1、化工原理课程设计-苯-甲苯连续精馏筛板塔的设计专业班级 ：09 级化学工程与工艺 2 班姓 名 ： 吴凡平 学 号 ： 06109240 指导老师 ： 姚刚 设计地点 ： 东南大学成贤学院 2011 年 9 月苯-甲苯连续精馏筛板塔的设计- 2 -目录一 序 言 .- 4 -二 板式精馏塔 设计任务书 .- 5 -三 设计 计算 .- 6 -3.1 设计 方案的选定及基础数据的搜集 .- 6 -3.2 精馏塔的 物料衡算 - 9 -3.2.1 原料液及塔顶、塔底产品的摩尔分率 - 9 -3.2.2 原料液及塔顶、塔底产品的平均摩尔质量 - 9 -3.2.3 物料 衡算 - 9 -3.3 塔板数
2、的 确定 .- 9 -3.3.1 理论 塔板数的确定 - 9 -3.3.2 全 塔效率的计算 - 13 -3.3.3 求实 际板数 - 14 -3.4 精 馏塔的工艺条件及有关物性数据的计算 .- 14 -3.4.1 操作压力的计算 - 14 -3.4.2 操作温 度的计算 - 15 -3.4.3 平均摩尔质量的计算 - 16 -3.4.4 平均密度 的计算 - 17 -3.4.5 液体 平均表面张力的计算 - 20 -3.4.6 液体 平均黏度的计算 - 21 -3.4.7 气液负荷计算 - 22 -3.5 精馏塔的塔体 工艺尺寸计算 .- 23 -苯-甲苯连续精馏筛板塔的设计- 3 -3.
3、5.1 塔径的计算 - 23 -3.5.2 有效塔高的 计算 - 25 -3.6 塔板主要工艺尺寸的计算 .- 25 -3.6.1 溢 流装置计算 - 25 -3.6.2 塔板布置 - 28 -3.7 筛板的流体力学验算 .- 29 -3.7.1 塔板阻力 - 29 -3.7.2 漏液点 - 30 -3.7.3 雾沫夹带 - 31 -3.7.4 液面落差 - 31 -3.7.5 液泛的校核 - 32 -3.8 塔板 负荷性能 图 .- 33 -四 设计结果一览表 .- 41 -五 板式塔得结构与附属设备 .- 42 -5.1 附件的计算 - 42 -5.1.1 配管 - 42 -5.1.2 冷
4、凝器 - 44 -5.1.3 再沸 器 .- 45 -5.2 板式塔结 构 .- 46 -六 参考书目 .- 47 -七 设计心得体会 .- 47 -八 附录：苯-甲苯连续精 馏过程板式精馏 塔示意图 - 49 -苯-甲苯连续精馏筛板塔的设计- 4 -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
5、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。苯-甲苯连续精馏
6、筛板塔的设计- 5 -二 板式精馏塔设计任务书一、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 95(质量)。(3)残液中苯含量不得高于 5(质量)。(4)生产能力：40000t/y 苯产品，年开工 300 天。三、操作条件(1)精馏塔顶压强：常压 (2)进料热状态：泡点进料(3)回流比：自选 (4)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)塔的工艺计算(3)塔和塔板主要工艺尺寸的设计塔高、塔径以及塔板结构尺寸的确定；塔板的流体力学验算；塔板的负荷性能图。(4)编
7、制设计结果概要或设计一览表(5)辅助设备选型与计算(6)绘制塔设备结构图：采用绘图纸徒手绘制五、时间及地点安排(1)时间：2011.8.152011.9.9(第 1 周第 4 周)(2)地点：东南大学成贤学院六、参考书目1夏清,陈常贵化工原理下册天津：天津大学出版社，20052任晓光化工原理课程设计指导北京：化学工业出版社，2009苯-甲苯连续精馏筛板塔的设计- 6 -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入精馏塔
8、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 1.91388 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 38mm，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
9、，它的主要优点有：( ) 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。( ) 处理能力大，比同塔径的泡罩塔可增加 1015。( ) 塔板效率高，比泡罩塔高 15左右。( ) 压降较低，每板压力比泡罩塔约低 30左右。筛板塔的缺点是：( ) 塔板安装的水平度要求较高，否则气液接触不匀。( ) 操作弹性较小 (约 23) 。() 小孔筛板容易堵塞。下图是板式塔的简略图：苯-甲苯连续精馏筛板塔的设计- 7 -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 tC（） 临界压强PC（kPa）苯 A C6H6 78.11 80.1 288.5 683
