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1、目录 化工原理课程设计任务书 .5 1.1 设计方案 .8 1.2 设计思路.9 1.3 选塔依据 .10 第二章：精馏塔的工艺设计 .11 2.1 精馏塔的物料衡算.11 2.1.1 产品浓度的计算.11 2.1.2 操作温度 T .11 2.1.3 平均相对挥发度的计算 .12 2.1.4 最小回流比和适宜回流比的选取 .12 2.1.5 精馏塔和提馏塔的气、液相负荷 .13 2.1.6 精馏段和提馏段操作线 .13 2.1.7 逐板法确定理论板数 .14 2.1.8 全塔效率 .14 2.1.9 实际塔板数及实际加料位置 .15 第三章 板式塔主要工艺尺寸的设计计算 .16 3.1 塔的
2、工艺条件及物性数据计算.16 3.1.1 操作压强 P .16 3.1.2 塔内各段气、液两相组分的平均分子量 .16 3.1.3 精馏段和提馏段各组分的密度 .17 3.1.4 液体表面张力的计算 .18 3.1.5 液体粘度 m .19 3.1.6 气液负荷计算 .19 3.2 精馏段工艺设计.20 3.2.1 精馏段塔和塔板主要工艺尺寸计算 .20 3.2.1.1 塔径 D .20 3.2.1.2 溢流装置 .21 3.2.1.3 塔板布置 .22 3.2.1.4 筛孔数 n 与开孔率 .22 3.2.1.5 精馏段塔有效高度 .22 3.2.2 筛板流体力学验算.23 2.3.2.1
3、气体通过筛板压降相当的液柱高度 .23 3.2.2.2 液沫夹带量 ev 的验算 .24 3.2.2.3 漏液的验算 .24 3.2.2.4 液泛验算 .24 3.2.3 塔板负荷性能图.25 3.2.3.1 液沫夹带线 .25 3.2.3.2 液泛线 .25 3.2.3.3 液相负荷上限线 .26 3.2.3.4 漏液线 .26 3.2.3.5 液相负荷下限线 .27 3.3 提馏段工艺设计.28 3.3.1 提馏段塔和塔板主要工艺尺寸计算 .28 3.3.1.1 塔径 D .28 3.3.1.2 溢流装置 .28 3.3.1.3 塔板布置 .29 3.3.1.4 筛孔数 n 与开孔率 .3
4、0 3.3.1.5 提馏段塔有效高度 .30 3.3.2 筛板流体力学验算(同精馏段负荷性能求解相同) .30 3.3.2.1 气体通过筛板压降相当的液柱高度 .30 3.3.2.2 雾沫夹带量 ev 的验算 .31 3.3.2.3 漏液的验算 .31 3.3.2.4 液泛验算 .32 3.3.3.1 液沫夹带线 .32 3.3.3.2 液泛线 .32 3.3.3.3 液相负荷上限线 .33 3.3.3.4 漏液线 .33 3.3.3.5 液相负荷下限线 .33 4.1 热量衡算 .35 4.1.1 进入系统的热量 .35 4.1.2 离开系统的热量 .35 4.1.3 再沸器热负荷计算 .3
5、6 4.1.4 冷凝器热负荷计算 4.2 传热面积的计算 .36 4.2.1 再沸器传热面积计算 .38 4.2.2 冷凝器传热面积计算 .38 4.3 塔高的计算 .38 4.4 接管设计.38 第五章设计结果汇总 .39 结束语 .42 参考文献 .44 主要符号说明 .45 附 录 .47 化工原理课程设计任务书化工原理课程设计任务书 设计题目：苯设计题目：苯甲苯筛板式精馏塔的设计甲苯筛板式精馏塔的设计 设计条件：进料组成：0.55； 流出液组成：0.99； 釜液组成：0.02； 进料状态：饱和液体； 塔顶压力：100 kPa; 加料热状况：q=1; 工艺条件：常压精馏，塔顶全凝，泡点进
6、料，泡点回流； 板压降：0.7kp; 设计任务：1.年处理量:2200吨/年； 2年工作日：300日； 3精馏塔的工艺流程设计与结构设计； 1）物料衡算确定理论板数和实际板数； 2）按精馏段首、末板，提留段首、末板计算塔径并圆整； 3）确定踏板和降液管结构； 4）按精馏段和提馏段的首、末板进行流体力学校核，并 对待定板的结构进行个别调整； 5）进行全塔优化，要求操作弹性大于2； 4.计算塔高； 5.估算冷却水用量和冷凝器的换热面积或水蒸气用量和再沸器 的换热面积； 6.列出设计参数总表； 7.绘图内容 1）确定全套精馏装置的流程，绘出流程示意图，标明所 需的设备、管线及有关控制或观察所需的主要
