安徽理工大学化工原理课程设计任务书分离苯-甲苯筛板精馏塔的设

安徽理工大学 课 程 设 计 说 明 书

题目：分离苯—甲苯用筛板精馏塔设计

院 系：机械工程学院

专业班级：过控10—1班 学 号： 学生姓名： 指导老师：

2013年1月4日

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安徽理工大学课程设计（论文）任务书

机械工程学院 过控教研室 学号 设计 题目 设计技术参数 料液种类：苯—甲苯混合液 年处理量：25000吨 料液浓度：50% 塔顶产品浓度：99%（轻组分质量分数） 塔底釜液浓度：99%（重组分质量分数） 每年实际生产天数：330（一年中有一个月检修） 精馏塔塔顶压强：4kPa(表压) 设备形式：筛板精馏塔 厂址：淮南地区 完成精馏塔工艺设计、精馏设备设计、绘制塔板结构简图、编制设计说明书 学生姓名 专业班级 分离苯—甲苯用筛板精馏塔设计 设计 要求 工作量 说明书总页数不少于25页 工作 计划 参考 资料 [1] 程能林.溶剂手册.北京：化学工业出版社，2002 [2] 刘光启等.化工物性算图手册, 2002 [3] 杨祖荣.化工原理.北京：化学工业出版社，2009 [4] 贾邵义 柴诚敬.化工原理课程设计.天津：天津大学出版社，2002 [5] 国家医药管理局上海医药设计院.化学工艺设计手册.第二版.上册.北京：化学工业出版社，1996，2-200 从2012年12月26号开始设计计算，至2013年1月4日结束(18周至19周) 指导老师签字 教研室主任签字 2012年12月16日

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目 录

1. 流程和工艺条件的确定和说明 .............................................................................. 5 2. 操作条件和基础数据 .............................................................................................. 5

2.1. 操作条件......................................................................................................... 5 2.2. 基础数据......................................................................................................... 5 3. 精馏塔的物料衡算 .................................................................................................. 5

3.1. 原料液及塔顶、塔顶产品的摩尔分率 ........................................................ 5 3.2. 原料液及塔顶、塔底产品的平均摩尔质量 ................................................ 6 3.3. 物料衡算......................................................................................................... 6 4. 塔板数的确定........................................................................................................... 6

4.1. 理论塔板层数NT的求取 .............................................................................. 6

4.1.1. 绘 x-y图 .............................................................................................. 7 4.1.2.最小回流比及操作回流比的确定 ........................................................ 7 4.1.3. 求操作线方程....................................................................................... 7 4.1.4. 求理论板层数....................................................................................... 8 4.2. 实际塔板数的求取 ........................................................................................ 9 5. 精馏塔的工艺条件及有关物性的计算 .................................................................. 9

5.1. 操作压力计算................................................................................................. 9 5.2. 操作温度计算............................................................................................... 10 5.3. 平均摩尔质量计算 ...................................................................................... 11 5.4.平均密度计算................................................................................................. 11

5.4.1. 气相平均密度计算 ............................................................................ 11 5.4.2. 液相平均密度计算 ............................................................................ 11 5.5. 液体平均表面张力计算 .............................................................................. 12 5.6.液体平均黏度计算 ........................................................................................ 12 5.7. 全塔效率计算............................................................................................... 13

5.7.1. 全塔平均相对挥发度计算 ................................................................ 13 5.7.2. 全塔效率的计算 ................................................................................ 14

6. 精馏塔的塔体工艺尺寸计算 ................................................................................ 14

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6.1. 塔径的计算................................................................................................... 14 6.2. 精馏塔有效高度的计算 .............................................................................. 15 7. 塔板主要工艺尺寸的计算 .................................................................................... 15

7.1. 溢流装置计算............................................................................................... 15

7.1.1. 堰长lW ................................................................................................ 15 7.1.2. 溢流堰高度hW................................................................................... 15 7.1.3. 弓形降液管宽度Wd和截面积Af .................................................... 16 7.1.4. 降液管底隙高度h0 ............................................................................ 16 7.2. 塔板布置....................................................................................................... 16

7.2.1. 塔板分布............................................................................................. 17 7.2.2. 边缘区宽度确定 ................................................................................ 17 7.2.3. 开孔区面积计算 ................................................................................ 18 7.2.4. 筛孔计算及其排列 ............................................................................ 18