10、3.4甲苯 B C6H5CH3 92.13 110.6 318.57 4107.7表 2 苯和甲苯的饱和蒸汽压温度 080.1 85 90 95 100 105 110.6,kPaAP101.33 116.9 135.5 155.7 179.2 204.2，kPaB40.0 46.0 54.0 63.3 74.3 86.0 240.0表 3 常温下苯甲苯气液平衡数据（2： 例 11 附表 2）8P温度 C080.1 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
11、.630 0.456 0.262表 4 纯组分的表面张力(1： 附录图 7)378温度 80 90 100 110 120苯，mN/m甲苯，Mn/m21.221.72020.618.819.517.518.416.217.3苯-甲苯连续精馏筛板塔的设计- 8 -表 5 组分的液相密度(1： 附录图 8)382P温度() 80 90 100 110 120苯 ,kg/ 3m814 805 791 778 763甲苯,kg/ 809 801 791 780 768表 6 液体粘度 （1： ）L365温度() 80 90 100 110 120苯（mP .s）a0.308 0.279 0.255 0
12、.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y110.56 0.00 0.00109.91 1.00 2.50108.79 3.00 7.11107.61 5.00 11.2105.05 10.0 20.8102.79 15.0 29.4100.75 20.0 37.298.84 25.0 44.297.13 30.0 50.795.58 35.0 56.694.09 40.0 61.992.69 45.0 66.791.40 50.0 71.390.11 55.
13、0 75.580.80 60.0 79.187.63 65.0 82.586.52 70.0 85.785.44 75.0 88.584.40 80.0 91.283.33 85.0 93.682.25 90.0 95.981.11 95.0 98.080.66 97.0 98.880.21 99.0 99.6180.01 100.0 100.0苯-甲苯连续精馏筛板塔的设计- 9 -3.2 精馏塔的物料衡算3.2.1 原料液及塔顶、塔底产品的摩尔分率物料衡算式: FWDxxF苯的摩尔质量 甲苯的摩尔质量 kmolgMB/13.9254.0./1.78/50Fx 713929D 8/5.0/.
14、Wx3.2.2 原料液及塔顶、塔底产品的平均摩尔质量 molkgMF /5.413.924.1.7854. D 7857090lkW /.3.2.3 物料衡算 原料处理量 hF/kmol7.6524305.8总物料衡算 D苯物料衡算 WF084.9.1.联立解得hkmolW/304.5式中 F-原料液流量D-塔顶产品量W-塔底产品量3.3 塔板数的确定3.3.1 理论塔板数的确定苯-甲苯连续精馏筛板塔的设计- 10 -(1)相对挥发度的计算苯的沸点:80.1 甲苯的沸点:110.6由安托因方程 CBAPtlg及网络上关于苯和甲苯的安托因系数图 2：苯和甲苯的安托因系数（来自百度网络） T=80
15、.11时苯： 085.4280.136.6lgAP甲苯： 931.7B解得： a9.KPA213PB T=110.6时苯： 3784.206.150.lgA甲苯： 6.9478BP苯-甲苯连续精馏筛板塔的设计- 11 -解得： a02.39KPPA781B则 80.1时 60.21.3981BAP110.6时 4.7.2BA123860.21（2）最小回流比的求取由于泡点进料即饱和液体进料，所以取 q=1，q 线为一条垂直线541.0qFx74.051.-7.2-yqq 045.15.01972.9.1-min FDFxR通常操作回流比可取最小回流比的 1.12 倍，即 ，则取minR2938
16、.1min（3）求精馏塔的气液相负荷 holRDL/k6.70.5kmlV/9.15321（泡点进料 q=1）hoqF.6, hkmolDR /9.1057.)(, （4）求操作线方程精馏段操作线方程： 319.067.1295.01y nnDn1n xxRx苯-甲苯连续精馏筛板塔的设计- 12 -提馏段操作线方程： WxqFLxFLm1mqy 0584.37.65044.3765.01821mx（5）逐板法求理论板数相平衡方程 即 xy1xy471.2变形得： x472用精馏段操作线和相平衡方程进行逐板计算：957.01Dxy 90.11yx2.31.6.2 827.4.7.2287.09.
