年产24万吨的苯-甲苯混合液筛板

《化工原理》课程设计

设计题目 年产24万吨的苯-甲苯混合液筛板

精馏塔的设计

学 生 指导教师 副教授 年 级 专 业 学 院

课程设计任务书

一、课题名称

年产24万吨的苯-甲苯混合液筛板精馏塔的设计

二、课题条件（原始数据）

1、设计方案的选定

原料：苯、甲苯 原料苯含量：质量分率=55.4% 原料处理量：质量流量=30.4t/h

产品要求：苯的质量分率：xD =99%，xW=2% 2、操作条件

常压精馏，泡点进料，塔顶全凝，泡点回流，塔底间接加热。 3、设备型式：筛板塔

三、设计内容

1、设计方案的选择及流程说明

2、工艺计算（物料衡算、塔板数、工艺条件及物性数据、气液负荷等） 3、主要设备工艺尺寸设计 （1）塔径

（2）塔板（降液管、溢流堰、塔板布置等） （3）塔高

4、流体力学验算与操作负荷性能图

5、辅助设备选型（冷凝器、再沸器、泵、管道等） 6、结果汇总表 7、设计总结 8、参考文献

9、塔的设计条件图（A2） 10、工艺流程图（A3）

四、图纸要求

1、带控制点的工艺流程图（2＃图纸）；2、精馏塔条件图（1＃图纸）。

摘要：本设计对苯—甲苯分离过程筛板精馏塔装置进行了设计，主要进行了以下工作：1、对主要生产工艺流程和方案进行了选择和确定。2、对生产的主要设备—筛板塔进行了工艺计算设计,其中包括：①精馏塔的物料衡算；②塔板数的确定；③精馏塔的工艺条件及有关物性数据的计算；④精馏塔的塔体工艺尺寸计算；⑤精馏塔塔板的主要工艺尺寸的计算。3、绘制了生产工艺流程图和精馏塔设计条件图。4、对设计过程中的有关问题进行了讨论和评述。本设计简明、合理，能满足初步生产工艺的需要，有一定的实践指导作用。

关键词：苯—甲苯；分离过程；精馏塔

目 录

目录 .............................................................. 3 1 文献综述 ........................................................ 5 1.1概述 .......................................................... 5 1.2方案的确定及基础数据 .......................................... 5 2 塔物料衡算 ...................................................... 7 2.1原料液及塔顶、塔底产品的摩尔分率 .............................. 7 2.2原料液及塔顶、塔底产品的平均摩尔质量 .......................... 8 2.3物料衡算 ...................................................... 8 3 塔板数的确定 .................................................... 8 3.1理论板层数的求取 .............................................. 8 3.2求精馏塔气液相负荷 ............................................ 9 3.3操作线方程 ................................................... 10 3.4逐板计算法求理论板层数 ....................................... 10 3.5全塔效率估算 ................................................. 11 3.6求实际板数 ................................................... 11 4 精馏塔的工艺条件及有关物性数据的计算 ........................... 11 4.1操作压力计算 ................................................. 11 4.2安托尼方程计算 ............................................... 12 4.3平均摩尔质量计算 ............................................. 12 4.4平均密度计算 ................................................. 13 4.5液体平均表面张力计算 ......................................... 14 4.6液体平均粘度计算 ............................................. 15 4.7气液负荷计算 ................................................. 16 5 精馏塔塔体工艺尺寸的计算 ....................................... 17 5.1塔径的计算 ................................................... 17 6 塔板主要工艺尺寸的计算 ......................................... 18 6.1溢流装置计算 ................................................. 18 6.2塔板布置 ..................................................... 20 6.3筛孔数与开孔率的计算 ......................................... 20 7 筛板的流体力学验算 ............................................. 21 7.1塔板的压降 ................................... 错误！未定义书签。 7.2液面落差 ..................................... 错误！未定义书签。 7.3液沫夹带 ..................................... 错误！未定义书签。 7.4漏液 ......................................... 错误！未定义书签。 7.5液泛 ......................................... 错误！未定义书签。 8 塔板负荷性能图 ................................................. 24 8.1漏液线 ....................................... 错误！未定义书签。 8.2雾沫夹带线 ................................... 错误！未定义书签。 8.3液相负荷下限线 ............................... 错误！未定义书签。 8.4液相负荷上限线 ............................... 错误！未定义书签。 8.5液泛线 ....................................... 错误！未定义书签。 9 设备设计 ....................................................... 28 9.1塔顶全凝器的计算与选型 ....................................... 30 9.2再沸器 ....................................................... 31 10 各种管尺寸确定 ............................................... 32 10.1进料管 ...................................................... 32 10.2出料管 ...................................................... 32 10.3塔顶蒸汽管 .................................................. 32 10.4回流管 ...................................................... 32 10.5再沸返塔蒸汽管 .............................................. 33 11 塔高 .......................................................... 33 12 设计体会 ...................................................... 34 13 本设计中符号的说明 ............................................ 35 13.1英文字母: ................................................... 35 13.2下标 ........................................................ 36 13.3希腊字母 .................................................... 36 14.参考文献 ...................................................... 37

年产24万吨的苯-甲苯混合液筛板精馏塔的设计

1．文献综述

1.1概述

化工生产中所处理的原料，中间产物，粗产品几乎都是由若干组分组成的混合物，而且其中大部分都是均相物质。生产中为了满足储存，运输，加工和使用的需求，时常需要将这些混合物分离为较纯净或几乎纯态的物质。

工业生产中应用最广泛的是精馏。它是连续进行多次部分汽化和部分冷凝的过程，是可以让混合液体得到较为充分分离的连续操作。精馏也可按照不同方法分类，例如按操作压力可分为常压、加压和减压精馏，按分离混合液体中组分的数目可分为双组分和多组分精馏。