8. 筛板的流体力学验算 ............................................................................................ 18

8.1. 塔板压降....................................................................................................... 18

8.1.1. 干板阻力hc计算 ............................................................................... 17 8.1.2. 气体通过液层的阻力h1计算 ........................................................... 19 8.1.3. 液体表面张力的阻力hσ计算 ........................................................... 19 8.2. 液面落差....................................................................................................... 19 8.3. 液沫夹带....................................................................................................... 20 8.4. 漏液............................................................................................................... 20 8.5. 液泛............................................................................................................... 21 9. 塔板负荷性能图 .................................................................................................... 21

9.1. 漏液线........................................................................................................... 21 9.2. 液沫夹带线................................................................................................. 222 9.3. 液相负荷下限线 .......................................................................................... 22 9.4.液相负荷上限线 ............................................................................................ 22 9.5.液泛线............................................................................................................. 22 10. 主要工艺接管尺寸的计算和选取 ...................................................................... 24

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10.1. 塔顶蒸气出口管的直径dV ..................................................................... 24 10.2. 回流管的直径dR ..................................................................................... 24 10.3. 进料管的直径dF...................................................................................... 24 10.4. 塔底出料管的直径dW ............................................................................ 24 11. 塔板主要结构参数表........................................................................................... 25 12.参考文献................................................................................................................. 27 15. 附图（工艺流程简图、主体设备设计条件图） ..............错误！未定义书签。 1.1 设计方案的选定及基础数据的搜集 错误！未定义书签。

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1. 流程和工艺条件的确定和说明

本设计任务为分离苯—甲苯混合物。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入精馏塔内。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，其余部分经产品冷凝冷却后送至储罐。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。塔釜采用间接蒸汽加热，塔底产品经冷却后送至储罐。

2. 操作条件和基础数据

2.1. 操作条件 塔顶压力 4kPa 进料热状态 泡点进料 回流比 1.8倍

塔底加热蒸气压力 0.5Mpa（表压） 单板压降 ≤0.7kPa。 2.2. 基础数据

进料中苯含量（质量分数） 50% 塔顶苯含量（质量分数） 99% 塔釜苯含量（质量分数） 1% 生产能力（万吨/年） 2.5

3. 精馏塔的物料衡算

3.1. 原料液及塔顶、塔顶产品的摩尔分率 苯的摩尔质量 MA?78.11kg/kmo l甲苯的摩尔质量 MB?92.13kg/kmol

x0.5/78.11F?0.5/78.11?0.5/92.13?0.541x0.99/78.11D?0.99/78.11?0.01/92.13?0.992

x0.01/78.11W?0.01/78.11?0.99/92.13?0.012 6

3.2. 原料液及塔顶、塔底产品的平均摩尔质量

MF?0.541?78.11?(1?0.541)?92.13?84.55Kg/kmolMD?0.992?78.11?(1?0.992)?92.13?78.22Kg/kmol

MW?0.012?78.11?(1?0.012)?92.13?91.96Kg/kmol3.3. 物料衡算 生产能力 F?25000000/(330?24)84.55?37.33kmol/h

总物料衡算 F?D?W?37.33kmol/h 苯物料衡算 F?xF?D?xD?W?xW 即 37.33?0.541?D?0.992?W?0.012 联立解得

D?20.15kmo/lhW?17.18kmo/lh

4. 塔板数的确定

4.1. 理论塔板层数NT的求取 4.1.1. 绘x-y图

通过查设计手册，得此环境下相对挥发度??2.56

y所以相平衡方程为

1?y??x1?x，

即y??x?2.56x1?(??1)x1?1.56x，

描点作图，得x-y图。

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4.1.2.最小回流比及操作回流比的确定

采用作图法求最小回流比。因为是泡点进料，则xF =xq，在图二中对角线上，自点（0.541，0.541）作垂线即为进料线（q线），该线与平衡线的交点坐标为

xP?0.541yP?0.751

故最小回流比为

Rmin?xD?yPyP?xP?0.992?0.7510.751?0.541?1.15

则操作回流比为

R?1.8Rmin?2.07

已知R=2.07 ; q=1，则塔釜气相回流比

R??(R?1)xF?xWxD?xF?(q?1)xD?xWxD?xF?3.07?0.541?0.0120.992?0.541?3.6

4.1.3. 求操作线方程

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精馏段操作线方程为 yRxDn?1?R?1xn?R?1?2.072.07?1x.992n?02.07?1?0.674xn?0.323

