化工原理课程设计苯甲苯板式精馏塔.docx

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1、化 工 原 理 课 程 设 计学院 ：苯-甲苯连续精馏筛板塔的设计 生命科学学院专业年级 ：姓名 ：指导老师 ：目录1、 序言 . 22、 设计任务 . 23、 设计条件 . 24、 设计方案 . 25、 工艺计算 . 31、 设计方案的选定及基础数据的搜集 . 52、 精馏塔的物料衡算 . 63、 精馏塔的工艺条件及有关物性数据的计算 . 104、 精馏塔的塔体工艺尺寸计算 . 155、 塔板主要工艺尺寸的计算 . 166、 筛板的流体力学验算 . 197、 塔板负荷性能图 . 226、 设计结果一览表 . 277、 参考书目 . 288、 心得体会 . 289、 附录 . 29一、序言化工

2、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的不同，使易挥发组分由液相向气相转

3、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、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) 残液中苯含量不得高于 8.5(质量)。(4) 生产能力：90000 t/y 苯产品，年开工 310 天。三、设计条件(1) 精馏塔顶压强：4.0kPa(表压)

4、(2) 进料热状态：自选(3) 回流比：自选。(4) 单板压降压：0.7kPa四、设计方案(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(4) 塔高、塔径以及塔板结构尺寸的确定；塔板的流体力学验算。(5) 编制设计结果概要或设计一览表(6) 辅助设备选型与计算(7) 绘制塔设备结构图五、工艺计算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凝，冷凝液在泡点下一部分

5、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 1.8 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，

6、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 1015。(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。00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：表 1苯和甲苯的物理性质项目分子式分子量 M沸点（）临界温度 t（） 临界压强 P （kPa） C C苯 AC H6678.1180.1288.56833.4甲苯 BC H CH6 5392.13110.6318.574107.7表 2苯和甲苯的饱和蒸

7、汽压温度 CP ,kPaA80.1101.3385116.990135.595155.7100179.2105204.2110.6240.0P ，kPaB40.046.054.063.374.386.0表 3常温下苯甲苯气液平衡数据（ 2： P 例 11 附表 2）8温度 0C液相中苯的摩尔分率汽相中苯的摩尔分率80.11.0001.000850.7800.900900.5810.777950.4120.6301000.2580.4561050.1300.262表 4纯组分的表面张力(1： P 附录图 7)378温度苯，mN/m甲苯，Mn/m8021.221.7902020.610018. 8

8、19. 511017. 518. 412016. 217. 3表 5组分的液相密度 (1： P 附录图 8)382温度()8090100110120苯,kg/ m3814805791778763甲苯,kg/ m3809801791780768表 6液体粘度 （1： P ） L 365温度()苯（mP .s）a甲苯（mP .s） a800.3080.311900.2790.2861000.2550.2641100.2330.2541200.2150.228表 7 常压下苯甲苯的气液平衡数据温度 t液相中苯的摩尔分率 x气相中苯的摩尔分率 y110.56 0.00 0.00109.91 1.00

9、2.50108.79 3.00 7.11107.61 5.00 11.2105.05 10.0 20.8102.79 15.0 29.4100.75 20.0 37.298.84 25.0 44.297.13 30.0 50.795.58 35.0 56.694.09 40.0 61.992.69 45.0 66.791.40 50.0 71.390.11 55.0 75.580.80 60.0 79.187.63 65.0 82.586.52 70.0 85.785.44 75.0 88.584.40 80.0 91.283.33 85.0 93.682.25 90.0 95.981.11

10、95.0 98.080.66 97.0 98.880.21 99.0 99.6180.01100.0 100.02、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甲苯的摩尔质量M =92.13kg / kmol Bx =F0.75 / 78.110.75 / 78.11 +0.25 / 92.13=0.780（2）原料液及塔顶、塔底产品的平均摩尔质量M =0.780 78.11 +(1 -0.780) 92.13 =81.20(kg / kmol ) F（3）物料衡算原料处理量F =90000000 81.20 310 24=1.49 102(kmol / h )总物料衡

11、算D +W =1.49 102苯物料衡算0.780 F =0.983 D +0.099W联立解得式中 F-原料液流量D-塔顶产品量W-塔底产品量塔板数的确定（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。解得，最小回流比R =0.73m取操作回流比为求精馏塔的气、液相负荷L =RD =1.31119 =155.89( kmol / h )V =( R +1) D -(1 -q ) F =2.31 119 =274.89( kmol / h )(泡点进料：q=1)求操作线方程精馏段操作线方程为提馏段操作线方程为（