塔设备是炼油、化工、石油化工等生产中广泛应用的气液传质设备。根据塔内气液接触部件的结构型式，主要分为板式塔和填料塔两大类。板式塔内设置一定数目的塔板，气体以鼓泡或喷射形式穿过板上液层进行质热传递，气液相组成呈阶梯变化，属逐级接触逆流操作过程。填料塔内装有一定高度的填料层，液体自塔顶沿填料表面下流，气体逆流向上（也有并流向下者）与液相接触进行质热传递，气液相组成沿塔高连续变化，属微分接触操作过程。

精馏操作既可采用板式塔，也可采用填料塔，板式塔为逐级接触型气－液传质设备，其种类繁多，根据塔板上气－液接触元件的不同，可分为泡罩塔、浮阀塔、筛板塔、穿流多孔板塔、舌形塔、浮动舌形塔和浮动喷射塔等多种。板式塔在工业上最早使用的是泡罩塔(1813年)、筛板塔(1832年)，其后，特别是在本世纪五十年代以后，随着石油、化学工业生产的迅速发展，相继出现了大批新型塔板，如S型板、浮阀塔板、多降液管筛板、舌形塔板、穿流式波纹塔板、浮动喷射塔板及角钢塔板等。目前从国内外实际使用情况看，主要的塔板类型为浮阀塔、筛板塔及泡罩塔，而前两者使用尤为广泛。

筛板塔是最早应用于工业生产的设备之一，五十年代之后通过大量的工业实践逐步改进了设计方法和结构近年来与浮阀塔一起成为化工生中主要的传质设备。为减少对传质的不利影响可将塔板的液体进入区制成突起的斜台状。这样可以降低进口处的速度使塔板上气流分布均匀。筛板塔多用不锈钢板或合金制成，使用碳刚的比率较少。实际操作表明，筛板塔在一定程度的漏夜状态下操作使其板效率明显下降其操作的负荷范围较袍罩塔窄，但良好的塔，其操作弹性仍可达到3-4。

在常压操作的连续精馏塔内分离苯-甲苯混合液，已知原料液的处理量为30.4t/h，组成为55.4%（苯的质量分率），要求塔顶馏出液的组成为99%（苯的质量分率）塔底釜的组成为2%。

设计条件如下：

操作压力 4kPa (塔顶表压) 进料热状况 泡点进料 1.2方案的确定及基础数据

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。塔顶上升的蒸汽采用全凝器冷凝，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贮罐。该物系属易分离物系，最小回流比较小，故操作回流比是最小回流比的2倍，塔釜采用间接蒸汽加热塔顶产品经冷却后送入贮罐。

表1 苯和甲苯的物理性质

项目 苯A 甲苯B

分子式 C6H6 C6H5—CH3

分子量M 78.11 92.13

沸点（℃）

80.1 110.6

临界温度tC（℃）

288.5 318.57

临界压强PC

（kPa） 6833.4 4107.7

表2 苯和甲苯的饱和蒸汽压

温度

00

0C

80.1 101.33 40.0

85 116.9 46.0

90 135.5 54.0

95 155.7 63.3

100 179.2 74.3

105 204.2 86.0

110.6 240.0

PA,kPa PB，kPa

表3 常温下苯—甲苯气液平衡数据

温度

0C

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 0 0

液相中苯的摩尔分率汽相中苯的摩尔分率

表4 纯组分的表面张力

温度 苯，mN/m 甲苯，Mn/m

21.2 21.7

80

20 20.6

90 100 18.8 19.5

110 17.5 18.4

120 16.2 17.3

表5 组分的液相密度

温度(℃) 苯,kg/m3 甲苯,kg/m

380 814 809

805 801

90

791 791

100

778 780

110

763 768

120

表6 液体粘度μL

温度(℃) 苯（mPa.s） 甲苯（mPa.s）

80 0.308 0.311

90 0.279 0.286

100 0.255 0.264

110 0.233 0.254

120 0.215 0.228

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 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

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 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

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 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

2 塔物料衡算

2.1原料液及塔顶、塔底产品的摩尔分率

苯的摩尔质量MA?78.11kg/kmol 甲苯的摩尔质量 MB?92.13kg/kmol

0.554xF?0.55478.1178.11?0.446?0.59492.13

0.99xD?0.9978.1178.11?0.01?0.992

92.130.02xW?0.0278.1178.11?0.98?0.024

92.132.2原料液及塔顶、塔底产品的平均摩尔质量

MF?0.594?78.11??1?0.594??92.13?83.80kg/kmol MD?0.992?78.11??1?0.992??92.13?78.22kg/kmol MW?0.024?78.11??1?0.024??92.13?91.79kg/kmol

2.3物料衡算

原料处理量

F?30.4?1000?362.77kmol/h

83.80总物料衡算 D?W?362.77

苯物料衡算 0.594F?0.992D?0.024W 联立解得

D?213.61kmol/h W?149.16kmol/h 式中 F------原料液流量 D------塔顶产品量 W------塔底产品量

3 塔板数的确定

3.1理论板层数NT的求取

苯-甲苯属于理想物系，采用逐板计算法求理论层数

由表10-2[1]苯-甲苯物质在总压101.3kpa下的t-x关系

x?0.594

t?920.594?0.504?

88?920.651?0.504tF?89.55

00由表10-1[1]苯-甲苯在某温度t下蒸汽压PA 、PB

PA0?144.189.55?920? PA?134.5kpa

128.4?144.188?92PB0?57.889.55?920? PB?53.5kpa

50.8?57.888?92理想物系

PA0α?0?2.51

PB平衡线方程

Y?αx2.51x?