提馏段操作线方程为 y??16?10.012n?1?RR?xn?xwR??3.3.6xn?3.6?1.28xn?0.0033

联立两操作方程，解得交点坐标为 x?0.541y?0.689

4.1.4. 求理论板层数

1)采用图解法求理论板层数，如图所示。求解结果为 总理论塔板数 NT=16（包括再沸器） 进料板位置 NF=8。 2)逐板计算求理论塔板数

理论板数计算：先交替使用相平衡方程与精馏段操作线方程， 计算如下

y1?xD?0.992????x1?0.98

y2?0.983????x2?0.958y3?0.969????x3?0.924y4?0.946????x4?0.872y?0.911????x

55?0.799y

6?0.862????x6?0.709y7?0.801????x7?0.611y8?0.735????x8?0.52?xF由计算知第8板为加料板。

以下交替使用提馏段操作线方程与相平衡方程计算如下

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y9?0.673????x9?0.446y10?0.625????x10?0.394y11?0.551????x11?0.324y12?0.453????x12?0.244

y13?0.34????x13?0.168y14?0.232????x14?0.075y15?0.144????x15?0.032y16?0.082????x16?0.0115

所以总理论板数为18，精馏段理论板数为7，第8板为进料板。 逐板法计算表格如下： 1 2 3 4 5 6 7 8 9

4.2. 实际塔板数的求取 全塔效率假设0.54

塔内实际板数 N=(16-1)/0.54=28 实际进料板位置 Nm=NR+1=14 精馏段实际板层数 N精=8/0.54=15 提馏段实际板层数 N提=7/0.54=13

x 0.98 0.958 0.924 0.872 0.799 0.709 0.611 0.52 0.446 y 0.992 0.983 0.969 0.946 0.911 0.862 0.801 0.735 0.673 10 11 12 13 14 15 16 17 18 x 0.394 0.324 0.244 0.168 0.075 0.032 0.0115 y 0.625 0.551 0.453 0.34 0.232 0.144 0.082 5. 精馏塔的工艺条件及有关物性的计算

5.1. 操作压力计算

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塔顶操作压力 PD?4kPa?101.325kPa?105.325kPa 每层塔板压降 ΔP=0.70 kPa

进料板压力 PF=105.325+0.70×14=115.125kPa 精馏段平均压力 Pm=(105.325+115.125) / 2=110.225kPa 5.2. 操作温度计算 安托因方程 lgp?A?BA?lgp00Bt?C，

