化工原理课程设计 分离苯—甲苯连续精馏筛板塔

1、化工原理课程设计 分离苯甲苯连续精馏筛板塔 化工原理课程设计 -分离苯甲苯连续精馏筛板塔 1 序 言 课程设计是“化工原理”的一个总结性教学环节，是培养学生综合运用本门课程及有关先修课程的基本知识来解决某一设计任务的一次训练，在整个教学计划中它起着培养学生独立工作能力的重要作用。 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，精馏过程在能量剂驱动下，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

2、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。分离苯和甲苯，可以利用二者沸点的不同，采用塔式设备改变其温度，使其分离并分别进行回收和储存。 目 录 2 一、 化工原理课程设计任务书.(6) 1、设计题目.(6) 2、设计任务.(6) 3、设计条件.(6) 二、精馏塔的物算.(6) 1、原料液及塔顶、塔底产品的摩尔分率.(6) 2、原料液及塔顶、塔底产品的平均摩尔质量.(6) 3、物料衡算.(7) 三、塔板数的确定. .(7) 1、理论板层数NT的求取.(7) 2

3、、实际板层数的求取.(10) 四、精馏塔的工艺条件及有关物性数据的计算.(10) 1、操作压力计算.(11) 2、操作温度计算.(11) 3、平均摩尔质量计算.(12) 4、平均密度计算.(13) 5、液体平均表面张力计算.(14) 6、液体平均粘度计算.(15) 五、精馏塔塔体工艺尺寸计算. (17) 1、塔径的计算.(17) 2、精馏塔有效高度计算.(19) 3 六、塔板主要工艺尺寸计算 .(19) 1、溢流装置计算.(19) 2、塔板布置.(20) 七、筛板的流体力学验算.(23) 1、塔板压降.(23) 2、液面落差.(24) 3、泡沫夹带.(24) 4、漏液.(25) 5、液泛.(2

4、5) 八、塔板负荷性能图.(28) 1、漏液线.(28) 2、液沫夹带线.(29) 3、液相负荷下限线.(29) 4、液相负荷上限线.(30) 5、液泛线.(30) 九、设计结果一览表.(37) 十、附录.(38) 十一、主要物性数据.(40) 十二、个人心得体会及改进意见. (43) 4 一、 化工原理课程设计任务书 1、设计题目：筛板式精馏塔设计 2、设计任务： 试设计分离苯-甲苯混合物的筛板精馏塔。已知原料液的处理量为5000kg/h，组成为0.5（苯的质量分数），要求塔顶馏出液的组成为0.95，塔底釜液的组成为0.02。 3、设计条件 试根据上述工艺条件作出筛板的设计计算。 二、精馏塔

5、的物算 1、原料液及塔顶、塔底产品的摩尔分率. 苯的摩尔质量 MA=78.11 kg/kmol 甲苯的摩尔质量 MB=92.13 kg/kmol xF?0.5/78.110.5/78.11?0.5/92.13 0.95/78.11 0.95/78.11?0.05/92.13 0.02/78.11 0.02/78.11?0.98/92.13?0.541 xD?0.957 xW?0.024 2、原料液及塔顶，塔底产品的平均摩尔质量 MF?0.541*78.11?(1?0.541)*92.13?84.55 kg/kmol MD?0.957*78.11?(1?0.957)*92.13?78.71 kg

6、/kmol 5 MW?0.024*78.11?(1?0.024)*92.13?91.79 kg/kmol 3、物料衡算 原料处理量 qF ? qmM F ? 500084.55 ?59.14 kmol/h 总物料衡算 qF?qD?qW 59.14?qD?qW 苯物料衡算 qFxF?qDxD?qWxW 59.14*0.541 ?qD*0.957?qW*0.024 联立解得 qD?32.77 kmol/h qW?26.37 kmol/h 三、塔板数确定 1、理论版层数NT的求取 1.1、求最小回流比及操作回流比 由任务书中给出的常压下苯甲苯的气液平衡数据 由表可 6 因q=1 所以xq?xF?0.