7、仪表与 装置； 2）精馏塔设备图 摘摘 1 要 混合物的分离是化工生产中的重要过程，作为分离液体混合物的一种 典型单元操作蒸馏，它是利用物系中各组分挥发度的不同的特性来实现 分离的，对苯甲苯的混合物，加热使其汽化，由于苯的沸点较低，挥发 度高，所以较甲苯易于从液相中汽化出来，再将汽化的蒸汽进行冷凝，最 终便可以实现苯和甲苯的分离。按照蒸馏方法分为简单蒸馏、平衡蒸馏、 精馏和特殊精馏，这里苯和甲苯的分离就是精馏的过程。 精馏操作在化工、石油化工、轻工等工业生产中中占有重要的地位。为此， 掌握气液相平衡关系，熟悉各种塔型的操作特性，对选择、设计和分析分 离过程中的各种参数是非常重要的。 苯和甲苯的
8、 精馏操作设计主要是塔的结构设计以及各种数据计算 物料衡算、热量衡算、工艺参数的选定、设备的结构设计和工艺尺寸的设 计计算，工艺流程图，主要设备的工艺条件图等内容。通过对精馏塔的运 算，可以得出精馏塔的各种设计如塔的工艺流程、生产操作条件及物性参 数是合理的，换热器和泵及各种接管尺寸是合理的，以保证精馏过程的顺 利进行并使效率尽可能的提高。 关键词：苯、甲苯、精馏、提馏段、化工生产、计算 引 2 言 化工生产中一般需要分离的混合物都比较复杂，多为多组分的混合 物，化工生产中想要得到较纯的物质，所以分离是获得较纯物质的必要 步骤。简单蒸馏和平衡蒸馏都是单级分离过程，只能达到组分部分增浓 和提纯，
9、若要求得到高纯度的产品，则必须采用多次部分汽化和多次部 分冷凝的精馏方法。精馏可视为由多次蒸馏演变而来的，但是起依据依 然是混合物中各组分间挥发度的差异。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。精馏过程在能量剂的驱动下（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挥发度的不 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。该过程是同时进行传质、传热的过程。 筛板精馏塔是炼油、化工、石油化工等生产中广泛应用的气液传质 设备。它的出现仅迟于泡罩塔20
10、年左右，当初它长期被认为操作不易稳 定，在本世纪50年代以前，它的使用远不如泡罩塔普遍。其后因急于寻 找一种简单而价廉的塔型，对其性能的研究不断深入，已能做出比较有 把握的设计，使得筛板塔又成为应用最广的一种类型。 筛板与泡罩板的差别在于取消了泡罩与升气管，而直接在板上开很 多小直径的孔筛孔。操作时气体以高速通过小孔上升，液体则通过降 液管流到下一层板。分散成泡的气体使板上液层成为强烈湍动的泡沫层。 它的主要优点是： 1.结构简单，易于加工，造价为泡罩塔的60%左右，为浮阀塔的80% 左右； 2.在相同条件下，生产能力比泡罩塔大20%40%； 3.塔板效率较高，比泡罩塔高15%左右，但稍低于浮
11、阀塔； 4.气体压力降较小，每板压力降比泡罩塔约低30%左右； 缺点是： 1.小孔筛板易堵塞，不适宜处理脏的、粘性大的和带固体粒子的料 液； 2.操作弹性较小（约23） ； 蒸馏是分离均相混合物的单元操作，精馏是最常用的蒸馏方式，是组 成化工生产过程的主要单元操作。精馏是典型的化工操作设备之一。进行 此次课程设计的目的是为了培养综合运用所学知识,来解决实际化工问题 的能力,做到能独立进行化工设计初步训练，为以后从事设计工作打下坚 实的基础。 第一章第一章绪绪 论论 1.11.1 设计方设计方 3 案 本次课程设计是设计苯甲苯混合溶液的连续精馏塔，要求塔顶采用全凝 器，泡点回流；塔釜采用间接加热
12、；塔板采用筛板式。 设计流程设计流程 完善设计条件精馏塔的工艺设计及物形计算（计算产品浓度，计算平 均相对挥发度，计算最小回流比，确定适宜回流比，物料衡算，操作线方程， 确定理论板数，计算效率，实际塔板数及实际加料位置，平均摩尔质量，平 均密度，平均表面张力，平均粘度）精馏塔主要工艺尺寸的计算（计算泡 点，精馏塔的主要工艺尺寸，精馏塔的流体力学校核）塔板负荷性能图 求理论塔板数 气液相负荷计算 筛板塔设计 流体力学性能校 核 画出负荷性能图 全塔热量衡算 塔附属设备计算。 流程简图如下： 全凝器 回流 出料 苯和甲苯混合溶液 塔釜出料 1.21.2 设计思路设计思路 （1）精馏方式的选定 由于
