完整化工原理课程设计 - 苯-甲苯精馏塔设计

武 昌 理 工 学 院

化工原理课程设计

题 目：产量24180t/a93.2%苯的筛板精馏塔的设计 学 院： 生命科学学院 专 业： 制药1101 学 号： 20114790013 学生姓名： 柯永新 指导教师： 陈驰

2013年6月28日

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苯-甲苯连续精馏筛板塔的设计

目录

一 序 言 ...................................................................................................................... 3 二 化工原理课程设计任务书 ...................................................................................... 4 三 设计计算 ................................................................................................................ 5

3.1 设计方案的选定及基础数据的搜集 ............................................................. 5 3.2 精馏塔的物料衡算 ......................................................................................... 8 3.3 精馏塔的工艺条件及有关物性数据的计算 ............................................... 11 3.4 精馏塔的塔体工艺尺寸计算 ....................................................................... 16 3.5 塔板主要工艺尺寸的计算 ........................................................................... 17 3.6 筛板的流体力学验算 ................................................................................... 20 3.7 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 故全塔高为11.3m，另外由于使用的是虹吸式再沸器，可以在较低位置安置，所以裙板取了较小的1.5m。六 参考书目 ................................................................ 34 七 附录 ...................................................................................................................... 35

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苯-甲苯连续精馏筛板塔的设计

一 序 言

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。

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苯-甲苯连续精馏筛板塔的设计

二 化工原理课程设计任务书

设计题目 板式精馏塔的设计 1、设计方案简介：对给定或选定的工艺流程、主要设备进行简述； 2、主要设备的工艺设计计算：工艺参数的选定、物料和能量衡算、 筛板塔结构设计和工艺尺寸的设计计算； 3、辅助设备的选型； 4、绘流程图：以单线图的形式描绘，标出主体设备和辅助设备的 物料方向、物流量、能流量； 5、精馏塔的设备工艺条件图； 6、编写设计计算说明书。 1、用板式精馏塔分离苯-甲苯双组分溶液； 2、处理能力为3250kg/h； 3、原料液中xF=0.351（摩尔分数，下同）； 3、设计要求，馏出液xD=0.932，釜底液xW=0.042 4、进料状态属于泡点进料； 5、操作压力是常压，采用间接蒸汽加热方式。 主要内容 设计参数 1、布置任务，查阅资料，其它准备……………1天 2、主要工艺设计计算……………………………3天 3、辅助设备选型计算……………………………1天 设计计划4、绘制工艺流程图………………………………2天 进度 5、绘制主要设备工艺条件图……………………2天 6、编写设计计算说明书…………………………2天 7、考核……………………………………………1天 合计：（2周）…………………………………12天 1、《化工原理课程设计》，贾绍义等编，天津大学出版社，2002.08 2、《化工原理》（上、下册），夏清等编，天津大学出版社，2005.01 主要参考3、《化工工艺设计手册》（第三版）（上下册），化学工业出版社， 文献 2003.08 等等。 1、设计说明书：A4幅面； 设计文件2、工艺流程图：A2幅面； 要求 3、设备工艺条件图：A3幅面；

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苯-甲苯连续精馏筛板塔的设计

三 设计计算

3.1 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：

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苯-甲苯连续精馏筛板塔的设计

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

105 0.130 0.262 80 90 6

100 110 120 苯-甲苯连续精馏筛板塔的设计

苯，mN/m 甲苯，Mn/m 温度(℃) 苯,kg/m3 甲苯,kg/m3 21.2 20 18.8 17.5 21.7 20.6 19.5 18.4 表5 组分的液相密度([1]：P382附录图8) 80 814 90 805 100 791 110 778 16.2 17.3 120 763 768 120 0.215 0.228 809 801 791 780 表6 液体粘度μL（[1]：P365） 90 0.279 0.286 100 0.255 0.264 110 0.233 0.254 温度(℃) 80 苯（mPa.s） 0.308 甲苯0.311 （mPa.s） 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 表7常压下苯——甲苯的气液平衡数据 液相中苯的摩尔分率 气相中苯的摩尔分率 x y 0.00 0.00 1.00 2.50 3.00 7.11 5.00 11.2 10.0 20.8 15.0 29.4 20.0 37.2 25.0 44.2 30.0 50.7 35.0 56.6 40.0 61.9 45.0 66.7 50.0 71.3 55.0 75.5 60.0 79.1 65.0 82.5 70.0 85.7 75.0 88.5 80.0 91.2 85.0 93.6 90.0 95.9 95.0 98.0 97.0 98.8 99.0 99.61 100.0 100.0