所以t??C查表得苯 的A=6.03055，B=1211.033，C=220.79

PD?y1x1105.325?0.9920.98o已知 p?0p?yx，所以塔顶pD?1211.0330??106.61kPa

所以塔顶温度tD?同理

6.03055?lg106.61?220.79?81.76C，

o进料板温度tF?96.31C

精馏段平均温度 tm?(81.76?96.31)/2?89.3oC 1）塔顶平均摩尔质量计算 由xD?y1?0.992，逐板计算得 x1?0.98

故 MVDm?0.992×78.11+（1-0.992）×92.13?78.22kg/kmol

MLDm?0.98×78.11+（1-0.98）×92.13?78.39kg/kmol

2）进料板平均摩尔质量计算 由逐板计算解理论板，得

yF?0.735 xF?0.52

MVFm? MLFm0.735×78.11+（1-0.735）×92.13?81.83kg/kmol

? 0.52×78.11+（1-0.52）×92.13?84.84kg/kmol

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3）精馏段平均摩尔质量

MVm?（78.22+81.83）/2?80.03kg/kmol

MLm?（78.39+84.84）/2?81.62kg/kmol

5.4.平均密度计算 5.4.1. 气相平均密度计算 由理想气体状态方程计算，即

?PmMVm110.225?80.03Vm?RT?m8.314?(87.65?273.15)?2.941kg/m3

5.4.2. 液相平均密度计算 液相平均密度依下式计算，即

1/?Lm??ai/?i

塔顶液相平均密度的计算

有tD?81.76oC，查手册[2]得

?A=814.2kg/m3

?B=809.4 kg/m

3

?1LDm?0.992/814.2?(1?0.992)/809.4?814.16kg/m3进料板液相平均密度计算

有tF?96.31oC，查手册[2]得

?A=798.1 kg/m3

?B=796.0kg/m3

进料板液相的质量分率

?A?0.541?78.110.541?78.11?(1?0.541)?92.13?0.500

?LFm?10.5/798.1?0.5/796.0?797.05kg/m3

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精馏段液相平均密度为

?Lm?(814.16?797.05)/2?805.61kg/m3

5.5. 液体平均表面张力计算

液相平均表面张力依下式计算，即

?Lm??xi?i

塔顶液相平均表面张力的计算

有t?81.76oDC，查手册[2]得

?A=21.30 mN/m， ?B=21.50 mN/m。?LDm?0.992?21.30?(1?0.992)?21.50?21.30mN/m

进料板液相平均表面张力的计算 有tF?96.31oC，查手册[2]得

?A = 19.60 mN/m ?B = 20.54 mN/m

?LFm?0.541?19.60?0.459?20.54?20.03mN/m 精馏段液相平均表面张力为

?Lm?(21..30?20.03)/2?20.67mN/m 5.6.液体平均黏度计算 液相平均粘度依下式计算，即

lg?Lm??xilg?i

塔顶液相平均粘度的计算

由toD?81.76C，查手册[2]得

?A?0.315mPa?s ?B?0.319mPa?s

lg?LDm?0.992lg(0.3157)?0.008lg(0.319)

解出?LDm?0.315mPa?s 进料板液相平均粘度的计算

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由tF?96.31oC，查手册[2]得

?A?0.271mPa?s ?B?0.277mPa?s

lg?LFm?0.541?lg(0.271)?0.459?lg(0.277)

解出?LFm?0.274mPa?s 精馏段液相平均粘度为

?Lm?(0.315?0.274)/2?0.2945mPa?s

5.7. 全塔效率计算

5.7.2. 全塔平均相对挥发度计算 相对挥发度依下式计算，即

??m??D??W ??PAP?（理想溶液）

B塔顶相对挥发度的计算 由tD=81.76oC，查手册[2]得

PA°=105.53KPa PB°=40 KPa

??105.53D?PAP??B40?2.64

由tW=117.2 oC，查手册[2]得

PA°=250 KPa PB°=100.60 KPa

?P?AW??25048P?

B100.60?2.全塔相对挥发度为

?m??D??W?2.64?2.48?2.56

5.7.3. 全塔效率的计算

??L?2.56?0.27?0.69

查精馏塔全塔效率关联图[3]得全塔效率E0'=0.50 筛板塔校正值为1.1

故E0=1.1E0'=1.1×0.50=0.55

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与假定值相当接近，计算正确。

6. 精馏塔的塔体工艺尺寸计算

6.1. 塔径的计算

精馏塔气、液相负荷的确定

L?RD?2.07?20.15?41.71kmol/h V?(R?1)D?3.07?20.15?61.86kmo/lh

L??L?F?41.71?37.33?79.04kmol/h V??V?61.86kmol/h

精馏段的气、液相体积流率为 VVms?VM3600??61.86?80.03m3/s

Vm3600?2.94?0.468LLMLm41.71?81.623s?3600??3600?805.61?0.00104m/sLm由 u?max=CL??V?

V式中C=C20(σ20)0.2

，查手册史密斯关联图[4]

其中横坐标为 F2.611/2LV?LsV(?L?0.00104s?)1/V0.468(8052.94)?0.037取板间距HT=0.45 m，板上液层高度hL=0.08m,则