13、苯和甲苯的挥发度相差不是很大，所以采用精馏的方式进行分 离提纯。 （2）操作压力的选取 本设计要求操作压力：P=常压。 （3）加料状态的选取 本设计是泡点进料。 （4）加热方式 设计要求塔釜采用间接加热。 （5）回流比的选择 一般情况下，适宜回流比是最小回流比的（1.22.0）倍，本设计 中取 R=2Rmin （6）塔顶冷凝器的冷凝方式与冷却介质的选取 塔顶选用全凝器而塔顶冷却介质采用自来水，方便、实惠、经济。 （7）板式塔的选择 1.31.3 选塔依据选塔依据 筛板塔是现今应用最广泛的一种塔型，设计比较成熟，具体优点如下： 1) 结构简单、金属耗量少、造价低廉. 2) 气体压降小、板上液面落
14、差也较小. 3) 塔板效率较高. 4) 改进的大孔筛板能提高气速和生产能力，且不易堵塞塞孔. 第二章：精馏塔的工艺设计第二章：精馏塔的工艺设计 2.1 精馏塔的物料衡算精馏塔的物料衡算 2.1.12.1.1 产品浓度的计产品浓度的计 4 算 1料液及塔顶塔底产品的摩尔分率： 苯的摩尔质量：=78.11kg/Kmol，甲苯的摩尔质量：=92.13kg/Kmol A M B M 0.55/78.11 0.590 0.55/78.11 0.45/92.13 F X 0.99/78.11 0.992 0.99/78.11 0.01/92.13 D X 0.02/78.11 0.0235 0.02/78
15、.11 0.98/92.13 W X 2料液及塔顶塔底产品的平均摩尔质量： 5 数 0.59078.11+0.40992.13=83.86 F M 0.992 78.11 0.08 92.1378.22 D M 0.0235 78.11 0.9765 92.1391.80 W M 3 物料衡算： 原料处理量： 2200 1000 3.644/ 300 24 83.86 Fkmol h 总物料衡算：F=D+W； 苯物料衡算： 0.590F=0.992D+0.0235W 联立解得 D=2.131kmol/h，W=1.513kmol/h。 2.1.22.1.2 操作温度操作温度 T T 利用试差法可
16、以求出进料温度 塔顶温度 塔釜温 6 度 82.66 F t 80.17 D t 109.15 W t 精馏段的平均温度 1 ()/ 281.42 mFD ttt 提馏段的平均温度 2 ()/ 295.905 mFW ttt 2.1.32.1.3 平均相对挥发度的计算平均相对挥发度的计算 用安托因方程可以求出苯和甲苯的饱和蒸汽压 LogP*= B A TC A,B,C是安托因常数，其值见附录表； ：log=6.023- =109.73Kpa F t* A P 1206.35 82.66220.24 * A P log=6.078- =42.80Kpa* B P 1343.94 82.66219
17、.58 * B P =2.56 F a * * A B P P 同理=2.59 =2.35 D a W a 取平均相对挥发度：a=2.47 DW a a 精馏段的相对挥发度：=2.575 1 a 2 DF aa 提馏段的相对挥发度：=2.455 2 a 2 WF aa 2.1.42.1.4 最小回流比和适宜回流比的选取最小回流比和适宜回流比的选取 1.最小回流比的计算： 泡点进料： q=1，0.590 qF xx 由相平衡方程得： y=0.780 1 (1) q q ax ax 2.47 0.590 1 1.47 0.590 min 0.9920.780 1.116 0.7800.590 Dq
18、 qq xy R yx 2.确定合适的回流比： 由于最小回流比较小，在R=（1.12.0）Rmin范围内，操作回流比取最小回流 比的2倍, 即 min 22 1.1162.232RR 2.1.52.1.5 精馏塔和提馏塔的气、液相负荷精馏塔和提馏塔的气、液相负荷 L1=RD=4.756Kmol/h;V1=(R+1)D=6.887kmol/h L2=L1+F=8.400kmol/h;V2=V1+(1-q)F=6.887kmol/h 2.1.62.1.6 精馏段和提馏段操作线精馏段和提馏段操作线 精馏段操作线方程： 11 1 R x x R R y D n n 1 2.2321 0.9920.69
19、060.3069 1 12.23212.232 nnn yxx 提馏段操作线方程： Wnn x V W x V L y 22 2 1 1 8.4001.513 0.02351.21970.005163 6.8876.887 nnn yxx 2.1.72.1.7 逐板法确定理论板数逐板法确定理论板数 7 7 对于二元精馏体系采用的数值法为逐板计算法，通常从塔顶开始计算： 用精馏段操作线方程 用相平衡方程用提馏段操作线方程用相平衡方程 1 0.69060.3069 nn yx 2.47 1.47 n n n y x y 1 1.21970.005163 nn yx 2.47 1.47 n n n