17、7.023xy 36.0133yx12.3.6.4 .4724745.09.7.045xy 51.0.1.55yx15F故精馏段理论板数 n=4用提馏段操作线和相平衡方程继续逐板计算：679.018.27.56xy 462.071.4.2566yx5.67 3.77苯-甲苯连续精馏筛板塔的设计- 13 -41.068.27.18xy 24.071.4.288yx295.89 5.99170.6.027.190xy 076.41.7.2010yx88.101 3.11054341Wxx故提馏段理论板数 n=6（不包括塔釜）理论板数一共 10 块，进料板为第 5 块3.3.2 全塔效率的计算由于塔
18、顶压强为常压 =101.3 ，单板压降为 0.7 ，理论板为 10 块，DPKaKPa故塔釜压强 = 。WP6.1079.310经 chemCAD 拟合计算的塔顶温度 =81.126，塔釜温度 =110.179。DTWT所以全塔平均温度 =95.6525。mT查液体黏度共线图苯-甲苯连续精馏筛板塔的设计- 14 -图 3：液体粘度共线图分别查得苯、甲苯在平均温度下的粘度，SmPaA268.0SmPaB274.0平均粘度由公式，得 SaL 271.04.59.0268.541.0根据奥康奈尔（Oconnell）公式计算全塔效率 TE541.027.41.9.049.0.245. LTE3.3.3
19、 求实际板数精馏段实际板层数 （ 块 ）精 839.7541.0N提馏段实际板层数苯-甲苯连续精馏筛板塔的设计- 15 -（ 块 ）提 109.54.6N全塔共有塔板 19 块，进料板在第 9 块板。3.4 精馏塔的工艺条件及有关物性数据的计算3.4.1 操作压力的计算塔顶操作压力 P101.3 kPa每层塔板压降 P 0.7 kPa进料板压力 101.3+0.78106.9 kPaF塔底操作压力 =101.3+0.719114.6 kPawP精馏段平均压力 （101.3+106.9）2104.1 kPa1m提馏段平均压力 =（106.9+114.6）/2 =110.75 kPa23.4.2
20、操作温度的计算根据上式计算出的压力，经过 chemCAD 拟合计算得塔顶温度 126.8Dt图 4：chemCAD 拟合计算得塔顶温度进料板温度 65.93Ft苯-甲苯连续精馏筛板塔的设计- 16 -图 5：chemCAD 拟合计算得进料板温度塔底温度 430.12Wt图 6：chemCAD 拟合计算得塔釜温度精馏段平均温度 =（ 81.126+93.665）/2 = 87.401mt提馏段平均温度 =（93.665+112.43）/2 =103.052t3.4.3 平均摩尔质量的计算苯-甲苯连续精馏筛板塔的设计- 17 -塔顶平均摩尔质量计算 由 xD=y1=0.957,代入相平衡方程得 x
21、1=0.900kmolgMmDL /51.793.290.1.7890., lmV /.8.55.,进料板平均摩尔质量计算 由上面理论板的算法，得 0.745， 0.541FyFxkmolgMmFV /69.813.2745.01.8745.0, lmL /5.4,塔底平均摩尔质量计算由 =0.034,由相平衡方程，得 =0.081WxWy)/(9.013.2)08.1(.708., kmolgMmV )/(65)4.(.34., lmWl精馏段平均摩尔质量 )/(2.8069.17.8kmolgMmV)/(3.25.4. lmL提馏段平均摩尔质量 )/(34.8629.06.81kmolgM