7、541 采用作图法求最小回流比。如图可知 xq=0.541 yq=0.749 故最小回流比为 Rmin= xD?yqyq?xq?0.957?0.7490.749?0.541?1.0 取操作回流比为 R?2Rmin?2?1.0?2.0 1.2、求精馏塔的气，液相负荷 qL?R?qD?2.0?32.77?65.54Kmol/h qV?(R?1)?qD?(2.0?1)?32.77?98.31Kmol/h qL?qL?qqF?65.54?1*59.14?124.68Kmol/h qV?qV-(1-q)qF?qV?98.31Kmol/h 1.3、求操作线方程 7 精馏段操作线方程为 yn?1? RR?1

8、 xn? xDR?1 ? 2.02.0?1 xn? 0.9572.0?1 ?0.667xn?0.319 提馏段操作线方程 qDqF ? xF?xWxD?xW ? 0.541?0.0240.957?0.024 ?0.544 代入得 y m?1 ? qLqL-qW x m ? qWqL?qW xw?1.268xm?0.006 1.4、逐板法计算理论板数 因为混合物的相平衡方程为yq? ?xq 1?(?1)xq 泡点进料 q=1 xq?xF?0.541 yq?0.749 所以甲苯的相对挥发度为2.53 第一块板上升的蒸汽组成y1?xD?0.957 从第一块板下降的液体组成式由 xn? y1 2.53

9、?1.53y1 yn ?(?1)yn 求取 x1? ? 0.957 2.53?1.53?0.957 ?0.898 第二块板上升的气相组成用式求取 y2?0.667*0.898?0.319?0.918 第二块板下降的液体组成 x2? 0.918 2.53?1.53*0.918 ?0.816 如此反复计算 y3?0.8629 x3?0.7133 8 y4?0.7948 x4?0.6049 y5?0.7225 x5?0.5071 因x5<xq,第五块板上升的气相组成由提馏段操作方程计算 y6?1.268*0.5071-0.006?0.637 第六块板下降的液体组成 x6? 同理： y7?0.5

10、133 x7?0.2942 y8?0.3671 x8?0.1865 y9?0.2305 x9?0.1058 y10?0.1282 x10?0.0549 y11?0.0637 x11?0.0262 y12?0.0272 x12?0.0109< xw?0.024 所需总理论板数为12块，第5块加料，精馏段需4块板 2、实际板层数的求取 全塔效率的计算（查表得各组分黏度1=0.269，2=0.277） L=XF1+（1-XF） 2=0.541*0.269+0.459*0.277=0.273 ET=0.49（*L）-0.245=0.53 精馏段实际板层数 N 提留段实际板层数 N精0.6372.

11、53?1.53*0.637?0.410 ?4/0.53?7.55?8 ?7/0.53?13.21?14 提 四、精馏塔的工艺条件及有关物性数据的计算 9 1、操作压力计算 塔顶操作压力 PD?101.3?4?105.3kPa 塔底操作压力 PW?115.1kPa 每层塔板压降 ?p?0.7kPa 进料板压力 PF?105.3?0.7*8?110.9kPa 精馏段平均压强 Pm?(105.3?110.9)/2?108.1kPa 提馏段平均压强 Pm?(115.1?110.9)/2?113.0kPa 2、操作温度计算 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 苯的饱和蒸汽压由安

12、托尼方程计算。 塔顶温度计算 lgPA*=6.032-1206.35/(t+220.24) lgPB=6.032-1206.35/(t+220.24) P总= PA*0.957+PB*0.043 试差法算出 塔顶温度TD?85.9C 10 * lgPA*=6.032-1206.35/(t+220.24) lgPB*=6.032-1206.35/(t+220.24) P总= PA*0.541+PB*0.459 试差法算出 进料板温度TF?91.2?C 塔底温度Tw?109.2?C 精馏段平均温度Tm?85.6?C 提馏段平均温度Tm*?100.2?C 3、平均摩尔质量计算 由xD?y1?0.95