12、2）逐板法求理论板又根据 Rmin=1 x a(1-x ) D - d a-1 x 1 -x F f可解得a=2.47相平衡方程 y =ax 2.475 x= 解得1 +(a-1)x 1 +1.475 xy =2.47 x1 +1.47 x变形得x =y2.47 -1.47 y用精馏段操作线和相平衡方程进行逐板计算y =x1 D= 0.983 ，x =1y y1 =0.959 1y +a(1-y ) y +2.475(1-y ) 1 1 1 1y =0.567 x +0.426 =0.970 2 1，x =2y2.47 -1.47 y=0.959y =0.567 x +0.426 =0.953

13、 3 2，x =3y2.47 -1.47 y3=0.891y =0.567 x +0.426 =0.931 4 3，x 4 =y2.47 -1.47 y4=0.845y =0.567 x +0.426 =0.905 5 4，x =5y2.47 -1.47 y5=0.795y =0.567 x +0.426 =0.877 6 5，x =6y2.47 -1.47 y6=0.742因为,故精馏段理论板 n=5，用提留段操作线和相平衡方程继续逐板计算y =0.567 x +0.426 =0.811 7 6，x =7y2.47 -1.47 y7=0.635y =0.567 x +0.426 =0.693

14、 8 7，x =8y2.47 -1.47 y8=0.478y =0.567 x +0.426 =0.519 9 8，x =9y2.47 -1.47 y9=0.304y =0.567 x +0.426 =0.326 10 9y =0.567 x +0.426 =0.171 11 10，x =10x =11y2.47 -1.47 y10y2.47 -1.47 y11=0.164=0.077因为，所以提留段理论板 n=5（不包括塔釜）（3）全塔效率的计算查温度组成图得到，塔顶温度 TD=80.94，塔釜温度 TW=105，全塔平均温度 Tm =92.97。分别查得苯、甲苯在平均温度下的粘度m =0.

15、272( mPa s) A，m =0.279( mPa s) B平均粘度由公式，得全塔效率 ET（4）求实际板数精馏段实际板层数提馏段实际板层数进料板在第 11 块板。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 P4+101.3 kPa每层塔板压降 P0.7 kPa进料板压力 P 105.3+0.710112.2 kPaF塔底操作压力 P =119.3 kPaw精馏段平均压力 P m1 （105.3+112.3）2108.8 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

16、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t 80.90D进料板温度 t 85.53F塔底温度 t =105.0w精馏段平均温度 t =（ 80.9.+85.53）/2 = 83.24m提馏段平均温度 t =（85.53+105.0）/2 =95.27m（3）平均摩尔质量计算塔顶平均摩尔质量计算由 xD=y1=0.957,代入相平衡方程得 x1=0.959进料板平均摩尔质量计算由上面理论板的算法，得 y 0.877， x 0.742F FML , Fm=0.742 78.11 +(1 -0.742) 92.13 =81.73( kg / kmol

17、)塔底平均摩尔质量计算由 xw=0.077,由相平衡方程，得 yw=0.171ML ,Wm=0.077 78.11 +(1 -0.077) 92.13 =91.05( kg / kmol )精馏段平均摩尔质量提馏段平均摩尔质量（4）平均密度计算（5） 气相平均密度计算（6） 由理想气体状态方程计算，精馏段的平均气相密度即（7）rVm=PV 108.8 79.09M = =2.90( kg / m 3 ) RT 8.314 (83.24 +273.15)m提馏段的平均气相密度液相平均密度计算液相平均密度依下式计算，即塔顶液相平均密度的计算由 tD80.94，查手册得r =814.0( kg /

18、m 3 ); r =809.1( kg / m 3 ) A B塔顶液相的质量分率求得 a =0.98ar1L , Dm=0.98 0.02+ ; 得r814.0 809.1L , Dm=813.（9kg / m3）进料板液相平均密度的计算由 t 85.53，查手册得 Fr =808.6( kg / m 3 ); Ar =804.36( kg / m 3 ) B进料板液相的质量分率a =A0.742 78.110.742 78.11 +(1 -0.742) 92.13=0.71塔底液相平均密度的计算由 tw105.0，查手册得r =786.4( kg / m 3 ); r =785.3( kg

19、/ m 3 ) A B塔底液相的质量分率a =A0.077 78.110.077 78.11 +(1 -0.077) 92.13=0.066r1L ,Wm=0.066 0.934+ ; 得r786.4 785.3L ,Wm=784.（9kg / m3）精馏段液相平均密度为rLm=813.9 +807.42=810.6提馏段液相平均密度为rLm=807.4 +784.92=796.15（kg / m 3）(5) 液体平均表面张力计算液相平均表面张力依下式计算，即塔顶液相平均表面张力的计算由 t 80.94，查手册得 Ds =21.25( mN / m); As =21.59( mN / m) B