1??α?1?x1?1.51x泡点进料

q?1 xe?xF?0.594 Rmin?xD?ye2.51?0.594?0.786 ye?1?1.51?0.594ye?xe0.992?0.786?1.07

0.786?0.594Rmin?取操作回流比 R?2Rmin?2?1.07?2.14

3.2求精馏塔气液相负荷

L?R?D?2.14?213.61?457.1kmol/h

V??R?1?D??2.14?1??213.61?670.7kmol/h

V??V?670.7kmol/h

3.3操作线方程

精馏段方程为 yn?1?xdRxn??0.682xn?0.316 R?1R?1WxwL?qFxm??1.132xm?0.005

L?qF?WL?qF?W提馏段方程为 ym?1?3.4逐板计算法求理论板层数

平衡方程 y?2.51x

1?1.51x精馏段方程 y?0.682x?0.316

y1?xD

y1?0.992??平???x1?0.980??精???y2?0.984??平???x2?0.961??精???y3?0.971??平???x3?0.930??精???y4?0.950??平???x4?0.883??精??? y5?0.918??平???x5?0.816??精???y6?0.873??平???x6?0.733??精???y7?0.816??平???x7?0.693??精???y8?0.752??平???x8?0.5480.548?x8?xF?0.594

提馏段方程 y?1.132x?0.005

x8?0.548??提???y9?0.615??平???x9?0.389??提???y10?0.435??平???x10?0.235??提???y11?0.261??平???x11?0.123??提???y12?0.134??平??? x12?0.058??提???y13?0.061??平???x13?0.025??提???y14?0.023??平???x14?0.009?xW?0.024总理论板数为 NT?14层 （包括再沸器）

3.5全塔效率ET估算

查温度组成图得到塔顶温度TD?80.49?C，塔釜温度TW?89.55?C，全塔平均温度=95.00℃ 分别查得苯甲苯的平均温度下的粘度

μA?0.267mpa?s μB?0.275mpa?s

平均粘度公式得

μm?0.594?0.267?0.275??1?0.594??0.270

全塔效率ET?0.49αμm???0.245?53.9%

3.6求实际板数

精馏段实际板层数

N精?8?14.84?15

0.539提馏段实际板层数

N提?6?11.13?12

0.539进料板在第15块板

4 精馏塔的工艺条件及有关物性数据的计算

4.1操作压力计算

塔顶操作压力 P = 101.325+4 = 105.3kPa 每层塔板压降 △P ＝ 0.27 kPa

进料板压力 PF?105.3?0.27?15?109.35kpa 塔底操作压力 PW?112.32kpa

精馏段平均压力 Pm1?105.3?109.35/2?107.3kpa 提馏段平均压力 Pm2?109.35?112.32/2?110.8kpa

????4.2安托尼方程计算

依据操作压力，有泡点方程通过试差法计算出泡点温度，其中苯，甲苯的饱和蒸汽压有 计算结果如下

塔顶温度 tD?80.49℃ 进料板温度 tF?89.55℃ 塔底温度 tW?109.51℃

精馏段的平均温度 tm1?80.49?89.55/2?85.02℃ 提馏段的平均温度 tm2?89.55?109.51/2?99.53℃

????4.3平均摩尔质量计算

塔顶平均摩尔质量就算

由 xD?y1?0.992，代入相平衡方程得x1?0.980

ML,Dm?0.980?78.11??1?0.980??92.13?78.39kg/kmol MV,Dm?0.992?78.11??1?0.992??92.13?78.22kg/kmol

进料板平均摩尔质量计算

由上面理论板的算法，得yF?0.753 ， xF?0.548

MV,Fm?0.753?78.11??1?0.753??92.13?81.57kg/kmol ML,Fm?0.548?78.11??1?0.548??92.13?84.45kg/kmol

塔底平均摩尔质量计算

由xW?0.02 ，由相平衡方程，得yW?0.049

MV,Wm?0.049?78.11??1?0.049??92.13?91.44kg/kmol ML,Wm?0.02?78.11??1?0.02??92.13?91.85kg/kmol

