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1、邯 郸 学 院化工原理课程设计 设计题目 苯-甲苯精馏塔的设计学 生 指导教师 年 级 2011 级专 业 应用化学系 部 化学系邯郸学院化学系2015年1月目 录目录11 文献综述31.1概述31.2方案的确定及基础数据32 塔物料衡算52.1原料液及塔顶、塔底产品的摩尔分率52.2原料液及塔顶、塔底产品的平均摩尔质量62.3物料衡算63 塔板数的确定63.1理论板层数的求取63.2求精馏塔气液相负荷73.3操作线方程83.4逐板计算法求理论板层数83.5全塔效率估算83.6求实际板数94 精馏塔的工艺条件及有关物性数据的计算94.1操作压力计算94.2依据操作压力，有泡点方程通过试差法计算
2、出泡点温度，其中苯，甲苯的饱和蒸汽压有安托尼方程计算，计算结果如下104.3平均摩尔质量计算104.4平均密度计算114.5液体平均表面张力计算124.6液体平均粘度计算134.7气液负荷计算145 精馏塔塔体工艺尺寸的计算165.1塔径的计算16 5.2塔的有效高度176 塔板主要工艺尺寸的计算196.1溢流装置计算196.2塔板布置196.3筛孔数n与开孔率：207 筛板的流体力学验算217.1气体通过筛板压强相当的液柱高度计算（精馏段）217.2气体通过筛板压强相当的液柱高度计算（提馏段） 228 塔板负荷性能图248.1精馏段：24 8.1提馏段： 279 设备设计309.1塔顶全凝器
3、的计算与选型309.2再沸器3110 各种管尺寸确定3210.1进料管3210.2出料管3310.3塔顶蒸汽管3310.4回流管3310.5再沸返塔蒸汽管 3311 塔高3412.设计体会3513.参考文献35分离苯-甲苯混合液的筛板精馏塔1文献综述1.1概述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25000t/年，组成为50%（苯的质量分率），要求塔顶馏出液的组成为98%（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。对于二院混合物的分离，应采用连续精馏
4、留成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，故操作回流比去最小回流比的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分子式分子量M沸点（）临界温度tC（）临界压强PC（kPa）苯AC6H678.1180.1288.56833.4甲苯BC6H5CH392.13110.6318.574107.7表2 苯和甲苯的饱和蒸汽压温度80.1859095100105110.6,kPa101.33116.9135.51
5、55.7179.2204.2240.0，kPa40.046.054.063.374.386.0表3 常温下苯甲苯气液平衡数据（2：例11附表2）温度80.1859095100105110.6液相中苯的摩尔分率1.0000.7800.5810.4120.2580.1300汽相中苯的摩尔分率1.0000.9000.7770.6300.4560.2620表4 纯组分的表面张力(1：附录图7)温度8090100110120苯，mN/m甲苯，Mn/m21.221.72020.618.819.517.518.416.217.3表5 组分的液相密度(1：附录图8)温度()8090100110120苯,kg/
6、814805791778763甲苯,kg/809801791780768表6 液体粘度（1：）温度()8090100110120苯（mP.s）0.3080.2790.2550.2330.215甲苯（mP.s）0.3110.2860.2640.2540.228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y110.560.000.00109.911.002.50108.793.007.11107.615.0011.2105.0510.020.8102.7915.029.4100.7520.037.298.8425.044.297.1330.050.795.5835.0
7、56.694.0940.061.992.6945.066.791.4050.071.390.1155.075.580.8060.079.187.6365.082.586.5270.085.785.4475.088.584.4080.091.283.3385.093.682.2590.095.981.1195.098.080.6697.098.880.2199.099.6180.01100.0100.02 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甲苯的摩尔质量 2.2原料液及塔顶、塔底产品的平均摩尔质量2.3物料衡算原料处理量总物料衡算苯物料衡算联立解得 式中 F-原料液流量
8、 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7苯-甲苯物质在总压101.3kpa下的t-x关系由表2苯-甲苯在某温度t下蒸汽压 、 理想物系平衡线方程泡点进料 取操作回流比3.2求精馏塔气液相负荷3.3操作线方程精馏段方程为提馏段方程为3.4逐板计算法求理论板层数平衡方程精馏段方程 精馏段所需的理论板数提馏段方程 总理论板数为 （包括再沸器）3.5全塔效率估算查温度组成图得到塔顶温度，塔釜温度，全塔平均温度=95.38分别查得苯,甲苯的平均温度下的粘度 平均粘度公式得全塔效率3.6求实际板数精馏段实际板层数提馏段实际板