HT-hL=0.45-0.08=0.37m 查史密斯关联图可得 C20=0.082

C=Cσ0.2

0.220(20)=0.082×(20.2620)=0.0822

u805.61?2.94max?0.0822?2.94?1.36m/s

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取安全系数为0.7，则空塔气速为

u= 0.7umax=0.70×1.36=0.952m/s

D?4Vs?4?0.4683.14?0.952?0.791m

?u按标准塔径圆整后为 D=0.8 m 塔截面积为

AT??4D2??4?0.82?0.502m2

实际空塔气速为 u?0.4680.502?0.932m/s

6.2. 精馏塔有效高度的计算 精馏段有效高度为

Z精?(N精?1)?HT?(15?1)?0.45?6.3m

提馏段有效高度为

Z提?（N提?1）?HT?（13?1）?0.45?5.4m

在进料板上方开一个人孔，其高度为1.4 m 则精馏塔的有效高度为

Z?Z精?Z提?1.40?6.3?5.4?1.4?13.1m

7. 塔板主要工艺尺寸的计算

7.1. 溢流装置计算

因塔径D=1.40 m，选用单溢流弓形降液管，采用凹形受液盘。各项计算如下： 7.1.1. 堰长lW 取

lW?0.726D?0.726?0.8?0.5808m

7.1.2. 溢流堰高度hW 由 hW?hW?hOW

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2.84L选用平直堰，堰上液层高度 h3OW?1000E(hL)2/

W h2.842/3OW?1000?1.025?(0.00104?36000.5808)?0.0101m

取板上请液层高度 hL?0.08m

则 hW?hL?hOW?0.08?0.0101?0.0699m 符合加压情况下40~80mm的范围 7.1.3. 弓形降液管宽度Wd和截面积Af 由 lW/D?0.726

查手册弓形降液管的参数图[4]得

AfA?0.100

WdTD?0.16

则 Af?0.050m22

wd?0.128m

验算液体在降液管中停留时间，即

??3600AfHT.0502?0.45L?3600?0h0.00104?3600?21.72s?5s

故降液管设计合理 7.1.4. 降液管底隙高度h0

hh0?L3600lwu0'

取 u0=0.06 m/s 则 h.00104?36000?03600?0.5808?0.06?0.0298m 符合小塔径h0不小于25mm的要求。hW?h0?0.0699?0.0298?0.0401?0.006m

故降液管底隙高度设计合理。 选用凹形受液盘，深度h'W=70mm 7.2. 塔板布置

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7.2.1. 塔板分布

因D=0.8m，所以采用分块式。查手册[4]得，塔板分为2块。 7.2.2. 边缘区宽度确定

取安定区Ws?W's?0.075m，边缘区 Wc?0.06m。 7.2.3. 开孔区面积计算 开孔区面积 Aa按下式计算，

Aa?2(xr?x?22?r2180sin0.82?1xr)

其中 x? r?D2D2?(Wd?Ws)?0.82?(0.128?0.075)?0.197m

?Wc??0.06?0.34m

2m 则 Aa?0.2527.2.4. 筛孔计算及其排列

苯—甲苯体系处理的物系无腐蚀性，选用δ=3mm碳钢板，取筛孔直径d0=5mm。 筛孔按正三角排列，取孔中心距t为 t=2.5 d0=2.5×5=12.5mm 筛孔数目n为

n=

1158?1000t?tAa=

1.158?0.2520.01252?1868个

开孔率为

φ=0.907（

d0t）2=0.907?(0.0050.0125)2=14.51%

气体通过阀孔的气速为 u0?VsA0?0.4680.252?0.1451?12.80m/s

8. 筛板的流体力学验算

8.1. 塔板压降

8.1.1. 干板压降hd计算 干板压降可由下式计算，

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hd=1（u02gc）（2?V） 0?L由d0/δ=5/3=1.67，查手册干筛孔的流量系数图[4]，可得孔流系数C0=0.78 故 h18.72d=

22?9.81（0.78）（2.851805.39）?0.023m液柱

8.1.2. 气体通过液层的阻力hL计算

ua=

VaA=

1.286T?Af1.539?0.154?0.929m/s

Fa=ua?v=0.9292.851?1.69kg1/2/（s·m1/2） 查手册充气系数关联图[4]可得

?=0.58

则 hL=?(hw+how)=0.59（0.0652+0.0148）=0.045m液柱 8.1.3. 液体表面张力的阻力hσ计算 液体表面张力所产生的阻力hσ由下式计算 h4??10?3σ=