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苯-甲苯连续精馏筛板塔的设计

3.2 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 MB?92.13kg/kmol 自定义取值xF=0.351

xD=0.932 xw=0.042

（2）原料液及塔顶、塔底产品的平均摩尔质量

MF=0.351×78.11+(1-0.351)×92.13=87.21(㎏/mol) MD=0.932×78.11+(1-0.932)×92.13=79.06(㎏/mol) MW=0.042×78.11+(1-0.042)×92.13=91.56(㎏/mol)

（3）物料衡算 原料处理量

F = 3250/81.20 =40.03kmol/h 总物料衡算 D + W =40.03

苯物料衡算 0.351F = 0.932D + 0.042W 联立解得

D = 13.90 kmol/h W = 26.13 kmol/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

（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利用q线方程和相平衡方程联立求解得到最小回流比

q线方程：

（泡点进料q=1）

相平衡方程：y=αxP/(1+(α-1)xP)

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苯-甲苯连续精馏筛板塔的设计

q=1则q线为垂直线，古xP = xF = 0.351

相对挥发度α = VA /VB = PA0 /PB0 （参照上表） 计算求得平均挥发度 α = 2.47 求得 xP = 0.351 yP = 0.57

依据最小回流比计算公式 Rmin = (xD - yP)/(yP - xP)=1.65

R = 1.8Rmin =1.8×1.65=2.97

②求精馏塔的气、液相负荷

L = RD = 1.65 × 13.90=22.935 (kmol/h) V =(R+1)D=(1.65+1)×13.90= 36.835 (kmol/h)

V、=（R+1)D _ (1 - q)F = 2.65×13.90=36.835 (kmol/h) (L、= RD + qF = 1.65×13.9 + 40.03 =62.965 (kmol/h) ③求操作线方程 精馏段操作线方程为

yn+1 = R xn/(R+1) + xD/(R+1) = 0.75 xn +0.233

提馏段操作线方程为

y、n+1 = L、xn/V - WXW/V、 = 1.71xn -0.03

（2）逐板法求理论板

又根据R1min???1[xDx??(1?xd)] 可解得 ?=2.47 F1?xf相平衡方程 y??x1?(??1)x? 1 2.475x? 1.475解得

xy?2.47x1?1.47xx?y 变形得

2.47?1.47y 用精馏段操作线和相平衡方程进行逐板计算

yy1y11?xD = 0.932 ， x1?y?y?=0.847

1??(11)y1?2.475(1?y1)

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泡点进料：q=1) 苯-甲苯连续精馏筛板塔的设计

yn+1 = 0.75 xn +0.233

x?y2.47?1.47y

y2 = 0.75 x1 +0.233 =0.868 x2 =0.723 y3= 0.75 x2 +0.233 =0.775 x3 = 0.580 y4= 0.75 x3 +0.233 =0.668 x4 = 0.450 y5= 0.75 x4 +0.233 =0.571 x5 = 0.350

因为,

x5 = 0.350 < xF=0.351

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 yn+1 = L、xn/V、 + WXW/V、 = 1.71xn +0.03 y6= 1.71x5 -0.03 =0.568 x6 = 0.347

y7= 1.71x6-0.03 = 0.563 x7 = 0.343

y8=0.557 x8=0.337 ....

y17= 0.140 x17=0.062

y18= 0.076 x18=0.032

因为，

x18=0.032< xw=0.042

所以提留段理论板 n=18-5=13（不包括塔釜）进料板是定在第6块。 （3）全塔效率的计算

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苯-甲苯连续精馏筛板塔的设计

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

?A?0.272(mPa?s)，?B?0.279(mPa?s)

平均粘度由公式，得

?m?0.780?0.272?0.22?0.279?0.274(mPa?s)

