiLi=0.480.262+0.520.293=0.278mPas查精馏塔全塔效率关联图（见图3），得全塔效率ET=54.8%。图3 精馏塔全塔效率关联图 2.2.6实际塔板数精馏段实际板层数 N精=7/0.548=12.7713块提馏段实际板层数 N提=7/0.548=12.7713块总板数 N总=N精+N提=13+13=26块2.3塔的工艺条件及物性数据计算 2.3.1操作压强 塔顶
9、压力 PD=750mmHg=98.68kPa 每层塔板压降 P=0.7kPa 进料板压力 PF=98.68+0.713=107.78kPa 精馏段平均压力 P精，m=（98.68+107.78）/2=103.23kPa 塔釜压力 PW=98.68+0.726=116.88kPa 提馏段平均压力 P提，m=（107.78+116.88）/2=112.33kPa 2.3.2 温度 由2.2.5中（1）计算结果知塔顶温度tD=80.6，进料温度tF=92.4，塔釜温度tW=108.3。那么 精馏段平均温度t精，m=（80.6+92.4）/2=86.5 提馏段平均温度t提，m=（92.4+108.3）
10、/2=100.35。2.2.3平均摩尔质量计算塔顶平均摩尔质量计算由xD=y1=0.98，查平衡曲线图（见图2），得 x1=0.952MVDm=0.98MLDm=0.95278.11+（1-0.952）92.13=78.78kg/kmol进料板平均摩尔质量计算由图解理论板（见图2），得yF=0.650,查平衡曲线（见图2），得xF=0.449MVFm=0.65078.11+（1-0.650）92.13=83.02kg/kmolMLFm=0.44978.11+（1-0.449）92.13=85.84kg/kmol精馏段平均摩尔质量为MVm=（78.39+83.02）/2=80.71kg/kmol
11、MLm=（78.78+85.84）/2=82.31kg/kmol塔釜平均摩尔质量计算xW=0.025，查平衡曲线（见图2），yW=0.025，MVWm=0.02578.11+（1-0.025）92.13=91.78kg/kmolMLWm=0.025提馏段平均摩尔质量MVm=（83.02+91.78）/2=87.40kg/kmolMLm=（85.84+91.78）/2=87.40kg/kmol 2.3.4平均密度（1） 精馏段气相平均密度计算由理想气体状态方程计算，即=2.79kg/m3 （2）精馏段液相平均密度计算液相平均密度由下式计算，即1/m=ai/i塔顶液相平均密度的计算由tD=80.6
12、，查手册得A=813.46kg/m3 B=808.52kg/m3LDm=1/（0.98/813.46+0.02/808.52）=813.36kg/m3进料板液相平均密度计算由tF=92.4,查手册得A=801.64kg/m3 B=789.60kg/m3进料板液相的质量分率aA=（0.44978.11）/（0.44978.11+0.55192.13）=0.409LFm=1/（0.409/801.64+0.591/789.60）=794.48kg/m3精馏段液相平均密度 精，Lm=（813.36+794.48）/2=803.92kg/m3（3） 提馏段气相平均密度计算由理想气体状态方程计算，即=3
13、.16kg/m3（4） 提馏段液相平均密度计算由tW=108.3，查手册得A=780.21kg/m3 B=781.87kg/m3LWm=1/（0.048/780.21+0.952/781.87）=781.79kg/m3由（2）步骤中计算的进料板液相平均密度，计算提馏段液相平均密度提，Lm=（781.79+794.48）/2=788.14kg/m32.3.5液体平均粘度液相平均粘度依下式求取，即lgLm=xilgi。（1）塔顶液相平均粘度的计算由tD=80.6,查手册得A=0.306mPas B=0.310mPaslgLDm=0.98lg（0.306）+0.02lg（0.310）解出LDm=0.