L??4?20.26Lgd0805.39?9.81?0.005?0.0021m液柱

气体通过每层塔板的液柱高度hp由下式得

hp= h1+ hσ+ hc=0.023+0.047+0.0021=0.0721m液柱 气体通过每层塔板的压降为

ΔPp= hp?Lg=0.0721×805.39×9.81=569.65 Pa<700Pa（设计允许值） 8.2. 液面落差

液面落差?h由下式计算

2?h?[0.215(250b?1000hf)?(3600Ll)Z1]?(1000bh

L)?3?L平均液流宽度

b?(D?lw)(1.4?1.016)2?2?1.208m

塔板上鼓泡层高度

hf?2.5hL?2.5?0.047?0.1175m

19

内外堰间距离

Z1?D?2Wd?1.4?2?0.224?0.95m

液相流量

LL?Ls=0.00324 m

3

/s

故

?h?[0.215(?2501?.208?1000?0.11?75)23?(100?01.2?080?47)?.0?0.2284)(30?6.9050]0.00?43?7.96?10805.39m

?h/0.05=0.016<0.5

所以液面落差符合要求 8.3. 液沫夹带

液沫夹带量由下式计算

eV?5.7?10?3?L??ua???H?h?f??T3.2

hf=2.5hL=2.5×0.047=0.1175 则 ev?5.7?1020.26?3(0.9150.45?0.1175)3.2?0.0072 kg液/kg气<0.1 kg液/kg气

所以本设计中液沫夹带ev在允许范围内。 8.4. 漏液

对筛板塔，漏液点气速u0，min由下式算得

u0,min?4.4C0?0.0056?0.13hL?h0??L/?v

?4.4?0.7?8805.390.0?056?0.13?0.0?470.0021=5.65 m/s 2.851实际孔速u0=8.72m/s>u0，min 计算正确 稳定系数为

K?u0u0,min?8.725.65?1.543?1.5

故在本设计中无明显漏液。

20

8.5. 液泛

为防止塔内发生液泛，降液管内液层Hd高应服从下式

Hd???HT?hw?

苯—甲苯物系属一般物系，取?=0.5，则 ?（HT+hw）=0.5（0.45+0.0652）=0.26m 又 Hd=hp+ hL+ hd

板上不设计进口堰，hd可由下式算得

hd?0.153?u220'??0.153?0.25??0.0096m液柱

Hd = 0.0711+0.047+0.0096=0.121m液柱

则 Hd???HT?hw? 所以本设计中不会发生液泛现象。

9. 塔板负荷性能图

9.1. 漏液线

由 u0,min?4.4C0?0.0056?0.13hL?h0??L/?v

u0，，min=

VsminA

0hL=hOW +hW hOW=

2.841000E（Lhl）2/3

w?得 ??V?0.0056?0.13?h?2.842/3?s,min?4.4C0A0E??Lh?????h????w?1000?0?L???L/?v w????? =4.4×0.78×1.016×0.1451 ??2/ ×?0.0056?0.13??0.036?2.84?1??3600L?3s????????1000??1.016???0.0021?805.39/2.85????整理得