全塔效率ET

ET?0.17?0.616lg?m?0.17?0.616lg0.274?0.516（4）求实际板数 精馏段实际板层数

N精?5?9.69?10（块）0.516

提馏段实际板层数

N提?5?9.69?10（块）0.516

进料板在第18块板。

3.3 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PF＝105.3+0.7×10＝112.2 kPa 塔底操作压力Pw=119.3 kPa

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苯-甲苯连续精馏筛板塔的设计

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tD?80.90℃ 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

ML,Dm?0.959?78.11?(1?0.959)?92.13?78.69(kg/kmol)MV,Dm?0.983?78.11?(1?0.983)?92.13?78.35(kg/kmol)

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

MV,Fm?0.877?78.11?(1?0.877)?92.13?79.83(kg/kmol)ML,Fm?0.742?78.11?(1?0.742)?92.13?81.73(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

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苯-甲苯连续精馏筛板塔的设计

MV,Wm?0.171?78.11?(1?0.171)?92.13?89.74(kg/kmol)

ML,Wm?0.077?78.11?(1?0.077)?92.13?91.05(kg/kmol)精馏段平均摩尔质量

MVm?78.35?79.83?79.09(kg/kmol)2

MLm?78.69?81.73?80.21(kg/kmol)2

提馏段平均摩尔质量

MVm?79.83?89.74?84.79(kg/kmol)2 81.73?91.05?86.39(kg/kmol)2

MLm?（4）平均密度计算 ①气相平均密度计算

由理想气体状态方程计算，精馏段的平均气相密度即

?Vm?PVM108.8?79.09??2.90(kg/m3)RTm8.314?(83.24?273.15)

提馏段的平均气相密度

?,?VmPVM115.8?84.79??3.21(kg/m3)RTm8.314?(95027?273.15)

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??814.0(kg/m);??809.1(kg/m) AB

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苯-甲苯连续精馏筛板塔的设计

塔顶液相的质量分率

求得aa?0.98

10.980.02?;得?L,Dm?813.（9kg/m3）814.0809.1

?L,Dm?进料板液相平均密度的计算 由tF＝85.53℃，查手册得

?A?808.6(kg/m3);?B?804.36(kg/m3)

进料板液相的质量分率

0.742?78.11?0.710.742?78.11?(1?0.742)?92.13

?A?1?L,Dm?0.710.29?;得?L,Fm?807.（4kg/m3）808.86804.36

塔底液相平均密度的计算 由tw＝105.0℃，查手册得

33??786.4(kg/m);??785.3(kg/m) AB

塔底液相的质量分率

aA?0.077?78.11?0.0660.077?78.11?(1?0.077)?92.13

1?L,Wm?0.0660.934?;得?L,Wm?784.（9kg/m3）786.4785.3

精馏段液相平均密度为

813.9?807.4?Lm??810.62

提馏段液相平均密度为

807.4?784.9?Lm??796.15（kg/m3）2

(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

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苯-甲苯连续精馏筛板塔的设计

塔顶液相平均表面张力的计算 由 tD＝80.94℃，查手册得

?A?21.25(mN/m);?B?21.59(mN/m)

?L,Dm?0.983?21.25?0.017?21.59?21.26(mN/m)进料板液相平均表面张力的计算 由tF＝85.53℃，查手册得

?A?21.60(mN/m);?B?21.08(mN/m)?L,Fm?0.742?20.60?0.258?21.08?20.72(mN/m)

塔底液相平均表面张力的计算 由 tW＝105.0℃，查手册得

?A?18.26(mN/m);?B?19.18(mN/m)?L,Wm?0.077?18.26?0.923?19.18?21.50(mN/m)

精馏段液相平均表面张力为

21.26?20.72?Lm??20.99(mN/m)2

提馏段液相平均表面张力为

21.50?20.72?Lm??21.11(mN/m)2

(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

?A?0.305(mPa?s);?B?0.309(mPa?s)?L,Dm?0.983?0.305?0.017?0.309?0.311(mPa?s)

进料板液相平均粘度的计算 由tF＝85.53℃，查手册得

?A?0.292(mPa?s);?B?0.297(mPa?s)?L,Dm?0.742?0.292?0.258?0.297?0.294(mPa?s)

塔底液相平均粘度的计算 由tw＝105.0℃，查手册得

?A?0.244(mPa?s);?B?0.259(mPa?s)?L,Dm?0.077?0.244?0.923?0.259?0.258(mPa?s)