精馏段平均摩尔质量

MVm?78.22?81.57?79.90kg/kmol

2MLm?78.39?84.45?81.42kg/kmol

2提馏段平均摩尔质量

MVm?81.57?91.44?86.51kg/kmol

284.45?91.85?88.15kg/kmol

2MLm?4.4平均密度计算

气相平均密度计算

有理想气体状态方程计算，精馏段的平均气相密度即

ρVm?PVM107.3?79.90??2.89kg/m3 RTm8.314??85.02?273.15?提馏段的平均气相密度

ρVm?PVM110.8?86.51??3.09kg/m3 RTm8.314??99.53?273.15?液相平均密度计算

液相平均密度依下式计算，即

1/ρLm?aA/ρLA?aB/ρLB

塔顶液相平均密度计算 由tD?80.49℃，查得

ρA?813.6kg/m3 ρB?808.6kg/m3

塔顶液相的质量分率已知aa?0.99

1ρL,Dm?0.990.01 ；得ρL,Dm?813.5kg/m3 ?813.6808.6进料板液相平均密度计算 由tF?89.55℃，查得

ρA?805.4kg/m3 ρB?801.4kg/m3

进料板液相的质量分率为已知αA?0.554

1ρL,Fm?0.5540.446 ?805.4801.4ρL,Fm?803.6kg/m3

塔底液相平均密度的计算 由tW?109.51℃，查得

ρA?778.6kg/m3 ρB?780.5kg/m3

塔底液相的质量分率已知αA?0.02

1ρL,Wm?0.020.98 ?778.6780.5ρL,Wm?780.5kg/m3

精馏段液相平均密度为

ρLm?813.5?803.6?808.6kg/m3

2提馏段液相平均密度为

ρLm?780.5?803.6?792.1kg/m3

24.5液体平均表面张力计算

液相平均表面张力依下式计算，即

ζLm??xζl?1n22

塔顶液相平均表面张力的计算 由tD?80.49℃，查得

ζA?21.14mN/m ζB?21.65mN/m

ζL,Dm?0.992?21.14?0.008?21.65?21.14mN/m

进料板液相平均表面张力的计算

由tF?89.55℃，查得

ζA?20.05mN/m ζB?20.64mN/m

ζL,Fm?0.594?20.05?0.406?20.64?20.29mN/m

塔底液相平均表面张力的计算 由tW?109.51℃，查得

ζA?17.56mN/m ζB?18.45mN/m

ζL,Wm?0.024?17.56?0.976?18.45?18.43mN/m

精馏段液相平均表面张力为

ζLm?21.29?21.14?20.72mN/m

2提馏段液相平均表面张力为

ζLm?20.29?18.43?19.36mN/m

24.6液体平均粘度计算

液相平均粘度依下式计算，即

μLm??xμii

塔顶液相平均粘度的计算 由tD?80.49℃，查得

μA?0.307mpa?s μB?0.310mpa?s

μL,Dm?0.992?0.307?0.008?0.310?0.307mpa?s

进料板液相平均粘度的计算 由tF?89.55℃，查得

μA?0.280mpa?s μB?0.287mpa?s

μL,Fm?0.594?0.280?0.406?0.287?0.283mpa?s

塔底液相平均粘度计算

由tW?109.51℃，查得

μA?0.233mpa?s μB?0.254mpa?s

μL,Fm?0.024?0.233?0.976?0.254?0.253mpa?s

精馏段液相平均粘度为

μLm?0.307?0.283?0.295mpa?s

2提馏段液相平均粘度为

μLm?0.253?0.283?0.268mpa?s

24.7气液负荷计算

精馏段：

V??R?1?D??2.14?1??213.61?670.74kmol/h Vs?V?MVm3600ρVm?670.74?79.90?5.15m3/s

3600?2.89L?RD?2.14?213.61?457.13kmol/h

Ls?V?MLm3600ρLm?457.13?81.42?0.0128m3/s

3600?808.6提馏段：

V??R?1?D??q?1?F??2.14?1??213.61?670.74kmol/h Vs?V?MVm3600ρVm?670.74?86.15?5.216m3/s

3600?3.09L?RD?qF?2.14?213.61?1?362.77?819.90kmol/h

Ls?

V?MLm3600ρLm?819.90?88.15?0.0253m3/s

3600?792.15 精馏塔塔体工艺尺寸的计算

5.1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8 板间距与塔径关系

塔径DT，m 板间距HT，mm

0.3～0.5 200～300

0.5～0.8 250～350

0.8～1.6 300～450

1.6～2.4 350～600

2.4～4.0 400～600

对精馏段：

初选板间距HT?0.40m，取板上液层高度hL?0.06m 故HT?hL?0.40?0.06?0.34m

?Ls??ρL??V?????s??ρV????0.5?0.0128??808.6????5.15????2.89??????0.5?0.0416

查史密斯关联图得C20?0.072；依式C?C20??20??

??校正物系表面张力为20.72mN/m时，C?C20??20???0.072???????ζ??ζ??20.72???0.0725 ?20?umax?CρL?ρV808.6?2.89?0.0725?1.211

ρV2.89可取安全系数为0.7，则（安全系数0.6-0.8） 故 u?0.7umax?0.7?1.206?0.847m/s

D?4Vs4?5.15??2.783m πuπ?0.847按标准塔径圆整为2800mm，则空塔气速0.84m/s 对提馏段：

初选板间距HT?0.40m，取板上液层高度hL?0.06m 故HT?hL?0.40?0.06?0.34m

ρLm?Ls?????V??ρ?s???Vm????0.5?0.0026??793.2????5.216????3.09??????0.5?0.0777

查图得C20?0.068 依式C?C20??20???0.066

??校正物系表面张力为19.36mN/m时

?ζ?umax?CρL?ρV792.1?3.09?0.066?1.055m/s

ρV3.09u?0.7umax?0.7?1.055?0.739m/s D?4Vs4?5.216??2.98m πuπ?0.739按标准塔径圆整为3000mm，则空塔气速0.74m/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3.0m

6 塔板主要工艺尺寸的计算

6.1溢流装置计算

6.1.1精馏段

因塔径D=3.0m，可选用双溢流弓形降液管，采用平行受液盘。对精馏段各项计算如下： 1) 溢流堰长lw：双溢流lw?0.5~0.7D，取堰长lw?0.70D?0.7?3.0?2.10 2) 出口堰高hw：双溢流hw?hL?hOW