21

=8.5050.01198?0.0858LsVs，min2/3

在操作范围内，任取几个Ls值，依上式计算出Vs值，计算结果如下表二。

表二

Ls，m3/s Vs，m3/s

0.005 1.024

0.01 1.075

0.015 1.115

0.02 1.151

由上表作出漏液线1。 9.2. 液沫夹带线

以ev=0.1 kg液/kg气为限，求Vs-Ls关系如下： 由 eV?ua=

5.7?10?6?LVs??ua???H?h?f??TVs3.2

AT?Af=

1.539?0.1540.722Vs

hf=2.5hL=2.5（hOW +hW） hW=0.0652 hOW=

2.841000?1?（3600Ls1.016）?0.66Ls2/32/3

故 hf=0.163+1.65Ls2/3

HT－hf=0.45－（0.163+1.65Ls2/3 ）=0.287－1.65Ls2/3

eV?5.7?10?6?320.26?10??0.722Vs?2/3?0.287?1.65Ls??3.2=0.1

整理得 Vs?2.49?14.32Ls2/3

在操作范围内，任取几个Ls值，依上式计算出Vs值，计算结果如下表三。

表三

Ls，m3/s Vs，m3/s

0.005 2.071

0.010 1.825

0.015 1.619

0.02 1.435

由上表可作出液沫夹带线2。 9.3. 液相负荷下限线

对于平直堰，取堰上液层高度hOW=0.006m作为最小液体负荷标准。由下式

22

h2.84LOW=

h1000E（3600l）2/3

=0.006

w取E=1，则 L0.006?1000s，min=(3/21.0162.84)3600?0.000867 m3

/s

则可以作出与气体流量无关的垂直液相负荷下限线3。 9.4.液相负荷上限线

以θ=4s作为液体在降液管中停留时间的下限，由下式

θ=

AfHTL?4

s得 LAH0.154?0.45s，max=

fTL?4?0.017325 m3/s

s据此可作出与气体流量无关的垂直液相负荷上限线4。 9.5.液泛线

令 Hd???HT?hw?

由 Hd=hp+ hL+ hd；hp= h1+ hσ+ hc；h1=βhL；hL=hOW +hW 联立得?HT?(????1)hW?(??1)hOW?hc+hd+h?

忽略hσ，将hOW与Ls，hd与Ls，hc与Vs的关系代入上式，并整理得

a'V2'?c'L22/3 S?bS?d'LS式中

a'?0.051V?A2(?0C0??)

Lb'??HT?(????1)hW

c'?0.153/(l2Wh0)

d'?2.84*10?3E(1??)(36003l)2/

W将有关数据代入，得

23

a'?0.051?0.14?52.85()?0.01372085.391.?016?08.7?(0.45?2b'?0.5?00?.450.?581.0?0)0.06520.155 c'?0.153?11.01?6?3?52.570.?053136001.0162

d'?2.84?1023s7?则 0.01V?1?(1?0.58)(0.?155)2/3?1.042/L5s2?.57Ls 1.022?即 Vs?8.2838L3s7?276Ls.1 22/在操作范围内，任取几个Ls值，依上式计算出Vs值，计算结果如下表四。

表四

Ls，m3/s Vs，m3/s

0.005 2.441

0.010 2.088

0.015 1.669

0.020 1.066

由上表数据可以作出液泛线5.

根据以上各线方程，可以作出筛板塔的负荷性能图，如下：

在负荷性能图上，作出操作点A，连接OA，即作出操作线。由图可知，改筛板

24

的操作上限为液泛控制，下限为漏液控制。由图得

=1.02 mVs，min则操作弹性为

Vs，ma/xVs，=2.03 min3

/s Vs，=2.07 m3/s max

10. 主要工艺接管尺寸的计算和选取

10.1. 塔顶蒸气出口管的直径dV

操作压力为常压时，蒸气导管中常用流速为12~20 m/s，蒸气管的直径为

dV?4Vs?uV，其中dV---塔顶蒸气导管内径m Vs---塔顶蒸气量m3/s，取uv=15.00

m/s，则

dV?4Vs?4?4.253.14?15?0.6m

?uV故选取接管外径×厚度 630×20mm 10.2. 回流管的直径dR

塔顶冷凝器械安装在塔顶平台时，回流液靠重力自流入塔内，流速uR可取0.2~0.5 m/s。取uR=0.3 m/s，则

dR?4Ls?4?0.0113.14?0.3?0.02m

?uV故选取接管外径×厚度25×2mm 10.3. 进料管的直径dF

采用高位槽送料入塔，料液速度可取uF=0.4~0.8 m/s，取料液速度uF= 0.5 m/s，则

dF?4LF?4?0.0143.14?0.5?0.19m

?uF故选取接管外径×厚度219×14mm

10.4. 塔底出料管的直径dW

一般可取塔底出料管的料液流速UW为0.5~1.5 m/s，循环式再沸器取1.0~1.5 m/s(本设计取塔底出料管的料液流速UW为0.8 m/s)

25

则 dW?4LW?uW?4?0.0103.14?0.8?0.12m

接管外径×厚度133×5.5mm

11. 塔板主要结构参数表

表五.筛板塔设计计算结果

序号 1 2 3 4 5 6 7 8 9 10 11 12 13 14 15 16 17 18 19 20 21 22

项目 数值

平均温度 tm ℃ 89.3 平均压力 Pm kPa 气相流量 Vs m3/s 液相流量 Ls m3/s 实际塔板数 有效段高度 Z m 精馏塔塔径 m 板间距 m 溢流形式 降液管形式 堰长 m 堰高 m