13、7 得 x1?y12.53?1.53y1?0.9572.53?1.53?0.957?0.898 MVDm?0.957?78.11?(1?0.957)?92.13?78.71 kg/kmol MLDm?0.898?78.11?(1?0.898)?92.13?79.54 kg/kmol 进料板平均摩尔质量计算 yF?0.723 xF?0.507 MVFm?0.723*78.11?(1?0.723)*92.13?81.99 kg/kmol MLFm?0.507*78.11?(1?0.507)*92.13?84.44 kg/kmol 塔底平均摩尔质量计算 xw?y2?0.024 x2?0.816 MV

14、Wm?0.024*78.11?(1?0.024)*92.13?91.79 MLWm?0.816*78.11?(1?0.816)*92.13?80.69 精馏段平均摩尔质量 MVm?(78.71?81.99)/2?80.35 kg/kmol 11 MLm?(79.54?84.44)/2?81.99 kg/kmol 提馏段平均摩尔质量 MVm?(91.79?81.99)/2?86.89 ?(80.69?84.44)/2?82.57 M Lm 4、平均密度计算 4.1、气相平均密度计算 由理想气体状态方程式计算，精馏段的平均气相密度即 ?Vm?PmMVmRTm?108.1*80.358.314*(8

15、5.6?273.15)?2.91 kg/m3 提馏段的平均气相密度即 ?Vm?PmMVmRTm?113.0*86.898.314*(100.2?273.15)?3.16 4.2、液相平均密度计算 液相平均密度依 1/?Lm?ai/?i计算 塔顶液相平均密度计算 由TD?85.90C， 表几所得的温度与密度的线性关系为苯y=-1.29x+919.2 甲苯y=-1.03x+892.8 得 ?A?808.4kg/m3 ?B?804.3 kg/m3 ?LDm?10.95/808.4?0.05/804.3?808.4 kg/m3 进料板液相平均密度计算 由TF?91.20C， 表几所得的温度与密度的线性

16、关系为苯y=-1.29x+919.2 12 甲苯y=-1.03x+892.8 得 ?A?801.6 kg/m3 ?B?798.9 kg/m3 进料板液相的质量分率 aA?0.507*78.110.507*78.11?0.493*92.13 1 0.466/801.6?0.534/798.9?0.466 ?LFm?800.2 kg/m3 塔底液相平均密度计算 由Tw?109.2?C 表几所得的温度与密度的线性关系为苯y=-1.29x+919.2 甲苯y=-1.03x+892.8 得 ?A?778.3 kg/m3 ?B?780.3 kg/m3 ?Lwm?0.02*778.3?0.98*780.3?

17、780.3 kg/m 3 精馏段液相平均密度为 ?Lm?(808.4?800.2)/2?804.3 kg/m 提馏段液相平均密度为 ?Lm，3 ?(780.3?800.2)/2?790.3 kg/m3 5、液体平均表面张力计算 液相平均表面张力依?Lm?xi?i计算 塔顶液相平均表面张力的计算 0由TD?85.9C 表几所得的温度与表面张力的线性关系为苯y=-0.125x+31.24 甲苯y=-0.11x+30.5 13 得 ?A?20.50mN/m ?B?21.05mN/m ?LDm?0.957*20.50?0.043*21.05?20.52 mN/m 进料板液相平均表面张力的计算 由TF?

18、91.2C， 表几所得的温度与表面张力的线性关系为苯y=-0.125x+31.24 甲苯y=-0.11x+30.5 得 ?A?19.84mN/m ?B?20.47mN/m ?LFm?0.507*19.84?0.493*20.47?20.15 mN/m 塔底液相平均表面张力计算 由TW?109.20C， 表几所得的温度与表面张力的线性关系为苯y=-0.125x+31.24 甲苯y=-0.11x+30.5 得 ?A?17.59mN/m ?B?18.49mN/m ?LWm?0.024*17.59?(1?0.024)*18.49?18.47 mN/m 精馏段液相平均表面张力为 ?Lm?(20.52?2