??LhLw0.0128?3600??7.21 ?0.7 2.52.5D2.1lw查图得E?1

how故

2.84??1?1000?0.0128?3600?????2.1??2/3?0.022

hw?0.06?0.022?0.038

3)降液管的宽度WD与降液管的面积Af：

由

Lw?0.7,查图得 WD/D?0.144 Af/AT?0.088 D故 Wd?0.149?3.0?0.447

Af?0.088?π?32?0.622m2 4计算液体在降液管中停留时间以检验降液管面积， 即 η?AfHT0.622?0.4??19.44s?5s（符合要求） Ls0.01284)降液管底隙高度ho：取液体通过降液管底隙的流速uo?0.25m/s

ho?Ls0.0128??0.024m

lw?u02.1?0.25hw?ho?0.038?0.024?0.014?0.006（符合）

5)受液盘

采用平行受液盘，不设进口堰，深度为50mm 6.1.2提馏段：

1) 溢流堰长lw：双溢流lw?0.5~0.7D，取堰长lw为0.70D=0.70?3.0=2.10m 2) 出口堰高hw：双溢流hw?hL?hOW

??Lh0.0253?3600Lw??14.25 ?0.7 2.52.5D2.1lwhow故

2.84??1?1000?0.0253?3600?????2.1??2/3?0.025

hw?0.06?0.025?0.035

3)降液管的宽度WD与降液管的面积Af： 由

Lw?0.7,查图得 WD/D?0.214 Af/AT?0.145 D故 Wd?0.214?3.0?0.642

Af?0.145?π?32?1.025m2 4计算液体在降液管中停留时间以检验降液管面积， 即 η?AfHT1.025?0.4??16.21s?5s（符合要求） Ls0.02534) 降液管底隙高度ho：取液体通过降液管底隙的流速uo?0.5m/s

ho?Ls0.0253??0.024m

lw?μ02.1?0.5hw?ho?0.035?0.024?0.011?0.006（符合）

6.2塔板布置

6.2.1精馏段

一）塔板的分块

因D?800mm，故塔板采用分块式。查表得，塔板分为4块。 对精馏段：

1)取边缘宽度 Wc?0.035m 安定区宽度 Ws?0.065m 2) Aa?πR2x?22?2?xR?x?sin?1?计算开孔区面积

180R??D?Wc?1.5?0.035?1.465m 2R?x?D??Wd?Ws??1.5??0.447?0.065??0.988m 26.3筛孔数n与开孔率?：

取筛孔的孔径do为5mm，正三角形排列，一般碳的板厚为3mm，取t/d0?3 故孔中心距t?3?5?15mm

1155?103?Aa?30903 筛孔数n?2t?d0?开孔率??0.907??t???10.1%

??每层板上的开孔面积A0?2?Aa?0.61m2

Vs5.15??8.44m/s A00.61气体通过筛孔的气速为u0?7 筛板的流体力学验算

塔板的流体力学验算，目的在于验算预选的塔板参数是否能维持塔的正常操作，一边决定对有关塔的参数进行必要的调整，最后还要做出塔板负荷性能图。

7.1塔板的压降

精馏段：

1)干板压降相当的液柱高度hc：依d0/ζ?5/3?1.67，查《干筛孔的流量系数》图得，

C0?0.772 ?u0?由式hc?0.051??C???0?2?ρV??ρ?L??8.44????0.051?0.772??????2?2.89???808.6???0.022 ??2)气体穿过板上液层压降相当的液柱高度hl：

ua?Vs5.15??0.768m/s

AT?Af7.069?0.3674Fa?uaρV?0.768?2.88?1.30

由εo与Fa关联图查得板上液层充气系数

?o=0.51，依式hl=hLε0=0.59×0.06=0.0354m

3) 克服液体表面张力压降相当的液柱高度hζ：

4ζL4?20.72?10?3依式hζ???0.002m

ρLgd0808.6?9.81?0.005hp?0.022?0.0354?0.002?0.0594

则单板压降：ΔPp?hpρLg?0.0594?808.6?9.81?471.2pa?0.9kpa提馏段：

1)干板压降相当的液柱高度hc：依d0/ζ?5/3?1.67，查《干筛孔的流量系数》图得，

C0?0.772 ?u0?由式hc?0.051??C???0?2?ρV??ρ?L??8.44????0.051?0.772??????2?3.33???792.1???0.0256m ??2)气体穿过板上液层压降相当的液柱高度hl：

ua?Vs0.499??0.721m/s

AT?Af7.07?0.0873Fa?uaρV?0.721?3.33?1.316

由εo与Fa关联图查得板上液层充气系数?o=0.62，依式hl=hLε0=0.037m 3)克服液体表面张力压降相当的液柱高度hζ：

4ζL4?19.36?10?3依式hζ???0.002m

ρLgd0792.1?9.81?0.005hp?0.0256?0.037?0.002?0.0646

则单板压降：ΔPp?hpρLg?0.0646?792.1?9.81?501.97pa?0.9kpa

7.2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。

7.3雾沫夹带

精馏段：

5.7?10?6ev?ζ

?ua???H?h??f??T3.25.7?10?6?20.72?10?3??0.768??0.4?2.5?0.06????3.2?0.010?0.1在设计负荷下不会发生过量雾沫夹带。

提馏段：

5.7?10?6ev?ζ

?ua???H?h??f??T3.25.7?10?6?19.36?10?3??0.721??0.4?2.5?0.06????3.2?0.0179?0.1在设计负荷下不会发生过量雾沫夹带。

7.4漏液

精馏段： 由式uow?4.4C0?0.0056?0.13hL?hζ?ρL/ρV

uow?4.4?0.772??0.0056?0.13?0.06?0.002?808.6?6.07m/s

2.89筛板的稳定系数K?提馏段： 由式uowu08.44??1.39?1.5，故在设计负荷下会产生漏液。 uow6.07?4.4C0?0.0056?0.13hL?hζ?ρL/ρV

uow?4.4?0.772??0.0056?0.13?0.06?0.002?792.1?5.59m/s

3.33筛板的稳定系数K? 7.5液泛 精馏段：

u08.44??1.49?1.5，故在设计负荷下会产生漏液。 uow5.59为防止降液管液泛的发生，应是降液管中清液层高度Hd?θHT?hw 依式Hd?hp?hl?hd

