【精编完整版】苯-甲苯连续精馏筛板塔的设计化工原理毕业论文

(此文档为word格式，下载后您可任意编辑修改！) 化工原理课程设计

专业年级： 08级化学工程与工艺

指导老师：陈明燕

2011年7 月

目录

一序言 (3)

二板式精馏塔设计任务书五 (4)

三设计计算 (5)

1.1 设计方案的选定及基础数据的搜集 (5)

1.2 精馏塔的物料衡算 (7)

1.3 精馏塔的工艺条件及有关物性数据的计算 (12)

1.4 精馏塔的塔体工艺尺寸计算 (16)

1.5 塔板主要工艺尺寸的计算 (18)

1.6 筛板的流体力学验算 (20)

1.7 塔板负荷性能图 (23)

四设计结果一览表 (29)

五板式塔得结构与附属设备 (30)

5.1附件的计算 (30)

5.1.1接管 (30)

5.1.2冷凝器 (32)

5.1.3 再沸器 (32)

5.2 板式塔结构 (33)

六参考书目 (35)

七设计心得体会 (35)

八附录 (36)

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。

二板式精馏塔设计任务书五

一、设计题目

苯-甲苯连续精馏筛板塔的设计。

二、设计任务

(1)原料液中苯含量：质量分率＝50％(质量)，其余为甲苯。

(2)塔顶产品中苯含量不得低于98.8％(质量)。

(3)残液中苯含量不得高于22％(质量)。

(4)生产能力：38000 ty苯产品，年开工300天。

三、操作条件

(1)操作压力塔顶压强为常压 (2)进料热状态：泡点

(3)回流比：自选。（4）加热蒸汽常压蒸汽间接加热

(5)单板压降压：≯0.7kPa

四、设计内容及要求

(1)设计方案的确定及流程说明

(2)物性数据的收集与整理

(3)确定塔顶、塔底的操作压力和操作温度

（4）进行全塔物料衡算

（5）求最小回流比确定操作回流比

（6）求理论塔板数，进料位置

（7）求算全塔效率确定实际塔板数

（8）热量衡算

（9）塔结构设计：塔径塔高、塔板结构尺寸等

（10）塔内流体力学计算验算绘制负荷性能图

（11）工艺技术结果汇总表

五、时间及地点安排

(1)时间：2014.1.6～2013.1.10

三设计计算

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。

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P C （kPa）

苯A C6H678.11 80.1 288.5 6833.4

甲苯B C6H5—CH392.13 110.6 318.57 4107.7

表2 苯和甲苯的饱和蒸汽压

温度80.1 85 90 95 100 105 110.6 ,kPa 101.33 116.9 135.5 155.7 179.2 204.2

240.0 ，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]：例1—1附表2）温度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 1.000 0.900 0.777 0.630 0.456 0.262

率

表4 纯组分的表面张力([1]：附录图7)

温度80 90 100 110 120

苯，mNm 甲苯，Mnm 21.2

21.7

20

20.6

18.8

19.5

17.5

18.4

16.2

17.3

表5 组分的液相密度([1]：附录图8)

温度(℃) 80 90 100 110 120 苯,kg 814 805 791 778 763 甲苯,kg 809 801 791 780 768

表6 液体粘度μ（[1]：）

温度(℃) 80 90 100 110 120

苯（mP.s）0.308 0.279 0.255 0.233 0.215 甲苯（mP.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

1.2 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 甲苯的摩尔质量

780

.013.92/25.011.78/75.011

.78/75.0x F =+=

983

.013.92/02.011.78/98.011

.78/98.0x D =+=

099

.013.92/915.011.78/085.011

.78/085.0x W =+= （2）原料液及塔顶、塔底产品的平均摩尔质量

)/(kg 0.2813.192)780.01(11.78780.0kmol M F =?-+?= )/(kg 078.43.192)983.01(11.78983.0kmol M D =?-+?=

)/90.73(kg 3.192)099.01(11.78099.0kmol M W =?-+?= （3）物料衡算 原料处理量

)

/(1049.12431020.8190000000

2h kmol F ?=??=

总物料衡算

苯物料衡算

联立解得

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

（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

取操作回流比为

②求精馏塔的气、液相负荷

)/(89.15511931.1h kmol RD L =?==

)kmol/h (9.8274119)11.31()1(=?+=+=D R V

)/(89.27411931.2)1()1('h kmol F q D R V =?=--+= (泡点进料：q=1) )/(89.304149111931.1'h kmol qF RD L =?+?=+= ③求操作线方程

精馏段操作线方程为

426.0567.0111+=+++=+n D

n n x R x x R R

y

提馏段操作线方程为

011.0109.1'''1-=+=+n W n n x V Wx x V L y

（2）逐板法求理论板

又根据 可解得 =2.47

相平衡方程 解得

变形得

用精馏段操作线和相平衡方程进行逐板计算

= 0.983 ， =0.959

，

，

，

，

，

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 ，

，

，

326.0426.0567.0910=+=x y ，

171.0426.0567.01011=+=x y ，

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

，

平均粘度由公式，得

)(274.0279.022.0272.0780.0s mPa m ?=?+?=μ

全塔效率E T

516

.0274.0lg 616.017.0lg 616.017.0=-=-=m T E μ （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。