22、mV)/(1.54lmL苯-甲苯连续精馏筛板塔的设计- 18 -3.4.4 平均密度的计算气相平均密度计算 由理想气体状态方程计算，精馏段的平均气相密度即 )/(79.215.340.8731. 3mkgRTPVMm 提馏段的平均气相密度 )/(05.31.2705.134.84863, mkgRTPVMm 液相平均密度计算 液相平均密度依下式计算，即 LBLALam1由温度可以查有机液体相对密度共线图可以得到对应的液体密度苯-甲苯连续精馏筛板塔的设计- 19 -图 7：有机液体相对密度共线图a.塔顶液相平均密度的计算由 tD81.126，查共线图得 3/805mkgA 3/2.801mkgB
23、塔顶液相的质量分率 求得 95.013.2957.01.7895.0A得 21,mDL 3, /8.4mkgmDL苯-甲苯连续精馏筛板塔的设计- 20 -b.进料板液相平均密度的计算 由 tD93.665，查共线图得 3/2.798mkgA 3/8.793mkgB塔顶液相的质量分率 求得 50.13.9254.01.7854.0A得 .932.1,mFL 3, /.7mkgmFLc.塔底液相平均密度的计算 由 tw112.43，查共线图得 3/6.74mkgA 3/2.73mkgB塔顶液相的质量分率 求得 029.13.04.1.78034. A得 2.96.1,mWL 3, /.7mkgmW
24、L精馏段液相平均密度为 3/9.802.795.804kgLm提馏段液相平均密度为 3/62.4.3. mL3.4.5 液体平均表面张力的计算由公式： 及查有机液体的表面张力共线图得液体张力可以计算液nLmx1苯-甲苯连续精馏筛板塔的设计- 21 -体表面张力图 8：有机液体的表面张力共线图a.塔顶液相平均表面张力的计算 由 t D81.126，查共线图得 )/(21.mNA)/(39.21mNB/.04.9570,mL b.进料板液相平均表面张力的计算 由 tF93.665，查共线图得 )/(62.1NA)/(5.2mNB/8.19049540,FmL c.塔底液相平均表面张力的计算 由 t
25、w112.43，查共线图得 )/(8.17NA)/(2.mNB苯-甲苯连续精馏筛板塔的设计- 22 -)/(10.82.971.0482.0, mNWmL 精馏段液相平均表面张力为 )/(52.021mLm提馏段液相平均表面张力为 )/(98.1.8.9, NLm3.4.6 液体平均黏度的计算由公式： 及查液体黏度共线图得液体黏度可以计算液体黏度niiLmx1图 9：液体黏度共线图a. 塔顶液相平均黏度的计算由 t D81.126，查共线图得 )(314.0smPaA)(32.0smPaB苯-甲苯连续精馏筛板塔的设计- 23 -)(315.029.04.31.957.0, smPaDmL b.
26、 进料板液相平均黏度的计算由 tF93.665，查共线图得)(28.sPaA )(.sB30.12459.0.5410, mPaFmL c. 塔底液相平均黏度的计算由 tw112.43，查共线图得 )(239.sPaA )(6.sB25.0971.0.0, mPaWmL 精馏段液相平均黏度为 )(308.2.315. saLm提馏段液相平均黏度为 )(7.6.0., smPLm3.4.7 气液负荷计算精馏段： hkolDRV/9.105.3)2()1(smMsVm/8.7.6303hkolL/0.52 ssLm /02.39.86303提馏段： hkmolFqDRV /9.15.)()1()(
27、 sMsVm/83.05.364903hkolqL /.1672苯-甲苯连续精馏筛板塔的设计- 24 -smVMLsLm /043.62.783016 33.5 精馏塔的塔体工艺尺寸计算 3.5.1 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 0.30.5 0.50.8 0.81.6 1.62.4 2.44.0板间距HT，mm 200300 250350 300450 350600 400600对精馏段：初选板间距 ，取板上液层高度 ，0.4TmhL06.