19、0.15)/2?20.34 mN/m 提馏段液相平均表面张力为 ?Lm，0?(18.47?20.15)/2?19.31mN/m 6、液相平均粘度的计算 液相平均粘度依lguLm?xiui计算 塔顶液相平均粘度的计算 0 由TD?85.9C ， 14 表几所得的温度与粘度的线性关系为苯y=-0.0023x+0.49 甲苯y=-0.002x+0.4666 得 ?A?0.292 mPas ?B?0.295 mPas lg?LDm?0.957lg(0.292)?0.043lg(0.295) 解出 ?LDm?0.292 mPa?s 进料板液相平均粘度的计算 有 TF?91.20C， 表几所得的温度与粘度

20、的线性关系为苯y=-0.0023x+0.49 甲苯y=-0.002x+0.4666 ?A?0.280mPa?s ?B?0.284mPa?s lg?LFm?0.507*lg(0.280)?0.493lg(0.284) 解出 ?LFm?0.282mPa?s 塔底液相平均粘度计算 由Tw?109.20C ， 表几所得的温度与粘度的线性关系为苯y=-0.0023x+0.49 甲苯y=-0.002x+0.4666 得 ?A?0.239 mPas ?B?0.248 mPas lg?LDm?0.024lg(0.239)?（1-0.024）lg(0.248) 解出 ?LDm?0.248 mPa?s 精馏段液相

21、平均表面粘度为 ?Lm?(0.292?0.282)/2?0.287mPa?s 提馏段液相平均表面粘度为 15 ?Lm，?(0.248?0.282)/2?0.265mPa?s 五、精馏塔的塔体工艺尺寸计算 1、塔径的计算 精馏段的气、液相体积流量为 Vs?qVMVm3600?Vm qLMLm?98.31*80.353600*2.9165.54*81.99 3600*804.3?0.754m3/s Ls?3600?Lm?0.00186m/s 3 提馏段的气、液相体积流量为 Vs，?qVMVm，?98.31*86.893600*3.16 124.68*82.57?0.7513600?Vm， Ls?q

22、LM，Lm，?3600?Lm3600*790.3?0.00362 精馏段： 由umax?C?L?V?V ?0.2 式中C?L?C?C由20?20计算，其中的C20由图查取 查取图的横坐标为 Lh Vh?L?V?1/2?0.00186*3600?804.65?0.757*3600?2.90?1/2?0.0409 取板间距 HT?0.41m,板上液层高度 hL?0.06m 则 HT?HL?0.41?0.06?0.35m 查手册得 C20?0.074 C?C20(?L20)0.2?0.074(20.34 200.2?0.0742 16 umax?0.0742804.3?2.912.91?1.231m

23、/s 取安全系数为0.8，则空塔气速为 u?0.8umax?0.8*1.231?0.985m/s D?4Vs?4*0.754 3.14*0.985?0.987m?u 按标准塔径圆整后为D?1.0m 塔截面积为AT? 实际空塔气速为 u?0.754 0.785?0.961m/s ?4D2?4*1.02?0.785m 2 提馏段： 由umax,?C,?L?V?V, 0.2 式中C,由C,?,?L?C20?20?计算，其中的C, 20由图查取 查取图的横坐标为 ， ， LhVh?，?L?，?V?1/2?0.00352*3600?790.3?0.751*3600?3.16?1/2?0.0741 取板间

24、距 HT ,?0.41m,板上液层高度 hL?0.06m 则 , HT?HL?0.41?0.06?0.35m 查手册得 C20?0.072 C,?C20(,?L20，0.2?0.072(19.31 20)0.2?0.071 17 umax，?0.071790.3?3.163.16?1.120m/s 取安全系数为0.8，则空塔气速为 u，?0.8umax D，?0.8*1.,120?0.896m/s 4*0.751 3.14*1.465?4Vs， ，?u?0.808m 按标准塔径圆整后为D,?1.0m 塔截面积为AT， ?4D2，? 4*1.02?0.785m 2 实际空塔气速为 u，?0.75