??Hd?0.0594?0.0354?0.001?0.096

取θ?0.5，则?HT?hw故Hd?θHT?hw

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。

???0.5?0.4?0.021??0.211

??提馏段：

为防止降液管液泛的发生，应是降液管中清液层高度Hd?θHT?hw 依式Hd?hp?hl?hd

??Hd?0.054?0.039?0.002?0.095

取θ?0.5，则?HT?hw故Hd?θHT?hw

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。

???0.5?0.4?0.038??0.219

??8 塔板负荷性能图

8.1漏液线：

精馏段：

由u0,min?V0,min/A0?4.4C0(0.0056?0.13(hw?how)?hc)ρL/ρV ，

hOW?LA?2.84/1000*E??l?WVs,min?4.4C0A0??? ?2β2/3?????lh2.84???hlρl/ρV??E???0.0056?0.13?hw???1000??lw???????4.4?0.772?0.101?6.02??2.84?Ls?3600????0.0056?0.13?0.038??????10002.1???????2.0651.32?14.85Ls2/32/3???808.6?0.002??2.88????‘

表9漏液线

Ls /(m3/s) Vs /(m3/s)

0.00179 2.56

0.02346 3.29

0.04572 3.70

0.0622 3.95

提馏段：

由u0,min?V0,min/A0?4.4C0(0.0056?0.13(hw?how)?hc)ρL/ρV ，

?LA?hOW?2.84/1000*E??l??

?W?Vs,min?4.4C0A02/3?????lh2.84???hlρl/ρV??E???0.0056?0.13?hw???1000??lw??????2β?4.4?0.772?0.101?6.02??2.84?Ls?3600????0.0056?0.13?0.038??????10002.1???????2.0652.63?13.56Ls2/32/3???792.1?0.002??3.09????

表9漏液线

Ls /(m3/s) Vs /(m3/s)

0.00179 3.47

0.01978 3.93

0.04042 4.25

0.0622 4.50

8.2雾沫夹带线

精馏段：

3.25.7?10?6ev?ζL?ua???H?h??f??T5.7?10?6?20.72?10?3??Vs??1.13?0.0873??HT?Hf????????3.2

ua?VsVs??0.155Vs

AT?Af7.07?0.622HT?hf?0.4?2.5?hw?how?0.305?1.31Ls2/3?2.84?0.4?2.5?0.038??1?1000???3600Ls???1.44????2/3?????

ev?5.7?1020.72?10?3?6?0.155Vs??0.305?1.31L2/3s?2/3????3.2?0.1

Vs?12.42?53.35Ls

表10雾沫夹带线

Ls /(m3/s)

0.00179

0.02346

0.04572

0.0622

Vs /(m3/s) 10.613 7.053 4.324 2.978

提馏段：

5.7?10?6ev?ζL?ua???H?h??f??T3.25.7?10?6?20.72?10?3??Vs??1.13?0.0873??HT?Hf????????3.2

ua?VsVs??0.155Vs

AT?Af7.07?0.622HT?hf?0.4?2.5?hw?how?0.3125?1.31Ls2/3?2.84?0.4?2.5?0.035??1?1000???3600Ls???1.44????2/3?????

ev?5.7?1019.36?10?3?6?0.155Vs??0.3125?1.31L2/3s?2/3????3.2?0.1

Vs?12.46?52.23Ls

表10雾沫夹带线

Ls /(m3/s) 0.00179 0.01978 0.04042 0.0622

Vs /(m3/s) 10.726 7.045 4.021 2.876

8.3液相负荷下限线

精馏段：

对于平直堰，取堰上液层高度how?0.006mm作为最小液体负荷标准

how2.84?1000?3600Ls??E??L?w??2/3a取E=1

3/2Lsmin?0.006?1000??????2.84???2.1?0.001793600

对于平直堰，取堰上液层高度how?0.006mm作为最小液体负荷标准

提馏段：

how2.84?1000?3600Ls??E??L?w??2/3取E=1

3/2Lsmin?0.006?1000??????2.84???2.1?0.00179 36008.4液相负荷上限线

精馏段：

以θ?4s作为液体在降液管中停留时间的下限

θ?AfHT0.622?0.4?0.0622 Lsmax?4Ls

提馏段：

以θ?4s作为液体在降液管中停留时间的下限

θ?AfHT0.622?0.4?0.0622 Lsmax?4Ls8.5液泛线

提馏段：

令HD?KHT?hw

由Hd?hp?hl?hd hp?hc?hl?hζ

??hl?βhL hL?hw?how

联立得KHT?K?β?1hw?β?1how?hc?hd?hζ 忽略ho，将how与Ls，LC与Vs的关系代入上式

????a?Vs?b??c?Ls2?d?Ls2/3 a??0.051?ρV?2??Aolo??ρL?0.051????0.101?6.02?2.1?2??2.88???808.6???0.00012 ??2b??KHT??K?β?1?hw?0.22?0.4??0.22?0.59?0.1?0.038?0.0359

c??0.153/?loho??0.153/2.1?0.22?0.089??4.38

22?3600??3?d?2.84?10E?1?β???L???w?