板上液层高度 m 堰上液层高度 m 降液管底隙高度 m 安定区宽度 m 边缘区宽度 m 开孔区面积 m2 筛孔直径 m 筛孔数目 孔中心距 m 开孔率 ％

110.225 1.286 0.00324 28 13.1 0.8 0.45 单溢流 弓形 0.5808 0.0699 0.080 0.0148 0.053 0.075 0.060 0.252 0.005 1868 0.0125 14.50

26

23 24 25 26 27 28 29 30 31 32

12..参考文献

空塔气速 m/s 筛孔气速 m/s 稳定系数

精馏段每层塔板压降 Pa 负荷上限 负荷下限

液沫夹带 ev (0.1kg液/kg气) 液相负荷上限 m3/s 液相负荷下限 m3/s 操作弹性

0.932 12.80 1.543 569.65 液泛控制 漏液控制 0.0072 0.000867 0.0173 2.03

[1] 程能林.溶剂手册.北京：化学工业出版社，2002 [2] 刘光启等.化工物性算图手册, 2002 [3] 杨祖荣.化工原理.北京：化学工业出版社，2009

[4] 贾邵义 柴诚敬.化工原理课程设计.天津：天津大学出版社，2002

[5] 国家医药管理局上海医药设计院.化学工艺设计手册.第二版.上册.北京：化学工业出版社，1996，2-200 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。

27

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：

28

表1 苯和甲苯的物理性质 项目 苯A 甲苯B 温度0C PA,kPa PB，kPa 00分子式 C6H6 C6H5—CH3 80.1 101.33 40.0 分子量M 78.11 92.13 85 116.9 46.0 沸点（℃） 80.1 110.6 90 135.5 54.0 95 155.7 63.3 临界温度tC（℃） 288.5 318.57 100 179.2 74.3 临界压强PC（kPa） 6833.4 4107.7 表2 苯和甲苯的饱和蒸汽压 105 204.2 240.0 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 液相中苯的摩尔分率 汽相中苯的摩尔分率 80.1 1.000 1.000 85 0.780 0.900 90 0.581 0.777 95 0.412 0.630 100 0.258 0.456 105 0.130 0.262 110.6 表4 纯组分的表面张力([1]：P378附录图7)

温度 苯，mN/m 甲苯，Mn/m 温度(℃) 苯,kg/m 380 21.2 21.7 80 814 809 80 0.308 90 90 20 20.6 90 805 801 100 18.8 19.5 100 791 791 100 0.255 0.264 110 17.5 18.4 110 778 780 110 0.233 0.254 120 16.2 17.3 120 763 768 120 0.215 0.228 表5 组分的液相密度([1]：P382附录图8)

甲苯,kg/m 3表6 液体粘度μL（[1]：P365）

温度(℃) 苯（mPa.s） 0.279 0.286 甲苯（mPa.s） 0.311 表7常压下苯——甲苯的气液平衡数据 温度t ℃ 110.56 109.91 108.79 107.61 105.05 102.79 100.75 98.84

液相中苯的摩尔分率 x 0.00 1.00 3.00 5.00 10.0 15.0 20.0 25.0 气相中苯的摩尔分率 y 0.00 2.50 7.11 11.2 20.8 29.4 37.2 44.2 29

97.13 95.58 94.09 92.69 91.40 90.11 80.80 87.63 86.52 85.44 84.40 83.33 82.25 81.11 80.66 80.21 80.01 30.0 35.0 40.0 45.0 50.0 55.0 60.0 65.0 70.0 75.0 80.0 85.0 90.0 95.0 97.0 99.0 100.0 50.7 56.6 61.9 66.7 71.3 75.5 79.1 82.5 85.7 88.5 91.2 93.6 95.9 98.0 98.8 99.61 100.0

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安徽理工大学课程设计（论文）成绩评定表

学生姓名： 学号： 专业班级： 课程设计题目：分离苯—甲苯用筛板精馏塔设计 指导教师评语： 成绩： 指导教师： 年 月 日

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安徽理工大学课程设计（论文）成绩评定表

学生姓名： 学号： 专业班级： 课程设计题目：分离苯—甲苯用筛板精馏塔设计 指导教师评语： 成绩： 指导教师： 年 月 日

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