化工原理课程设计苯甲苯板式精馏塔.docx

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化工原理课程设计苯甲苯板式精馏塔

化工原理课程设计

——苯-甲苯连续精馏筛板塔的设计

学院：

生命科学学院

专业年级：

姓名：

指导老师：

一、序言2

二、设计任务2

三、设计条件2

四、设计方案2

五、工艺计算3

1、设计方案的选定及基础数据的搜集5

2、精馏塔的物料衡算6

3、精馏塔的工艺条件及有关物性数据的计算10

4、精馏塔的塔体工艺尺寸计算15

5、塔板主要工艺尺寸的计算16

6、筛板的流体力学验算19

7、塔板负荷性能图22

六、设计结果一览表.27

七、参考书目28

八、心得体会28

九、附录29

一、序言

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

、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：

90000t/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）

（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3～8mm，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10～15％。

（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2～3）。

（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（C℃）

临界压强PC（kPa）

苯A

C6H6

78.11

80.1

288.5

6833.4

甲苯B

C6H5—CH3

92.13

110.6

318.57

4107.7

表2苯和甲苯的饱和蒸汽压

温度C

80.1

85

90

95

100

105

110.6

PA0,kPa

101.33

116.9

135.5

155.7

179.2

204.2

240.0

PB0，kPa

40.0

46.0

54.0

63.3

74.3

86.0

表3常温下苯—甲苯气液平衡数据（[2]：

P8例1—1附表2）

温度0C

80.1

85

90

95

100

105

液相中苯的摩尔分率

1.000

0.780

0.581

0.412

0.258

0.130

汽相中苯的摩尔分率

1.000

0.900

0.777

0.630

0.456

0.262

表4纯组分的表面张力（[1]：

P378附录图7）

温度

80

90

100

110

120

苯，mN/m

21.2

20

18.8

17.5

16.2

甲苯，Mn/m

21.7

20.6

19.5

18.4

17.3

表5组分的液相密度（[1]：

P382附录图8）

温度（℃）

80

90

100

110

120

苯,kg/m3

814

805

791

778

763

甲苯,kg/m3

809

801

791

780

768

表6液体粘度μL（[1]：

P365）

温度（℃）

80

90

100

110

120

苯（mPa.s）

0.308

0.279

0.255

0.233

0.215

甲苯（mPa.s）

0.311

0.286

0.264

0.254

0.228

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y

110.56

0.00

0.00

109.91

1.00

2.50

108.79

3.00

7.11

107.61

5.00

11.2

105.05

10.0

20.8

102.79

15.0

29.4

100.75

20.0

37.2

98.84

25.0

44.2

97.13

30.0

50.7

95.58

35.0

56.6

94.09

40.0

61.9

92.69

45.0

66.7

91.40

50.0

71.3

90.11

55.0

75.5

80.80

60.0

79.1

87.63

65.0

82.5

86.52

70.0

85.7

85.44

75.0

88.5

84.40

80.0

91.2

83.33

85.0

93.6

82.25

90.0

95.9

81.11

95.0

98.0

80.66

97.0

98.8

80.21

99.0

99.61

80.01

100.0

100.0

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

0.75/78.11

甲苯的摩尔质量MB92.13kg/kmol

xF

0.780

0.75/78.110.25/92.13

原料处理量

F90000000

F81.2031024

1.49102（kmol/h）

总物料衡算DW

2

1.49102

苯物料衡算0.780F0.983D0.099W

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①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