28、故 ；6.3TLhm039.7.285.05.5. VS查史密斯关联图 得 C20=0.074；依式2.02C图 10：史密斯关联图校正物系表面张力为 时mN/52.074.74.20 C苯-甲苯连续精馏筛板塔的设计- 25 -smCuVL /258.179.238074.max 可取安全系数为 0.7，则（安全系数 0.60.8） ，故su/806.5.170.maxmVsD1943按标准,塔径圆整为 1.2m,则空塔气速 0.27m/s。对提馏段：初选板间距 ，取板上液层高度 ，0.THmhL06.故 ；46.34TLh0831.5.278.0.5. VS查史密斯关联图 得 C20=0.0
29、68；依式2.02C校正物系表面张力为 时mN/98.1067.206.20 C suVL /.15.3847.max 可取安全系数为 0.7，则（安全系数 0.60.8） ，故smu/749.0.17.0maxVsD834按标准,塔径圆整为 1.2m,则空塔气速 0.26m/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 1.2m。3.5.2 有效塔高的计算精馏段有效塔高 mZ8.24018苯-甲苯连续精馏筛板塔的设计- 26 -提馏段有效塔高 mZ4.012在精馏段和提馏段各设人孔一个，高度为 600mm
30、,故有效塔高 0.826.8.23.6 塔板主要工艺尺寸的计算3.6.1 溢流装置计算 精馏段因塔径 D1.2m，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 ：单溢流区 lW=（0.60.8）D，取堰长 为wl wl0.60D=0.601.20=0.72mb)出口堰高 ：WhOLh， 60./Dlw 37.1672.05.5.2wl查液流收缩系数计算图可以得到液流收缩系数 E。图 11：液流收缩系数计算图查得 E=1.039,则苯-甲苯连续精馏筛板塔的设计- 27 -mlLEhwhOW 0137.72.03639.108421084.2 3/3/ 故 mOWL
31、w .7.6c)降液管的宽度 与降液管的面积 ：dfA由 查弓形降液管的宽度与面积图可得0./Dlw图 12：弓形降液管的宽度与面积，1.0/DWd 056./TfA故 ，m32.22 3.1456456Af利用 计算液体在降液管中停留时间以检验降液管面积，hTfLH30即 （大于 5s，符合要求）shTf 6.12302.4.66d)降液管底隙高度 ：o苯-甲苯连续精馏筛板塔的设计- 28 -取液体通过降液管底隙的流速 （0.07-0.25m/s）smuo/10.,依式 ：,360owhoulL mlLowh 0278.17.36236, o 0.185.27.4. 满足条件，故降液管底隙高
32、度设计合理e)受液盘采用平行形受液盘，不设进堰口，深度为 60mm提馏段因塔径 D1.2m，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 ：单溢流区 lW=（0.60.8）D，取堰长 为wl wl0.60D=0.601.20=0.72mb)出口堰高 ：WhOLh， 60./Dlw 19.3572.0645.5.2wl查液流收缩系数计算图可以得到液流收缩系数 E。查得 E=1.058,则 mlLEhwhOW 023.72.036458.10421084.2 3/3/ 故 mOWLw 6c)降液管的宽度 与降液管的面积 ：dfA由 查弓形降液管的宽度与面积图可得0.
33、/Dlw，1d 056./Tf故 ，mW32.22 3.140564056DAf利用 计算液体在降液管中停留时间以检验降液管面积，hTfLH3苯-甲苯连续精馏筛板塔的设计- 29 -即 （大于 5s，符合要求）sLHAhTf 8.53604360d)降液管底隙高度 ：o取液体通过降液管底隙的流速 （0.07-0.25m/s）smuo/1.,依式 ：,360owhoulL mlLowh 0597.172.0364360, o .29.8.597. 满足条件，故降液管底隙高度设计合理e)受液盘采用平行形受液盘，不设进堰口，深度为 60mm3.6.2 塔板布置 塔板的分块 因 D1200mm，故塔板
34、采用分块式。塔极分为 4 块。对精馏段：a)取边缘区宽度由于小塔边缘区宽度取 mWmc0.,503所 以 这 里 取安定区宽度由于 D=1.2m1.5m 故 取Ws76s6.b)开孔区面积用 计算开空区面积RxxRAa 122sin80，mDc56.4.1mDsd 408.6.132.02解得，2222 5.6.048arcsin5.1804308.2Aa b)筛孔数 与开孔率 ：n本例所处理是物系无腐蚀性，可选用 碳钢板，取筛板直径m3，筛孔按正三角形排列取孔中心距 t 为md50 5.17.筛孔数苯-甲苯连续精馏筛板塔的设计- 30 -个312085170510582323 Aatn开孔率%./.79.0/90./ 22dtao则每层板上的开孔面积 为A83.25.%1.0 a3.7 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。3.7.1 塔板阻力 ph塔板阻力依下式计算： LCphLVoCuh2051.式中： 液 柱 ；干 板 阻 力 ， mhC据 图 查 出 。板 上 清 液 层 阻 力 ， 课 根L(1)精馏段 Ch smAVuos /24.1083.5查干板孔的流量系数图得67.135od .OC