9、层数进料板在第16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=101.32 kpa每层塔板压降 P0.7 kPa进料板压力 塔底操作压力 精馏段平均压力 提馏段平均压力 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 进料板温度 塔底温度 精馏段的平均温度提馏段的平均温度4.3平均摩尔质量计算塔顶平均摩尔质量就算由 ，代入相平衡方程得进料板平均摩尔质量计算由上面理论板的算法，得 ， 塔底平均摩尔质量计算由 ，由相平衡方程，得精馏段平均摩尔质量提馏段平均摩尔质量4.4平均密度计算气相平均密度
10、计算有理想气体状态方程计算，精馏段的平均气相密度即提馏段的平均气相密度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计算由，查得 塔顶液相的质量分率已知 ；得进料板液相平均密度计算由，查得 进料板液相的质量分率为已知 塔底液相平均密度的计算由，查得 塔底液相的质量分率已知精馏段液相平均密度为提馏段液相平均密度为4.5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，查得 进料板液相平均表面张力的计算由，查得 塔底液相平均表面张力的计算由，查得 精馏段液相平均表面张力为提馏段液相平均表面张力为4.6液体平均粘度计算液相平均粘度依下式计算，即塔顶液相平均粘
11、度的计算由，查得 进料板液相平均粘度的计算由，查得 塔底液相平均粘度计算由，查得 精馏段液相平均粘度为提馏段液相平均粘度为4.7气液负荷计算精馏段：提馏段：5 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，m0.30.50.50.80.81.61.62.42.44.0板间距HT，mm200300250350300450350600400600对精馏段：初选板间距，取板上液层高度故查史密斯关联图得；依式校正物系表面张力为20.69mN/m时
12、，可取安全系数为0.7，则（安全系数0.6-0.8）故 按标准塔径圆整为3000mm，则空塔气速0.80m/s对提馏段：初选板间距，取板上液层高度故查图得 依式校正物系表面张力为19.27mN/m时按标准塔径圆整为3000mm，则空塔气速0.44m/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3m5.2. 塔的有效高度 精馏段： 提馏段： 一般6-8块板之间开一个人孔，本设计共30块板，故需开4个人孔，人孔高0.6m 精馏塔的有效高度： 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
13、m，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：1) 溢流堰长：单溢流，取堰长2) 出口堰高：单溢流 查图得故3)降液管的宽度与降液管的面积：由,查图得 故 计算液体在降液管中停留时间以检验降液管面积，即 （符合要求）4)降液管底隙高度：取液体通过降液管底隙的流速（符合）5)受液盘采用平行受液盘，不设进口堰，深度为50mm6.1.2提馏段：1) 溢流堰长：双溢流，取堰长为0.80D=0.803=2.4m2) 出口堰高：双溢流 故 3)降液管的宽度与降液管的面积：由,查图得 故 计算液体在降液管中停留时间以检验降液管面积，即 （符合要求）4) 降液管底隙高度：取液体通过降液管底
14、隙的流速（符合）6.2塔板布置6.2.1精馏段一）塔板的分块因，故塔板采用分块式。查表得，塔板分为6块。对精馏段：1)取边缘宽度 安定区宽度 2)计算开孔区面积6.3筛孔数n与开孔率：取筛孔的孔径为5mm，正三角形排列，一般碳的板厚为3mm，取故孔中心距筛孔数开孔率每层板上的开孔面积气体通过筛孔的气速为 精馏段： 提馏段： 平均为10.35 m/s 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气体通过筛板压强相当的液柱高度计算（精馏段）7.1.1精馏段：塔板压降1)干板压降相
15、当的液柱高度：依，查干筛孔的流量系数图得， 由式2)气体穿过板上液层压降相当的液柱高度：由与关联图查得板上液层充气系数=0.64，依式3) 克服液体表面张力压降相当的液柱高度：依式则单板压降：7.1.2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。7.1.3雾沫夹带在设计负荷下不会发生过量雾沫夹带。7.1.4漏液由式筛板的稳定系数，故在设计负荷下不会产生漏液。 7.1.5液泛为防止降液管液泛的发生，应是降液管中清液层高度依式取，则故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。7.2气体通过筛板压强相当的液柱高度计算（提馏段）7
16、.2.1提馏段：塔板压降1)干板压降相当的液柱高度：依，查干筛孔的流量系数图得， 由式2)气体穿过板上液层压降相当的液柱高度：由与关联图查得板上液层充气系数=0.61，依式3)克服液体表面张力压降相当的液柱高度：依式则单板压降：7.2.2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。7.2.3雾沫夹带在设计负荷下不会发生过量雾沫夹带。7.2.4漏液由式筛板的稳定系数，故在设计负荷下会产生漏液。7.2.5液泛为防止降液管液泛的发生，应是降液管中清液层高度依式取，则故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。8 塔板负荷性能图8