25、1 0.785?0.957m/s 2、精馏塔有效高度的计算 精馏塔有效高度为 Z精?（N精?1）HT?(8?1)*0.41?2.9m 提馏段有效高度为 Z提?（N提?1）HT?(14?1)*0.41?5.3m 在进料板上方开一人孔，其高度为0.8m 故精馏塔的有效高度为 Z?Z精?Z提?0.8?2.9?5.3?0.8?9.0m 六、塔板主要工艺尺寸的计算 1、溢流装置计算 因塔径D?1.0 计算如下： m，可选用单溢流弓形降液管，采用凹形受液盘。各项 18 精馏段 1.1、堰长 lW 取lW?0.66D?0.66*1.0?0.66m 1.2.溢流堰高度 hW 取 hW?hl?hOW 2.84?

26、Lh?E? 选用平直堰，堰上液层高度how=?1000?lw?2/3 由lW/D?0.66，Lh/lW 查手册,得E=1.035 hOW?2.8410002.5?0.00186*36000.662.5?18.915 *1.035*(0.00186*3600 0.66)2/3?0.0138m 塔板上清液层高度 hL?60mm 故 hW?0.06?0.0138?0.0462m 1.3、弓形降液管宽度Wd和截面积Af 由lw D?0.66，查表，得Af AT?0.0752WdD?0.136，故 Af?0.0752AT?0.0752?0.785?0.0590m Wd?0.136D?0.136?1.0?

27、0.136m2 依式验算液体在降液管中停留时间，即 ?3600AfHT?3600?0.0590?0.41 0.00186?3600?13.01s?5sLh 故降液管设计合理。 1.4、降液管底隙高度 h0 h0? Lh3600lwu0，取u0?0.08m/s，则 19 h0? 0.00186?36003600?0.66?0.08 ?0.035m 6 hw?h0?0.0462?0.035?0.011m?0.006m 故降液管底隙高度设计合理。 选用凹形受液盘，深度hw?50mm。 提馏段 1.1、堰长 lW 取 lW ， ， ?0.8D , ?0.8*1.0?0.8m 1.2、溢流堰高度 hW

28、取 hW ， ， ， ， ?hL-how h0W ， 选用平直堰，堰上液层高度 由lw/D , , ? 2.841000 E（ , Lh lw ， 2 ?0.8，Lh/lW , 2.5 , ? 0.00352*3600 0.8 2.5 ?22.14 查手册,得E，?1.210 hOW , ? 2.841000 *1.210*( 0.00352*3600 0.8 ) 2/3 ?0.0217m 塔板上清液层高度 hL?60mm 故 hW ， ?0.06?0.0217?0.0383m 1.3、弓形降液管宽度Wd和截面积Af 由 AfWd lwD ， , ?0.8，查表，得 , AfAT , ?0.1

29、53WdD , ?0.210 ，故 ?0.153AT?0.210D ?0.153?0.785?0.120m?0.210?1.0?0.210m 2 , , 依式验算液体在降液管中停留时间，即 20 ?3600AfHT， Lh,?3600?0.120?0.410.00352?3600?13.98s?5s 故降液管设计合理。 1.4、降液管底隙高度 h0 取 h0? ,，Lh3600l，,w，u0，取u0?0.20m/s，则 ?0.022m， h0 hw?0.00352?36003600?0.8?0.20, ,?h0?0.0383?0.022?0.0163m?0.006m 2、塔板布置 2.1、塔板

30、的分块 因D?800 精馏段 mm，故塔板采用分块式，查表得，塔板分为3块。 （1）边缘区宽度确定 取WS?0.06，WC?0.03 （2）开孔区面积计算 2?r22 开孔区面积 Aa?2?xr?x?180sin ?1x? r? 其中x? D 2D2?(Wd?Ws）?0.5-(0.136?0.06)?0.304m r?WC?0.5-0.03?0.47m 2 Aa?2?(0.304?0.472?0.3042?3.14?0.47180sin-10.304 0.47)?0.528m2 （3）筛孔计算及其排列 本题所处理的物系无腐蚀性，可选用?3mm碳钢板，取筛孔板直 21 径d0?5mm。 筛孔板按