20、进料板液相平均表面张力的计算由 t 85.53，查手册得Fs =21.60(mN / m); s =21.08(mN / m)A Bs =0.742 20.60 +0.258 21.08 =20.72( mN / m) L , Fm塔底液相平均表面张力的计算由 t 105.0，查手册得Ws =18.26( mN / m); s =19.18( mN / m)A Bs =0.077 18.26 +0.923 19.18 =21.50(mN / m) L ,Wm精馏段液相平均表面张力为sLm=21.26 +20.722=20.99( mN / m)提馏段液相平均表面张力为sLm=21.50 +20

21、.722=21.11( mN / m )(6) 液体平均粘度计算液相平均粘度依下式计算，即Lm=xii塔顶液相平均粘度的计算由 t 80.94，查手册得Dm =0.305( mPa s); m =0.309( mPa s)A Bm =0.983 0.305 +0.017 0.309 =0.311( mPa s) L , Dm进料板液相平均粘度的计算由 t 85.53，查手册得Fm =0.292( mPa s); m =0.297( mPa s)A Bm =0.742 0.292 +0.258 0.297 =0.294( mPa s) L , Dm塔底液相平均粘度的计算由 tw105.0，查手册

22、得m =0.244( mPa s); m =0.259( mPa s)A Bm =0.077 0.244 +0.923 0.259 =0.258( mPa s) L , Dm精馏段液相平均粘度为mL , m=0.311 +0.2942=0.303( mPa s)提馏段液相平均粘度为（7）气液负荷计算精馏段： 20提馏段：4 精馏塔的塔体工艺尺寸计算(1) 塔径的计算塔板间距 H 的选定很重要，它与塔高、塔径、物系性质、分离效率、塔的操作弹性， T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。表 7板间距与塔径关系塔径 D ，mT板间距 H ， Tmm0.30.5 0.50.8 0.8

23、1.6 1.62.4 2.44.0200300 250350 300450 350600 400600对精馏段：初选板间距 H =0.40 m ，取板上液层高度 h =0.06 m ，T L故 H -h =0.40 -0.06 =0.34 m ；T L查史密斯关联图 得 C =0.070；依式 C =C2020s 20 0.2校正物系表面张力为20.99(mN / m)s 20.98 时 C =C =0.072 =0.07070.071320 20 可取安全系数为 0.7，则（安全系数 0.60.8），故按标准,塔径圆整为 2.0m,则空塔气速 0.66m/s。1L r2 0.0075 783

24、.4 2V r1.37 2.90 S vm20W对提馏段：初选板间距 H =0.40 m ，取板上液层高度 h =0.06 m ，T L1故 H T -hL =0.40 -0.06 =0.34 m ； S Lm =0.0717 =0.090 查2： P 图 38 得 C =0.068；依式 C =C 16520s 20 0.2=0.069校正物系表面张力为 19.58mN / m 时按标准,塔径圆整为 2.0m,则空塔气速 1.56m/s。将精馏段和提溜段相比较可以知道二者的塔径不一致，根据塔径的选择规定，对于相 差不大的二塔径取二者中较大的，因此在设计塔的时候塔径取 2.0m。5、塔板主要工

25、艺尺寸的计算(1) 溢流装置计算精馏段因塔径 D2.0m，可选用单溢流弓形降液管，采用平行受液盘。对精馏段各项计算如下：a)溢流堰长 l ：单溢流去 l =（0.60.8）D，取堰长 l 为 0.60D=0.602.0=1.20mw wb)出口堰高 h ： h =h -hW W L OW故h =0.06 -0.016 =0.044( m) wc)降液管的宽度 W 与降液管的面积 A ：d f171o 由 l / D =0.66 查（2： P 图 313）得 W / D =0.124 ， A / A =0.0722 w 170 d f T故W =0.124 D =0.124 1.6 =0.198

26、 m ， A =0.0722 d fp4D 2 =0.0722 3.1441.6 2 =0.1452m2利用(2： P 式 310)计算液体在降液管中停留时间以检验降液管面积，170即 t=A Hf TLs=0.1452 0.400.0037=15.70 s （大于 5s，符合要求）d)降液管底隙高度 h ：取液体通过降液管底隙的流速 mo o=0.08m / s （0.07-0.25）L 0.0037依(2： P 式 311)： h = s =l m 1.06 0.09 w oe)受液盘=0.035m 符合（ h =h -0.006 ）0 w采用平行形受液盘，不设进堰口，深度为 60mm同理