20、y x y =0.992 1 y=0.980 1 x=0.663 9 y=0.443 9 x =0.984 2 y=0.961 2 x=0.535 10 y=0.318 10 x =0.971 3 y=0.931 3 x=0.383 11 y=0.201 11 x =0.950 4 y=0.885 4 x=0.240 12 y=0.113 12 x =0.918 5 y=0.819 5 x=0.133 13 y=0.0585 13 x =0.873 6 y=0.736 6 x=0.0662 14 y=0.0279 14 x =0.815 7 y=0.641 7 x=0.0289 15 y=0.
21、01190.023 15 x 5 =0.750 8 y=0.5480.590 8 x 2.1.82.1.8 全塔效率全塔效率 精馏段液相粘度： 1 81.42 m t=0.304m.pa s苯=0.307m.pa s甲苯 1 0.791 2 FD xx x 1112 =x+(1-x )=0.305m. ldm pa s 提馏段液相粘度: 2122 =x+(1-x )=0.271m. lwm pa s 则塔内液相平均粘度为: =0.289m. 2 ldmlwm lm pa s 2.1.92.1.9 实际塔板数及实际加料位置实际塔板数及实际加料位置 精馏段: 1 2.575a 1 0.305.mp
22、a s 0.245 111 0.49()0.52 T Ea 1 1 1 7 =13 0.52 T P T N N E 同理提馏段: 0.245 222 0.49()0.54 T Ea 2 2 2 7 =13 0.54 T P T N N E 12 26 PPP NNN 14 53.8% 26 T T P N E N 实际进料位置为第14，实际塔板数N=26 第三章第三章 板式塔主要工艺尺寸的设计计算板式塔主要工艺尺寸的设计计算 3.1 塔的工艺条件及物性数据计算塔的工艺条件及物性数据计算 3.1.13.1.1 操作压强操作压强 P P 塔顶压强：PD=100kpa,取每层塔板压降P=0.7kp
23、a 则进料板压强：PF=100+0.7 13=109.1kpa 塔釜压强：PW=100+0.7 26=118.2kpa 精馏段平均操作压强: 1 100 109.1 104.55 2 m Pkpa 提馏段平均操作压强: 2 109.1 118.2 113.65 2 m Pkpa 3.1.23.1.2 塔内各段气、液两相组分的平均分子量塔内各段气、液两相组分的平均分子量 苯的分子量为78.11kg/kmol;甲苯的分子量为92.13kg/kmol 1.对于塔顶： XD=Y1=0.992 1 x0.980 气相平均分子量为：MVD = YD1M1+YD2M = 0.99278.11+(1-0.99
24、)92.13=78.22Kg/Kmol 液相平均分子量为：MLD = XD1M1+XD2M2 =0.98078.11+(1- 0.980)92.13=78.39Kg/Kmol 2.对于进料板： XF=0.548,YF=0.750 气相平均分子量为：MVF=YF1M1+YF2M2 =0.75078.11+(1- 0.780)92.13=81.62Kg/Kmol 液相平均分子量为：MLF=XF1M1+ XF2M2 =0.54878.11 +(1-0.548)92.13=84.45Kg/Kmol 3.对于塔底： Yw=0.0289,Xw=0.0119 气相平均分子量为：MVw = YwM1+(1-Y
25、w)M2 = 0.028978.11+(1-0.028992.13= 91.72Kg/Kmol 液相平均分子量为：MLw = Xw M1+(1-Xw)M2 =0.011978.11+(1- 0.0119)92.13=91.96Kg/Kmol 则精馏段的平均分子量 气相： 1 78.2281.62 79.92/ 2 vm Mkg kmol 液相： 1 78.3984.45 81.42/ 2 lm Mkg kmol 则提馏段的平均分子量 液相： 2 91.9684.45 88.21/ 2 lm Mkg kmol 气相： 2 91.7281.62 86.67/ 2 vm Mkg kmol 3.1.3