精馏段液相平均粘度为

0.311?0.294?L,m??0.303(mPa?s)2

提馏段液相平均粘度为

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苯-甲苯连续精馏筛板塔的设计

Ls,max?HTAf??0.4?0.163?0.013m3/s 5根据以上各线方程，可作出筛板塔的负荷性能图，如图所示。

图1 精馏段筛板负荷性能图

在负荷性能图上，作出操作点P，连接OP，即作出操作线。由图可看出，该筛板的操作上限为液泛控制，下限为漏液控制。 同精馏段，得出提馏段的各曲线为： (1) 雾沫夹带线

5.7?10?6??uaev??L??HT?hf????

23s3.2整理得：Vs?5.52?13.07L (2) 液泛线

??HT?hw??hp?hw?how?hd

已知E=1.06 lw=1.2，同理精馏段得：

HTAf0.4?0.163?0.013m3/s5c0?0.84

Ls,max???

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苯-甲苯连续精馏筛板塔的设计

由此可作出精馏段液泛线2。 (3) 漏液线

hL?hw?how?0.0325?0.628l

Vs,minA02???786.4?3? ?4.43?0.84??0.0056?0.628L?0.00216??s????????3.2123suow?整理得：Vs,min?0.6881.90?20.25ls 据此可作出漏液线3。 (4) 液相负荷上限线

以θ＝5s作为液体在降液管中停留时间的下限，

Ls,max?HTAf?0.4?0.163?0.013(m3/s) 523?据此可作出与气体流量元关的垂直液相负荷上限线0.013。 (5) 液相负荷下限线

以how＝5s作为液体在降液管中停留时间的下限，

23how??3600?Ls,min?2.84??1.06???? 10001.2??整理得：Ls,min?9.73?10?4(m3/s) 由此可作出液相负荷下限线5。

根据以上各线方程，可作出筛板塔的负荷性能图，如图所示。

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苯-甲苯连续精馏筛板塔的设计

四 设计结果一览表

项目 各段平均压强 各段平均温度 气相 平均流量 液相 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 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 气相最大负荷 气相最小负荷 操作弹性 符号 Pm tm VS LS N HT Z D u lw hw Wd ho hL do t n uo hP τ Hd eV VS·max VS·min 单位 kPa ℃ m3/s m3/s 块 m m m m/s m m m m m mm mm 个 m2 m/s kPa s m kg液/kg气 m3/s m3/s 计算数据 精馏段 提留段 108.8 115.8 83.24 95.27 2.08 2.02 0.0043 0.0092 10 10 0.40 0.40 3.6 3.6 2 2 0.66 0.643 单流型 单流型 弓形 弓形 1.2 1.2 0.044 0.044 0.2 0.2 0.036 0.06 5.0 17.5 9660 0.185 11.26 0.591 7.09 0.121 0.00732 雾沫夹带控制 漏液控制 3.6 1.2 3.1 0.0767 0.06 5.0 17.5 9660 0.185 10.92 0.591 7.09 0.121 0.00657 雾沫夹带控制 漏液控制

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苯-甲苯连续精馏筛板塔的设计

五 板式塔得结构与附属设备

5.1附件的计算

5.1.1接管 (1)进料管

进料管的结构类型很多，有直管进料管、弯管进料管、T形进料管。本设计采用直管进料管。F=149Kg/h , ?F=807.9Kg/m3 则体积流量

V?FM进e进149?80.21?807.9?3600?0.00411m/s

管内流速u?0.6m/s

4Vu?则管径

d??4?0.004110.6?3.14?0.0934m?93.4mm

取进料管规格Φ95×2.5 则管内径d=90mm

进料管实际流速(2)回流管

u?4V?d2?4?0.004113.14?0.092?0.65m/s

采用直管回流管，回流管的回流量L?155.87kmol/h 塔顶液相平均摩尔质量M?80.21kg/kmol,平均密度

??813.9kg/m3

则液体流量

VL?LMe?155.87?80.21813.9?3600?0.00427m/s

?0.0602m?60.2mm3取管内流速u?1.5m/s

4VLu?则回流管直径

d??4?0.004271.5?3.14

可取回流管规格Φ65×2.5 则管内直径d=60mm

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本文来源：https://www.bwwdw.com/article/uki6.html