31、正三角形排列，取孔中心距t为 t?3d0?3*5?15mm 筛孔数目为 n?1.155?Aa?1.155?0.528 0.0152t2?2710个 开孔率 ?d?0.005? ?0.907?0?0.907?10.1% ?0.015?t?22 气体通过阀孔的气速为 u0? 提馏段 （1）边缘区宽度确定 VsAo?0.7540.101?0.528?14.14m/s 取WS,?0.06，WC，?0.03 （2）开孔区面积计算 开孔区面积 Aa 其中x? D，2，?22?r，?2?xr?x?sin?180?1，x?， r?D，2?(Wd，?Ws）?0.5-(0.136?0.06)?0.304m ， r

32、?， 2?WC，?0.5-0.03?0.47m Aa，?2?(0.304?0.472?0.3042?3.14?0.471802sin-10.304 0.47?0.528m2 （3）筛孔计算及其排列 22 本题所处理的物系无腐蚀性，可选用?3mm碳钢板，取筛孔板直 径d0?5mm。 筛孔板按正三角形排列，取孔中心距t为 t?3d0?3*5?15mm 筛孔数目为 n?1.155?Aa?1.155?0.528 0.0152t2?2710个 开孔率 ?d?0.005? ?0.907?0?0.907?10.1% ?0.015?t?22 气体通过阀孔的气速为 u0，?VsAo，?0.7510.101?0.

33、528?14.08m/s 七、筛板的流体力学验算 1、塔板压降 1.1、干板阻力hc计算 ?u0?h?0.051 干板阻力 hc由式c?c?0?2?V?L? 由 d0/?5/3?1.67，查图得，c0?0.80 故 hc?14.14?0.051*?0.80?2?2.91?0.0576m 液柱 804.3? 1.2、气体通过液层的阻力h1计算 气体通过液层的阻力h1由式 hl?hL计算，- 23 ua?VsAT?Af?0.7540.785?0.059?1.039m/s F0?1.039*2.91?1.779 kg/(s?m) 1/21/2 查图得 ?0.57。 故h1?hL?(hW?hOW)?0

34、.57*(0.0462?0.0138)?0.0341m 液柱 1.3液体表面张力的阻力h?计算 液体表面张力所产生的阻力h? h?4?L ?Lgd?04*20.34*10?3804.3*9.81*0.005?0.00341 m 液柱 气体通过每层塔板的液柱高度hp 故hp?hc?h1?h?0.0576?0.0341?0.00344?0.0577 m液柱 气体通过每层塔板的压降为 ?Pp?hp?Lg?0.0577*804.3*9.81?455.26<0.7 kP设计允许) 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。 3、液沫夹带 液沫夹带量

35、计算 ev=5.7?10?6?L?ua?H?hf?T?3.2 hf=2.5hL=2.5?0.06?0.15m 故 eV?5.7*10?6?320.34*10?1.039?0.41?0.15?3.2?0.0236kg液/kg气<0.1kg液/kg气 故在本设计中液沫夹带量ev在允许范围内。 24 4、漏液 对筛塔板，漏液点气速u0,min u0,min?4.4C00.0056?0.13hL?h?L/?V =4.4*0.80.0056?0.13*0.06?0.00341804.3/2.91?5.85m/s 实际孔速u0?14.14m/s?u0,min 稳定系数为 K?u0 u0,min?14.145.85?2.42?1.5 故在本设计中无明显漏液。 5、液泛 为防止塔内发生液泛，降液管内液层高Hd应服从 Hd?（HT+hW） 苯甲苯物系属一般物系，取?=0.5，则 ?HT?hW?0.5(0.41?0.0462)?0.228m 而 Hd=hP+hL+hd 板上不设进口堰，hd可 0.153(lS lWh0)2 hd=?0.001860.153?=?0.66*0.035?2?0.000992m液柱 Hd?0.0577?0.06?0.000992?0.119m液柱 Hd?HT?