代数得0.00012Vs222/3?2.83?10?3?3600??1??1?0.59???2.1????2/3?0.645?0.0359?4.38Ls2?0.645Ls2/3

Vs?299.177?36500Ls2?5375Ls2/3

表11 液泛线

Ls /(m3/s)

0.00179

0.02346

0.04572

0.0622

Vs /(m3/s) 14.83 12.49 11.502 10.96

做出筛板负荷性能图

图1 筛板负荷性能图

151413121110987液泛线液相负荷下限线雾沫夹带线654321漏液线0.000.010.020.030.040.050.06Ls(m3/s)提馏段：

令HD?KHT?hw

??液相负荷上限线0.07Vs(m3/s)由Hd?hp?hl?hd hp?hc?hl?hζ

hl?βhL hL?hw?how

联立得 KHT?K?β?1hw?β?1how?hc?hd?hζ 忽略ho，将how与Ls，LC与Vs的关系代入上式

????a?Vs?b??c?Ls2?d?Ls2/3 a??0.051?ρV?2??Aolo??ρL?0.051????0.101?6.02?2.1?2??3.09???792.1???0.000115 ??2b??KHT??K?β?1?hw?0.238?0.4??0.238?0.62?1?0.035?0.0468

c??0.153/?loho??0.153/?2.1?0.024??60.23

22?3600?d??2.84?10?3E?1?β???L???w?

代数得0.000115Vs222/3?2.83?10?3?3600??1??1?0.62???2.1????2/3?0.657?0.0468?60.23Ls2?0.657Ls2/3

Vs?406.95?523739Ls2?5713Ls2/3

表11 液泛线

Ls /(m3/s)

0.00179

0.01978

0.04042

0.0622

Vs /(m3/s) 19.92 17.25 14.56 11.72

做出筛板负荷性能图

图1 筛板负荷性能图

2018161412液泛线Vs(m3/s)108642液相负荷下限线雾沫夹带线漏液线0.000.010.020.030.040.050.06Ls(m3/s)

9 设备设计

9.1塔顶全凝器的计算与选型

9.1.1全凝器的传热面积和冷却水的消耗量

tD?80.49℃

冷凝蒸汽用量：G1?Mv?V79.90?670.7??14.89kg/s

36003600查得苯的潜热r?394kj/kg 甲苯的潜热r?362kj/kg

r?0.992?394?0.008?362?393.7kj/kg

9.1.2对Q估算

以苯-甲苯的冷凝潜热为主计算Q?G1r?14.89?393.7?5860.5kw

液相负荷上限线0.079.1.3水的流量

G2?Q5860.5??81.23kg/s

CpΔt4.18??45?30??30???80.94?45?15??42.5℃

80.49?300.353ln80.49?459.1.4平均温差

?80.949.1.5传热面积参照表

K?700W/m2?℃

Q5860.5?103A???197m2

kΔtm700?42.5安全系数取1.2，换热面积A?1.2?19.2?23.0m

2??9.2再沸器

9.2.1 tw?109.51℃ 加热蒸汽量：

G3?MVV670.7?86.51??16.12kg/s 36003600r?0.024?394?0.976?362?362.8

对Q估算 Q??G3r?16.12?362.8?5848.3kw

9.2.2考虑5%热损失

Q?1.05?5848.3?6140.7

选0.3Mpa的饱和水蒸气加热，ts热?133.5℃

Δtn?133.5?109.51?23.99℃

取传热系数K?1000w/m?k

?2?估算传热面积 A?Q5458.3?1000??243.8m2

KΔtm1000?23.99243.8?304.7m2 0.8取安全系数0.8，实际传热面积A?10 各种管尺寸确定

10.1进料管

泵输进料，UF?2.0m/s

LF?F?MFρF?83.80?362.77?37.83m3/h?0.0105m3/h

803.6dF?4?LF?πμF4?0.0105?0.818m

π?2.010.2出料管

釜残液的体积流量：

Ls?W?Mwρw?149.16?91.79?17.54m3/h?0.00487m3/s

780.5uw?1.0m/s dw?4?0.00487?0.0787m

π?110.3塔顶蒸汽管dp

uv?15m/s dp?4Vs?πuv5.15?4?0.66m

3.14?1510.4回流管dR

强制回流 uR?2.0m/s

dR?4Ls?πuR4?0.0128?0.090m

3.14?2.010.5再沸返塔蒸汽管 dv

uv?15m/s dV?4Vs??πuv0.490?4?0.66

15?3.1411 塔高

总塔高度=塔顶空间+塔底空间+人孔+塔高

取塔顶空间HD?1.2m 塔底空间HB?1.2m 人孔数=4 取孔径为0.5m

H=(n-nF-np)HT+nFHF+H1+H2+nPHp+HD+HB

H:塔高 n：实际塔板数 nF:进料板数 nP :人孔数 HF：进料板间距

Hp：人孔板间距 HB：塔底空间高度 HD：塔顶空间高度 H1：封头高度 H2：裙座高度 塔高： H=(26-1-4)0.4+0.6+4?0.5+1.2+1.2+3+0.34=16.7m

设计结果一览表

项目

各段平均压强 各段平均温度 平均流量 实际塔板数 板间距 塔的有效高度 塔径 空塔气速 塔板液流形式 溢流管型式

堰长 堰高 溢流堰宽度

气相 液相

符号 Pm tm VS LS N HT Z D u lw hw Wd

单位 kPa ℃ m/s m/s 块 m m m m/s m m m

33

计算数据

精馏段 107.3 85.02 5.15 0.0128 15 0.40

提留段 110.8 99.53 5.216 0.0253 11 0.40

4.0

3.0 0.84 双流型 弓形 2.10 0.038 0.447

3.2

3.0 0.74 双流型 弓形 2.10 0.035 0.642

管底与受业盘距离

板上清液层高度 孔径 孔间距 孔数 开孔面积 筛孔气速 塔板压降

液体在降液管中停留时间 降液管内清液层高度 雾沫夹带 负荷上限 负荷下限 液相最大负荷 液相最小负荷 操作弹性

ho hL do t n uo hP η Hd eV LS·max LS·min

m m mm mm 个 m m/s m s m kg液/kg气

m/s m/s

332

0.03 0.06 5.0 15.0 30903 0.61 8.44 0.022 19.44 0.0594 0.010 漏液控制 0.0622 0.00179 1.88