17、.1精馏段：8.1.1漏液线由 ， 在操作范围内，任取几个Ls值，依上式计算出Vs值计算结果列于下表。表9漏液线Ls /(m3/s)0.010.0150.020.025Vs /(m3/s)2.252.382.482.588.1.2雾沫夹带线在操作范围内，任取几个Ls值，依上式计算出Vs的值，计算结果如下表。表10雾沫夹带线Ls /(m3/s)0.010.0150.020.025Vs /(m3/s)8.998.367.817.318.1.3液相负荷下限线对于平直堰，取堰上液层高度作为最小液体负荷标准取E=18.1.4液相负荷上限线以作为液体在降液管中停留时间的下限 8.1.5液泛线令由 联立得忽
18、略，将与，与的关系代入上式代数得在操作范围内，任取几个Ls值，依上式计算出Vs的值，计算结果如下表。 表11 液泛线Ls /(m3/s)0.030.0350.040.045Vs /(m3/s)9.298.096.535.45做出筛板负荷性能图图1 筛板负荷性能图蓝色漏液线，红色液体流率下限线，黄色液体流率上限线，青色液泛线，绿色雾沫夹带上限线8.2提馏段：8.2.1漏液线由 ， 在操作范围内，任取几个Ls值，依上式计算出Vs值计算结果列于下表。表9漏液线Ls /(m3/s)0.0150.020.0250.03Vs /(m3/s)2.172.282.372.518.2.2雾沫夹带线在操作范围内，
19、任取几个Ls值，依上式计算出Vs的值，计算结果如下表。表10雾沫夹带线Ls /(m3/s)0.0150.020.0250.03Vs /(m3/s)9.208.668.177.718.2.3液相负荷下限线对于平直堰，取堰上液层高度作为最小液体负荷标准取E=18.2.4液相负荷上限线以作为液体在降液管中停留时间的下限 8.2.5液泛线令由 联立得忽略，将与，与的关系代入上式代数得在操作范围内，任取几个Ls值，依上式计算出Vs的值，计算结果如下表。表11 液泛线Ls /(m3/s)0.030.0350.040.045Vs /(m3/s)9.308.106.485.38做出筛板负荷性能图图1 筛板负荷
20、性能图蓝色漏液线，红色液体流率下限线，黄色液体流率上限线，青色液泛线，绿色雾沫夹带上限线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冷凝蒸汽用量：查得苯的潜热 甲苯的潜热9.1.2对Q估算以苯-甲苯的冷凝潜热为主计算9.1.3水的流量9.1.4平均温差：9.1.5传热面积参照表安全系数取1.2 ，换热面积9.2再沸器9.2.1加热蒸汽量：对Q估算 9.2.2考虑5%热损失选0.3Mpa的饱和水蒸气加热，取传热系数估算传热面积 取安全系数0.8，实际传热面积10 各种管尺寸确定10.1进料管进料管管径 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
21、管。本设计采用直管进料管。管径计算如下：可取1.52.5 m/s 6 本次取2.0 m/s10.2出料管釜残液的体积流量：一般可取（0.52.0）6 本次取10.3塔顶蒸汽管10.4回流管本次设计采用强制回流，取=2m/s10.5再沸返塔蒸汽管 11 塔高总塔高度=塔顶空间+塔底空间+人孔+塔高取塔顶空间 塔底空间人孔数=4 取孔径为0.6mH=(n-nF-np-1)HT+nFHF+nPHp+HD+HBH=(30-4-1)0.4+1.2+40.6+1.2+1.2=16m设计结果一览表项目符号单位计算数据精馏段提馏段各段平均压强PmkPa104.12109.37各段平均温度tm85.4100.0
22、5平均流量气相VSm3/s4.754.71液相LSm3/s0.01180.0227实际塔板数N块1614板间距HTm0.400.40塔的有效高度Zm65.2塔径Dm33空塔气速um/s0.80.44塔板液流形式双流型双流型溢流管型式弓形弓形堰长lwm1.81.8堰高hwm0.03660.0274溢流堰宽度Wdm0.3720.372管底与受业盘距离hom0.02620.016板上清液层高度hLm0.060.06孔径domm6.06.0孔间距tmm15.015.0孔数n个4135441354开孔面积m20.4570.457筛孔气速uom/s10.3510.35塔板压降hPm0.05040.0496
23、液体在降液管中停留时间s18.479.96降液管内清液层高度Hdm0.09080.0882雾沫夹带eVkg液/kg气0.0110.012塔高 Hm16负荷上限雾沫夹带控制雾沫夹带控制负荷下限漏液控制漏液控制液相最大负荷LSmaxm3/s0.0545液相最小负荷LSminm3/s0.0015操作弹性1.8812.设计体会 经过几天的计算，终于将精馏塔设计好。虽然考研之前将化工原理看了好几遍，但是这些都是书本上的知识，没有具体的去计算设计一个设备。通过这几天的计算和学习，加深了我对化工原理的理解，也对实习时看见塔设备有了更加深刻的认识。又通过作工艺流程图和设备图，巩固了我的CAD技能，为毕业设计的开展做了充分的准备。感谢辛景老师的指导。13.参考文献1陈敏恒等编 化工原理下册 北京 化学工业出版社，2006.5 化工单元过程及设备课程教材，化学工业出版社，2005.12天津大学华工学院柴诚敬主编化工原理下册，高等教育出版社，2006.13 大连理工大学主编化工原理下册，高等教育出版社，2002.124马江权，冷一欣编化工原理课程设计（第二版）中国石化出版社，2011.1