1.3 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+101.3 kPa

每层塔板压降△P＝0.7 kPa

进料板压力＝105.3+0.7×10＝112.2 kPa

塔底操作压力=119.3 kPa

精馏段平均压力P m1 ＝（105.3+112.3）2＝108.8 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℃

进料板温度＝85.53℃

塔底温度=105.0℃

精馏段平均温度=（ 80.9.+85.53）2 = 83.24℃

提馏段平均温度=（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x D=y 1=0.957,代入相平衡方程得x 1=0.959 )

/(69.7813.92)959.01(11.78959.0m ,kmol kg M D L =?-+?= )

/(35.7813.92)983.01(11.78983.0m ,kmol kg M D V =?-+?= 进料板平均摩尔质量计算

由上面理论板的算法，得＝0.877，＝0.742 )

/(83.7913.92)877.01(11.78877.0m ,kmol kg M F V =?-+?= )

/(73.8113.92)742.01(11.78742.0m ,kmol kg M F L =?-+?= 塔底平均摩尔质量计算

由xw=0.077,由相平衡方程，得yw=0.171 )/(74.8913.92)171.01(11.78171.0m ,kmol kg M W V =?-+?= )

/(05.9113.92)077.01(11.78077.0m ,kmol kg M W L =?-+?= 精馏段平均摩尔质量

)/(09.79283.7935.78m kmol kg M V =+=

)/(21.80273.8169.78m kmol kg M L =+=

提馏段平均摩尔质量

)/(79.84274.8983.79m kmol kg M V =+=

)/(39.86205.9173.81m kmol kg M L =+=

（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

（7）)/(90.2)15.27324.83(314.809.798.1083m kg RT PV m M Vm =+??==

ρ 提馏段的平均气相密度

)/(21.3)15.27395027(314.879.848.1153,m kg RT PV m M V m =+??==ρ 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t D ＝80.94℃，查手册得

)/(1.809);/(0.81433m kg m kg B A ==ρρ 塔顶液相的质量分率

）（得3m ,m ,/kg 9.813;1.80902.00.81498.01

m D L D L =+=ρρ 进料板液相平均密度的计算 由t F ＝85.53℃，查手册得

)/(36.804);/(6.80833m kg m kg B A ==ρρ 进料板液相的质量分率

71.013.92)742.01(11.78742.011.78742.0=?-+??=

A α ）（得3m ,m ,/kg 4.807;36.80429.086.80871.01

m F L D L =+=ρρ 塔底液相平均密度的计算 由t w ＝105.0℃，查手册得

)/(3.785);/(4.78633m kg m kg B A

==ρρ 塔底液相的质量分率

066.013.92)077.01(11.78077.011.78077.0=?-+??=

A a ）（得3m ,m ,/kg 9.784;3.785934.04.786066.01

m W L W L =+=ρρ 精馏段液相平均密度为

提馏段液相平均密度为

）（3/kg 15.79629.7844.807m Lm =+=ρ

(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 D ＝80.94℃，查手册得

)/(59.21);/(25.21m mN m mN B A ==σσ )/(26.2159.21017.025.21983.0,m mN D m L =?+?=σ

进料板液相平均表面张力的计算 由t F ＝85.53℃，查手册得 )/(72.2008.21258.060.20742.0)/(08.21);/(60.21,m mN m mN m mN Fm L B A =?+?===σσσ 塔底液相平均表面张力的计算 由 t W ＝105.0℃，查手册得

)/(50.2118.19923.026.18077.0)/(18.19);/(26.18,m mN m mN m mN Wm L B A =?+?===σσσ 精馏段液相平均表面张力为

)/(99.20272.2026.21m mN Lm =+=σ 提馏段液相平均表面张力为 )/(11.21272.2050.21m mN Lm =+=

σ (6) 液体平均粘度计算

液相平均粘度依下式计算，即 μLm=Σxi μi

塔顶液相平均粘度的计算 由 t D ＝80.94℃，查手册得

)(311.0309.0017.0305.0983.0)(309.0);(305.0,s mPa s mPa s mPa Dm L B A ?=?+?=?=?=μμμ 进料板液相平均粘度的计算

由t F ＝85.53℃，查手册得

)(294.0297.0258.0292.0742.0)

(297.0);(292.0,s mPa s mPa s mPa Dm L B A ?=?+?=?=?=μμμ 塔底液相平均粘度的计算

由tw ＝105.0℃，查手册得

)(258.0259.0923.0244.0077.0)