Rm0.73

取操作回流比为

②求精馏塔的气、液相负荷

LRD1.31119155.89（kmol/h）

V（R1）D（1q）F2.31119274.89（kmol/h）（泡点进料：

q=1）

③求操作线方程精馏段操作线方程为提馏段操作线方程为

2）逐板法求理论板

又根据Rmin1[xD（1xd）]可解得=2.47

1xF1xf

相平衡方程y

x

1

（1）x

2.解47得5x

11.475x

2.47x

11.47x

变形得

y

2.471.47y

用精馏段操作线和相平衡方程进行逐板计算

y1

xD=0.983，

x1

y1

y1

（1

=0.959y1

y1）

y12.475（1y1）

x2

y

0.959

y2

0.567x1

0.426

0.970，

2.47

1.47y

x3

y

0.891

y3

0.567x2

0.426

0.953，

2.47

1.47y3

x4

y

0.845

y4

0.567x3

0.426

0.931，

2.47

1.47y4

x5

y

0.795

y5

0.567x4

0.426

0.905，

2.47

1.47y5

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

y7

0.567x6

0.426

0.811，

x7

y

0.635

2.47

1.47y7

x8

y

0.478

y8

0.567x7

0.426

0.693，

2.47

1.47y8

x9

y

0.304

y9

0.567x8

0.426

0.519，

2.47

1.47y9

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=10℃5，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

A0.272（mPas），B0.279（mPas）

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P＝4+101.3kPa

每层塔板压降△P＝0.7kPa

进料板压力PF＝105.3+0.7×10＝112.2kPa

塔底操作压力Pw=119.3kPa

精馏段平均压力Pm1＝（105.3+112.3）／2＝108.8kPa

提馏段平均压力Pm2=（112.3+119.3）/2=115.8kPa

（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tD80.90℃进料板温度tF＝85.53℃塔底温度tw=105.0℃

精馏段平均温度tm=（80.9.+85.53）/2=83.24℃提馏段平均温度tm=（85.53+105.0）/2=95.27℃

（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yF＝0.877，xF＝0.742

ML,Fm0.74278.11（10.742）92.1381.73（kg/kmol）塔底平均摩尔质量计算

由xw=0.077,由相平衡方程，得yw=0.171

ML,Wm0.07778.11（10.077）92.1391.05（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）①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

Vm

7）

PVM

RTm

108.879.09

8.314（83.24273.15）

3

2.90（kg/m3）

提馏段的平均气相密度

②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tD＝80.94℃，查手册得

33

A814.0（kg/m3）;B809.1（kg/m3）

塔顶液相的质量分率

求得aa0.98

L,Dm

进料板液相平均密度的计算

由tF＝85.53℃，查手册得

33

A808.6（kg/m3）;B804.36（kg/m3）

进料板液相的质量分率

塔底液相平均密度的计算

由tw＝105.0℃，查手册得

A786.4（kg/m3）;B785.3（kg/m3）

塔底液相的质量分率

10.0660.934;得L,Wm784.（9kg/m3）

L,Wm786.4785.3L,Wm

精馏段液相平均密度为

提馏段液相平均密度为

（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tD＝80.94℃，查手册得

A21.25（mN/m）;B21.59（mN/m）

进料板液相平均表面张力的计算

由tF＝85.53℃，查手册得

A21.60（mN/m）;B21.08（mN/m）

L,Fm0.74220.600.25821.0820.72（mN/m）塔底液相平均表面张力的计算由tW＝105.0℃，查手册得

A18.26（mN/m）;B19.18（mN/m）

L,Wm0.07718.260.92319.1821.50（mN/m）

精馏段液相平均表面张力为

提馏段液相平均表面张力为

（6）液体平均粘度计算液相平均粘度依下式计算，即

μLm=Σxiμi

塔顶液相平均粘度的计算

由tD＝80.94℃，查手册得

A0.305（mPas）;B0.309（mPaL,Dm0.9830.3050.0170.309

进料板液相平均粘度的计算

由tF＝85.53℃，查手册得

A0.292（mPas）;B0.297（mPaL,Dm0.7420.2920.2580.297

塔底液相平均粘度的计算

s）

0.311（mPas）

s）

0.294（mPas）

由tw＝105.0℃，查手册得

A0.244（mPas）;B0.259（mPa

L,Dm0.0770.2440.9230.259

s）

0.258（mPas）

精馏段液相平均粘度为

L,m

0.3110.294

2

0.303（mPas）

提馏段液相平均粘度为

7）气液负荷计算

精馏段：

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HT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，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DT，m0.3～0.50.5～0.80.8～1.61.6～2.42.4～4.0