27、可以算出提溜段相关数据如下：a)溢流堰长 l ：单溢流去 l =（0.60.8）D，取堰长 l 为 0.66D=0.81.6=1.056mw W wb)出口堰高 h ： h =h -hW W L OW由 l / D =0.8 L / l W h W2.5=23.34m查知 E=1.04,依式 h =ow2.84 L E h1000 lw23可得 hOW=2.84 L E h1000 lW23=0.026mf=0.08m / so故 h =0.06 -0.026 =0.034 m wc)降液管的宽度 W 与降液管的面积 A ：d f由查图得，故l / D =0.60Ww Ad =0.100, =

28、0.052 D AT计算液体在降液管中停留时间以检验降液管面积，即 t=A HfLsT=11.615.16s（大于 5s，符合要求）d)降液管底隙高度 h ：取液体通过降液管底隙的流速oL=0.0360.032（m）符合（ h =h -0.006 ）h = s0 wl mw o(2) 塔板布置mo0.1m/s（0.07-0.25）精馏段塔板的分块因 D800mm，故塔板采用分块式。塔极分为 4 块。对精馏段：a)取边缘区宽度安定区宽度acd sb) A =2 x R2-x2+pR 2 x sin -1 计算开空区面积 180 RR =D D-w =1 -0.04 =0.96( m) x = -

29、( w +w ) =1 -(0.2 -0.07) =0.73(m) 2 ， 2解得，c)筛孔数 n 与开孔率 j ：取筛空的孔径 d 为 5mm ，正三角形排列，一般碳的板厚为 3mm ,0取t / d =3.5.0 ，0故孔中心距 t =3.055=17.5mm5=15.0筛孔数则每层板上的开孔面积 A 为0气体通过筛孔的气速为6、筛板的流体力学验算塔板的流体力学计算，目的在于验算预选的塔板参数是否能维持塔的正常操作，以便 决定对有关塔板参数进行必要的调整，最后还要作出塔板负荷性能图。(1) 气体通过筛板压强相当的液柱高度计算精馏段：a)干板压降相当的液柱高度 h ：依 d /c 0s =5

30、 / 3 =1.67 ，查干筛孔的流量系数图得，C =0.840由式b)气体穿过板上液层压降相当的液柱高度 h ：l， a a v-6-3ma=VsA -AT f=2.08(1-0.052 )3.14=0.70 (m/s ) F =u e =0.7 2.90 =1.19h =el由 eoh =e0 L0与 Fa(h+hw ow关 联 图 查 得 板 上 液 层 充 气 系 数 e )=0.66 (0.044 +0.016 )=0.0396o=0.66 ， 依 式c)克服液体表面张力压降相当的液柱高度 h ：s依式hs=4 e gdl0= 4 20 .99 10-3= 0 .00211，h =

31、0 .00211 + 0 .0396 + 0 .0327 = 0 .0744 故 p则单板压强：Dp =h e g =0.0744 810.65 9.8 =591.0(p)700(p) p p l(2) 液面落差(3) 对于筛板塔，液面落差很小，且本例的塔径和液流量均不大，故可忽略液面落差的影 响。(3) 雾沫夹带e =v5.710-6(ua)3.2s H -hT f=5.71020.9910( 0.70.4-2.50.06)3.2=7.3210-3kg液/ kg水0.1kg液/ kg水故在设计负荷下不会发生过量雾沫夹带。(4) 漏液由式mow=4.4co(e/ e )(0.0056+0.13

32、 h -h l v L s)( )d( )筛板的稳定性系数K =U 11.240 = =1.71 1.5 U 6.57OW，故在设计负荷下不会产生过量漏液。（5) 液泛为防止降液管液泛的发生，应使降液管中清液层高度 H f H +hd T w依式 H =h +h +h ， d p l d而h =0.153 LSL hW 02=0.153 0.00431.2 0.0362=1.52 10-3取 f=0.5 ，则F(H +h )=0.5(0.4+1.17 )=0.785 T w故 H fdH +h 在设计负荷下不会发生液泛。 T w根据以上塔板的各项液体力学验算，可认为精馏段塔径及各项工艺尺寸是适合的。同精馏段公式计算，提溜段各参数计算如下：(1) 气体通过筛板压强相当的液柱高度计算a) 干板压降相当的液柱高度：b) 气体穿过板上液层压降相当的液柱高度：u=aV 2.02S = =0.679 A -A 3.14 -0.163T f，F =ua r=0.679 3.21 =1.22 a V由 eo与 F 关联图查得板上液层充气系数 e =0.65，依式 a oh=0.65 0.06 =0.039 1c)克服液体表面张力压降相当的液柱高度：s故 pH +hd24s 4 21.1110 -3 h= =r gd 796.4 9.8 5 10