14、305mPas（2）进料板液相平均粘度计算由tF=92.4，查手册得A=0.273mPas B=0.281mPasLFm=0.449lg（0.273）+0.551lg（0.281）LFm=0.277mPas（3） 塔釜液相平均粘度计算由tW=108.3，查手册得A=0.237mPas B=0.256mPasLWm=0.025lg（0.237）+0.975lg（0.256）LWm=0.256mPas（4） 精馏段液相平均粘度精，Lm=（0.305+0.277）/2=0.291mPas（5） 提馏段液相平均粘度提，Lm=（0.256+0.277）/2=0.267mPas2.3.6液体平均表面张力液
15、相平均表面张力依下式计算，即Lm=xii（1） 塔顶液相平均表面张力计算由tD=80.6,查手册得A=21.13mN/m A=21.63mN/mLDm=0.9821.13+0.0221.63=21.14mN/m（2） 进料板液相平均表面张力计算由tF=92.4，查手册得A=19.71mN/m A=20.34mN/mLFm=0.44919.71+0.55120.34=20.06mN/m（3） 塔釜液相平均表面张力由tW=108.3，查手册得A=17.72mN/m A=18.59mN/mLWm=0.02517.72+0.97518.59=18.57mN/m（4） 精馏段液相平均表面张力精，Lm=（
16、21.24+20.06）/2=20.65mN/m（5） 提馏段液相平均表面张力提，Lm=（20.06+18.57）/2=19.32mN/m第三章 板式塔主要工艺尺寸的设计计算3.1塔和塔板主要工艺尺寸计算3.1.1 塔径D（1）精馏段塔径D精的计算精馏段的气、液相体积流率为Vs=1.626m3/sLs=0.00384m3/s由，式中，其中C20由下图（图4）查取，图4 史密斯关联图 图的横坐标=0.0401取板间距HT=0.50m，板上液层感度hL=0.06m，则HThL =0.50-0.06=0.44m查图4得，C20=0.0930则，=0.0930（20.65/20）0.2=0.0936m
17、/s取安全系数0.7，则空塔气速为u=0.7umax=1.110m/s=1.372m按标准塔径圆整后为 D精=1.4m（2） 提馏段塔径D提的计算提馏段的气、液相体积流率为Vs=1.676m3/sLs=0.00818m3/s=0.0771查图4得，C20=0.0975则，=0.0975（19.32/20）0.2=0.0968u=0.7umax=1.068m/s=1.414m按标准塔径圆整后为 D提=1.6m（3） 精馏塔塔径的选择由3.1.1中（1）、（2）计算结果，选择精馏段和提馏段其中较大者，即塔径D=1.6m所以，塔截面积AT=2.011m2实际空塔气速 m/s3.1.2溢流装置因塔径D
18、=1.6m，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lW对于常用的弓形降液管有：单溢流时，lW=（0.60.8）D取lW=0.7D=0.71.6=1.12m（2）溢流堰高度由选用平直堰，堰上液层高度由下式计算，即近似取E=1，所引起的误差能满足工程实际要求，则取板上清液层高度 hL=70mm故 hW=hL-how=0.07-0.025=0.045m（3） 弓形降液管宽度Wd和截面积Af 由，查弓形降液管的参数图（见图5），得图5 弓形降液管的参数 =0.0928，=0.15故 Af=0.0928AT=0.09282.011=0.187 Wd=0.15D=0.151.6=
19、0.24m依式验算液体在降液管中停留时间，即=故降液管设计合理。（4）降液管底隙高度h0取 =0.23m/s则 hWh0=0.045-0.032=0.0130.006m故降液管底隙高度设计合理。选用凹形受液盘，深度3.1.3 塔板布置（1） 塔板的分块由于D=1.6m，查表2得，塔板分块为4块。 表2 塔板分块数塔径，mm8001200140016001800200022002400塔板分块数3456 （2） 边缘区域宽度确定取WS=WS=0.075m，WC=0.045m（3） 开孔区面积计算开孔区面积按下式计算，即其中 故 3.1.4 筛孔数n与开孔率由于苯甲苯物系无腐蚀性，可选用=3mm碳钢板，取d0=5mm。筛孔按正三角形排列，取孔中心距t为t=3d0=35=15mm筛孔数目n为开孔率为气体通过阀孔的气速为3.1.5塔的有效高度Z精馏段有效高度Z精=（N精-1）HT=（13-1）0.5=6.0m提馏段有效高度Z提=（N提-1）HT=（13-1）在进料板上、下方的两段塔中部各开一人孔，人孔高度为0.8m故精馏塔的有效高度为Z=Z精+Z提+20.8=6.0+6.0+1.6=13.6m3.2筛板的流体力学计算3.2.1 气