(259.0);(244.0,s mPa s mPa s mPa Dm L B A ?=?+?=?=?=μμμ 精馏段液相平均粘度为

)(303.02294.0311.0,s mPa m L ?=+=μ

提馏段液相平均粘度为 )(276.02259.0294.0,s mPa m L ?=+=

μ （7）气液负荷计算

精馏段：

)/(0043.06.810360021.8089.1553600)

/(89.15511931.1)/(08.290

.2360009.7989.2743600)

/(89.274119)131.1()1(33s m M V L h km ol D R L s m M V V h km ol D R V Lm Lm S Vm Vm s =??=?==?=?==??=?==?+=+=ρρ

提馏段：

)/(0092.015.796360039.8689.3043600)

/(89.30414911931.1)/(02.221

.3360079.8489.2743600)

/(89.274119)131.1()1()1(33s m M V L h km ol qF D R L s m M V V h km ol F q D R V Lm Lm S Vm Vm s =??=?==+?=+?==??=?==?+=-++=ρρ

1.4 精馏塔的塔体工艺尺寸计算

(1) 塔径的计算

塔板间距H T 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D T ，m 0.3～0.5

0.5～0.8 0.8～1.6 1.6～2.4 2.4～4.0 板间距H T ，

mm

200～300 250～350 300～450 350～600 400～600 对精馏段：

初选板间距，取板上液层高度，

故0.400.060.34T L H h m -=-=；

0346

.09.265.81008.20043.05.05.0=??? ????? ??=???? ?????? ??V S L S V L ρρ

查史密斯关联图 得C 20=0.070；依式 校正物系表面张力为时2020.980.0720.07132020C C σ????==?= ? ?????

0.0707 )/(180.190.290.26.8100707.0max s m C V V L

=-=-=ρρρμ 可取安全系数为0.7，则（安全系数0.6—0.8），

故

)(791.1826.014.308.244)

/(826.0180.17.07.0max m V D s m S

=??===?==πμμμ

按标准,塔径圆整为2.0m,则空塔气速0.66ms 。

对提馏段：

初选板间距，取板上液层高度，

故0.400.060.3T L H h m -=-=； 0.0717

查[2]：图3—8得C 20=0.068；依式=0.069

校正物系表面张力为时

)(84.1759.014.302.244)

/(759.008.17.07.0)/(08.121.321.315.796069.0max max m V D s m s m C S

V V L

=??===?===-=-=πμμμρρρμ

按标准,塔径圆整为2.0m,则空塔气速1.56ms 。

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 。

1.5 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：单溢流去l W =（0.6～0.8）D ，取堰长为0.60D=0.60×2.0=1.20m

b)出口堰高：

016

.02.136000043.004.1100084.2h 04.181.92.136000043.0,60.0/3/25

.25.2=??? ????===?==ow W h

W E l L D l ，则

查图可得，

故 )(044.0016.006.0h m w =-=

c)降液管的宽度与降液管的面积：

由查（[2]：图3—13）得，

故 0.1240.124 1.60.198d W D m ==?=，

2223.140.07220.0722 1.60.145244

f A D m π

=?=??= 利用([2]：式3—10)计算液体在降液管中停留时间以检验降液管面积， 即0.14520.4015.700.0037f T

s A H s L τ?===（大于5s ，符合要求）

d)降液管底隙高度：取液体通过降液管底隙的流速（0.07---0.25） 依([2]：式3—11)：'0.00370.0351.060.09s o w o L h m l μ=

==??符合（） 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：

a)溢流堰长：单溢流去l W =（0.6～0.8）D ，取堰长为0.66D=0.8×1.6=1.056m

b)出口堰高：

由

查知E=1.04,依式 可得232.840.0261000h OW W L h E m l ??=

= ??? 故

c)降液管的宽度与降液管的面积：

由

查图得，

故

)(163.014.3052.0052.0)

(20.0100.02m A A m D w T f d =?====

计算液体在降液管中停留时间以检验降液管面积，

即15.16（大于5s ，符合要求）

d)降液管底隙高度：取液体通过降液管底隙的流速0.1ms （0.07---0.25） 0.036（m ）符合（）

(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

b)?????

?+-=-R x R x R x A a 12

22s i n 1802π计算开空区面积 )(96.004.012m w D R c =-=-=，)(73.0)07.02.0(1)(2m w w D x s d =--=+-= 解得，

c)筛孔数与开孔率：取筛空的孔径为，正三角形排列，一般碳的板厚为,取3.5，

故孔中心距5×5=17.5mm

筛孔数

)(945350.25.171158000101158223个=?=??=a A t n

则每层板上的开孔面积为

)(185.050.20740.020m A A a =?==? 气体通过筛孔的气速为

)/(24.11185.008.200s m A V S ===μ

1.6 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：依，查《干筛孔的流量系数》图得，C 0=0.84由式

()()()()0327.0051.0051.065

.81090.2284.024.11200=??==l v

e e c u c h b)气体穿过板上液层压降相当的液柱高度：

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