板间距HT，

200～300250～350300～450350～600400～600

mm

对精馏段：

初选板间距HT0.40m，取板上液层高度hL0.06m，

故HThL0.400.060.34m；

0.2

查史密斯关联图得C20=0.070；依式CC20

20

校正物系表面张力为20.99（mN/m）时CC200.07220.980.070173

202020

可取安全系数为0.7，则（安全系数0.6—0.8），

故

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HT0.40m，取板上液层高度hL0.06m，

0.2

查[2]：

P165图3—8得C20=0.068；依式CC20=0.069

1652020

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、塔板主要工艺尺寸的计算

（1）溢流装置计算

精馏段

因塔径D＝2.0m，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lw：

单溢流去lW=（0.6～0.8）D，取堰长lw为0.60D=0.60×2.0=1.20m

b）出口堰高hW：

hWhLhOW

hw0.060.0160.044（m）

c）降液管的宽度Wd与降液管的面积Af：

由lw/D0.66查（[2]：

P170图3—13）得Wd/D0.124，Af/AT0.0722

故Wd0.124D0.1241.60.198m，Af0.0722D20.07223.141.620.1452m2df44

利用（[2]：

P170式3—10）计算液体在降液管中停留时间以检验降液管面积，

AfHT0.14520.40

即fT15.70s（大于5s，符合要求）

Ls0.0037

d）降液管底隙高度ho：

取液体通过降液管底隙的流速o'0.08m/s（0.07---0.25）依（[2]：

P171式3—11）：

holwLso'1.006.0003.7090.035m符合（h0hw0.006）

e）受液盘

采用平行形受液盘，不设进堰口，深度为60mm

同理可以算出提溜段相关数据如下：

b）出口堰高hW：

hWhLhOW

由lW/D0.8Lh/lW2.523.34m

故hw0.060.0260.034m

c）降液管的宽度Wd与降液管的面积Af：

lW/D0.60

查图得，

故

wAf

D0.100,AT0.052

计算液体在降液管中停留时间以检验降液管面积，

AfHT

即fT115.16s6（大于5s，符合要求）

d）降液管底隙高度ho：

取液体通过降液管底隙的流速o'0..10m8m/s/（s0.07---0.25）

（2）塔板布置

精馏段

①塔板的分块

因D≥800mm，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

解得，

取t/d03..05，

筛孔数

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hc：

依d0/5/31.67，查《干筛孔的流量系数》图得，C0=0.84由式

b）气体穿过板上液层压降相当的液柱高度hl：

由o与Fa关联图查得板上液层充气系数o=0.66，依式

hl0hL0hwhow0.660.0440.0160.0396

c）克服液体表面张力压降相当的液柱高度h：

依式

h

e4gd420.9910-30.00211，

故hp

0.002110.03960.03270.0744

则单板压强：

pphpelg0.0744810.659.8591.0p700p

（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。

在设计负荷下不会发生过量雾沫夹带

（4）

漏液

KU011.241.711.5

筛板的稳定性系数

UOW6.57，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HdHThw

依式Hdhphlhd，

2

0.00432

1.20.036

0.5，则HThw0.50.41.170.785

故HdHThw在设计负荷下不会发生液泛

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：

由o与Fa关联图查得板上液层充气系数o=0.65，依式h10.650.060.039

c）克服液体表面张力压降相当的液柱高度：

h4421.1110330.00216m

Lgd0796.49.85103

故hp0.03460.0390.002160.0758（m）

则单板压降：

p0.0758796.49.80.5910.7（kPa）

2）液面落差

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）液沫夹带故在设计负荷下不会发生过量雾沫夹带。

（4）漏液

查得：

c00.84

故HdHThw在设计负荷下不会发生液泛。

根据以上塔板的各项液体力学验算，可认为提馏段塔径及各项工艺尺寸是适合的

7、塔板负荷性能图

精馏段：

（1）雾沫夹带线

3.2

ua

HThf

6

5.7106ev

雾沫夹带量

5.7