0.036 0.06 5.0 15.0 30903 0.61 8.44 0.022 16.21 0.102 0.010 漏液控制

雾沫夹带控制 雾沫夹带控制

12.设计体会

本设计对苯—甲苯分离过程筛板精馏塔装置进行了设计。通过近两周的努力，反经过复杂的计算和优化，我终于设计出一套较为完善的塔板式连续精馏塔设备。其各项操作性能指标均能符合工艺生产技术要求，而且操作弹性大，生产能力强，达到了预期的目的。

通过这次课程设计我学到了很多知识，同时也对以前所学过的知识进行了复习，学会以严谨的态度对待每一件事情，从中受益匪浅。首先，我去图书馆借阅了大量有关书籍，并从设计书上了解熟悉了设计的流程和方法。通过查阅资料我对设计有了一定的了解，并确定了设计方案和具体流程及设计时间表，然后就进入了正式的设计工作当中。

从最简单的物料衡算开始，把设计题目中的操作条件转化为化工原理课程物料衡算相关的变量最终把物料衡算正确的计算出来。然后是回流比的确定，应用分离工程中的计算式出了最小回流比，然后通过分析确定了放大倍数求出了实际回流比。同样理论塔板数的计算也是通过复杂但有序的计算得出。

接下来塔的工艺尺寸计算，筛板流体力学验算，塔板负荷性能图计算等。当然这一路下来并不是一帆风顺的。在验算漏液时我发现得出的验算值小于规定值，通过讨论分析，我们整理出可能几条导致这一问题原因，在对这几个因素逐一分析后我们把目标转向了最大的“疑犯”筛板孔心距。原来是我们把孔心距取值取得偏小了，因为我们这个塔的生产能力比较大，太小的孔心距会导致板

上液层压力大于板下气流产生的压力就会导致漏液的产生。在重新取了一个稍大的孔心距后通过验算漏液问题得到顺利解决。

这次历时近两周的的课程设计使我把平时所学的理论知识运用到实践中，使我对书本上所学理论知识有了进一步的理解，也使我自主学习了新的知识并在设计中加以应用。此次课程设计也给我提供了很大的发挥空间，积极发挥主观能动性独立地去通过书籍、网络等各种途径查阅资料、查找数据和标准，确定设计方案。通过这次课程设计提高了认识问题、分析问题、解决问题的能力。总之，这次课程设计不仅锻炼了我应用所学知识来分析解决问题的能力，也提高了自主学习，检索资料和协作的技能。

最后，非常感谢高玉红老师在这次课程设计中给予我的敦促和指导工作。对于设计中遇到的问题她给予了我认真明确耐心的指导，这极大的鼓励了我完成设计的决心。

13.本设计中符号的说明

13.1英文字母:

A0筛孔面积，㎡ h0降液管底高度，m

Aa塔板开孔面积，㎡ hζ相克服表面张力压降所当高度，m Af降液管面积， ㎡ k筛板的稳定系数 AT 塔截面积，㎡ L塔内下降液体流量，kmol/h C计算时umax的负荷因数 lW溢流堰高度,m CO流量系数 LS下降液体流率，m/s D塔径，m N 理论板数 d0 筛孔直径，mm NP实际塔板数 E液流收缩系数 NT理论塔板数 ET 全塔效率 n筛孔数

ev 雾沫夹带量，kg液/kg气 P操作压强，kpa F 进料流量, kmol/h △P压强降， pa或kpa Fa气相动能因数 q 进料热状态承参数 H 板间距，mm R回流比

3

hc 与干板压降相当液柱高度 ，m

t筛孔中心距，mm

hl 与气流穿过液层的压降相当液柱高度m u空塔气速，m/s hf 板上鼓泡层高度，m u0 筛孔气速, m/s

hL 板上液高度，m u0降液管底隙处液体流速,m/s hd,与液体流经降液管压降相当量液柱高度，m

DF 进料管直径, m Dl 回流管直径, m DW 釜液出口管直径, m DT 塔顶蒸汽管直径, m hp 与单板压降相当液层高度，m how 堰上液层高度，m hw 溢流堰长度， m W釜残液流量，kmol/h WC 无效区块度，m Wd 弓形降液管高度，m

ws安定区宽度，m X液相中易挥发组分摩尔分率 Y气相中易挥发组分摩尔分率 Z塔的有效高度，m vs塔内上升蒸汽流量，m/s 13.2下标

A易挥发组分 B难挥发组分L液相 D馏出液 h 小时 i组分序号 m平均 F原料液 min最小 max最大 n塔板序号 13.3希腊字母 α相对挥发度，无因次

β干筛孔流量系数的修正系数 ，无因次

3

′

ζ液体表面张力， mN/m δ筛板厚度，mm μ粘度， mPa.s

?液体密度校正系数 ?V气相密度,kg/m3

θ开孔率 t时间,s ρL液相密度,kg/m

3

14.参考文献

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[6]匡国柱，史启才. 化工单元过程及设备课程设计[M].化学工业出版社，2002.1 [7]王国胜. 化工原理课程设计（第三版）[M].大连理工大学出版社，2005.2 [8]杨秀琴，徐绍红. 化工设计概论[M].化学工业出版社，2010.10 [9]杨基和 蒋培华. 化工工程设计概论[M].中国石化出版社，2005.7

[10]任晓光,宋永吉,李翠清. 化工原理课程设计指导[M].化学工业出版社,2009.1 [11]付家新,王为国,肖稳发. 化工原理课程设计[M].化学工业出版社,2010.11 [12]马江权,冷一欣. 化工原理课程设计[M].中国石化出版社，2009

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