26、3.1.3 精馏段和提馏段各组分的密度精馏段和提馏段各组分的密度 1.液相密度lm 由式 可求相应的液相密度。 1 AB LmLALB 式中；为质量分率； 对于塔顶：tD=80.17；=814.81Kgm-3；=809.83Kgm-3 LA LB 质量分率： 0.99 DA a0.01 DB a 则： 3 11 814.76/ /0.99/814.81 0.01/809.83 LD ALABLB kg m aa 对于进料板：tF=82.66， =812.05Kgm-3， =807.39Kgm-3 LA LB 质量分率：0.55 FA a 则： 3 11 809.95/ /0.55/812.05
27、0.45/807.39 LF FALAFBLB kg m aa 对于塔底：tW=109.15，=781.34Kgm-3，=781.15Kgm-3 LA LB 质量分率： 0.02 WA a0.98 WB a 则： 3 11 781.15/ /0.02/781.340.98/781.15 LW WALAWBLB kg m aa 则:精馏段的平均液相密度:812.36Kg/m3 2 1 LFLD Lm 则:提馏段的平均液相密度：795.55Kg/m3 2 2 LWLF Lm 2.气相密度vm：v= ,m l PM RT 则精馏段的气相密度:= = 1Vm 1 11 m Vmm RT MP 3 10
28、4.55 79.92 2.834/ 8.314 (273.1581.42) kg m 则提馏段的气相密度:= 2Vm ,m l PM RT 3 113.65 86.67 3.210/ 8.314 (273.1595.905) kg m 3.1.43.1.4 液体表面张力的计算液体表面张力的计算 由平均表面张力公式: 1 n mii i x 1.对于塔顶：tD=80.17，=21.25mNm-1，=21.67mNm-1 A B 则塔顶的平均表面张力： =0.99221.25+（1-0.992）21.67=21.25mN/m Dm 2.对于进料板：tF=82.66，=20.95mNm-1，=21.
29、40mNm-1 A B 进料的平均表面张力： =0.54820.95+(1-0.548)21.40=21.15mN/m Fm 3.对于塔底：tW=109.15，=17.76mNm-1， =18.54mNm-1 A B 则塔底的平均表面张力: =0.011917.76+(1-0.0119)18.54=18.40mN/m Wm 则精馏段的平均表面张力： 1 21.2521.15 21.20/ 2 m mN m 则提馏段的平均表面张力： 2 21.15 18.40 19.78/ 2 m mN m 3.1.53.1.5 液体粘度液体粘度 mm 公式： 1 n lmii i X 1.对于塔顶：tD=80
30、.17，=0.308mPa/s，=0.311mPa/s LA LB 0.992 0.3080.008 0.3110.308. ldm mpa s 2.对于进料板：tF=82.66，=0.300mPa/s，=0.303mPa/s LA LB 0.548 0.3000.452 0.3030.301. lFm mpa s 3.对于塔底：tW=107.15，=0.235mPa/s，=0.255mPa LA LB 则精馏段平均液相粘度： 1 0.3080.301 0.3045/ 2 Lm mpa s 则提馏段平均液相粘度： 2 0.301 0.255 0.278/ 2 Lm mpa s 3.1.63.1
31、.6 气液负荷计算气液负荷计算 1.精馏段气液负荷计算 由已知：V=6.877kmol/h得： 1 1 6.877 79.92 0.0539 36003600 2.834 Vm S Vm VM V sm / 3 由L=RD=4.756kmolh-1 11 1 4.756 81.42 0.000132 36003600 812.36 Lm S Lm L M L sm / 3 2.提馏段气液负荷计算 由kmol/h 21 6.877VV 22 2 2 6.877 86.67 0.0516 36003600 3.210 Vm S Vm V M V sm / 3 由18.449kmol/h 2 L 22 2 2 8.400 88.21 0.000259 36003600 795.55 Lm S Lm L M L sm / 3 3.2 精馏段工艺设计精馏段工艺设计 3.2.13.2.1 精馏段塔和塔板主要工艺尺寸计算精馏段塔和塔板主要工艺尺寸计算