化工原理课程设计苯甲苯连续精馏筛板塔工艺设计

1、苯-甲苯连续精馏筛板塔工艺设计化工原理课程设计任务书 设计题目 苯-甲苯溶液连续精馏筛板塔的设计。 设计任务 精馏塔设计的工艺计算及塔设备计算 流程及操作条件的确定； 物料衡算及热量衡算； 塔板数的计算； 塔板结构设计（塔板结构参数的确定、流动现象校核、负荷性能图）； 塔体各接管尺寸的确定； 冷却剂与加热剂消耗量估算。 设计说明及讨论绘制设计图 流程图（a4纸）； 塔盘布置图（16开坐标纸2张，精馏段和提馏段分别绘制）； 工艺条件图（a3纸）。 原始设计数据 原料液：苯-甲苯，其中苯含量分别为35%（质量%），温度为20； 馏出液含苯为：99.2%（质量）； 残液含苯为：不超过0.5%（质量）

2、； 生产能力：按 2800 (kg原料/h)。 设计时间开始时间：二一一年五月二十三日完成时间： 六月三日（含考核时间）目 录第1篇 绪 论 4 第2篇 流程及相关参数的选择 5 第3篇 计算过程 63.1精馏塔的物料衡算.63.2 相对挥发度 及回流比r.73.3求理论塔板数.113.4 确定全塔效率et并求解实际塔板数.133.5塔的工艺条件及物性数据计算.143.6精馏塔塔体工艺尺寸计算.193.7塔板主要工艺尺寸计算.223.8筛板的流体力学验算.263.9塔板负荷性能图.293.10塔体各接管尺寸计算及热量衡算.36第4篇 计算结果列表 42 第5篇 小结与体会 44第6篇 参考文献

3、 45第1篇 绪 论精馏所进行的是汽、液两相之间的传质，而作为汽、液两相传质所用的塔设备，首先必须要能使汽、液两相得到充分的接触，以达到较高的传质效率。板式塔为逐级接触型汽液传质设备，其种类繁多，根据塔板上汽液接触元件的不同，可分为泡罩塔、浮阀塔、筛板塔、穿流多孔板塔、舌形塔、浮动舌形塔和浮动喷射塔等多种。筛板塔是传质过程常用的塔设备，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： ()

4、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。第2章 流程及相关参数选择 1、 设计方案的确定 本设计任务为分离苯-甲苯混合物。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内。塔顶上升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储罐。该物系属易分离物系，回流比要充分考虑到费用问题。塔釜采用间接蒸汽加热，塔顶产品经冷却后送至储罐。1、 加料方式的选择：设计任务年产量虽小，但每小时2300kg的进料量，为维持生产稳定，采用高位槽进料，从减少固定投资，

5、提高经济效益的角度出发，选用泡点进料的加料方式。2、回流方式的选择：塔的生产负荷不大，从降低操作费用的角度出发，使用列管式冷凝器，利用重力泡点回流,同时也减少了固定投资。3、再沸器的选择：塔釜再沸器采用卧式换热器，使用低压蒸汽作为热源，做到了不同品位能源的综合利用，大大降低了能源的消耗量。第3章 计算过程3.1精馏塔的物料衡算1、将任务书中的质量分数换算成摩尔分数（摩尔百分数）（摩尔百分数）（摩尔百分数）2、求平均分子量，将换算成 进料处: 塔顶处: 塔釜处: 进 料： 3、全塔的物料衡算由物料衡算得：代入数据得： 解之得： 3.2相对挥发度及回流比r1、求全塔平均相对挥发度：表3-11234

6、5678980.184889296100104108110.6 1.0000.8160.6510.5040.3730.2570.1520.05701.0000.9190.8250.7170.5940.4560.3000.1250（1） 塔内温度的计算：采用内插法计算塔内的温度1） 塔顶：由于采用全凝器，因此。查表可知，在80.1与84之间，值很接近，因此这两点之间可近似看作为直线，设此直线方程为：，代入80.1与84时的值： 解得：即直线方程为：将y1=0.993代入方程解得t1=td=80.442） 塔底：xw0.00589，设直线方程为：t=kx+b，代入108与110.6时的x值： 解得

7、：所以直线方程为：t=-45.6x+110.6将xw0.00589代入方程解出tw=110.33。3） 进料： =0.388，设直线方程为t=kx+b，代入92到96的x值： 解得：所以直线方程为：t=-30.5x+107.4将0.388代入方程解出tf=95.57。 所以全塔的平均温度 =95.45（2）塔内平均相对挥发度：采用内插法计算塔内平均温度下的相对挥发度设直线方程x=kt+b,代入92到96之间的x的值 解得：所以直线方程为：x=-0.03275t+3.517将=95.45代入方程解出=0.391设直线方程y=kt+b,代入92到96之间的y的值 解得：所以直线方程为：y=-0.0

8、3075t+3.546将=95.45代入方程解出=0.611 =将=0.391，=0.611代入得：=2.45 2、求回流比r（1）最小回流比rmin由=，代入=2.45整理得：y= 由于采用泡点进料，所以q=1,故q线方程为xe=0.388 联立、 ，求解得： rmin （2）确定最适宜操作回流比r一般取r（1.22.0）rmin ，然后在其间取适当值，通过计算作图，从而找出最适宜操作回流比r。其中x=，y=，y=nmin=由下表3-2可以看出，当r=1.35rmin=2.50时，所得的回流比费用最小，即最适宜回流比r=2.50。表3-2r/rminxyrnn*r1.200.110.532.

9、1025.1952.901.300.160.482.2822.7651.771.310.160.482.2922.5751.741.320.170.482.3122.3851.711.330.170.472.3322.2151.691.340.180.472.3522.0451.681.350.180.462.3621.8751.671.360.190.462.3821.7151.681.370.190.462.4021.5651.691.380.190.452.4221.4151.711.390.200.452.4321.2751.731.400.200.452.4521.1351.761.

10、500.240.412.6319.9452.341.600.280.392.8019.0353.271.700.310.372.9818.3054.441.800.340.343.1517.7055.761.900.360.333.3317.2057.202.000.390.313.5016.7858.733.3求理论塔板数求解方法：采用逐板法计算理论板数，交替使用操作线方程和相平衡关系。(利用操作线方程)(利用相平衡关系)精馏段：操作线方程： 将r=2.50代入方程得： 即：相平衡关系为： x=对于第一层塔板：0.993 ，由相平衡关系求得：x=0.983 (其中相对挥发度取2.45)。将x

11、代入操作线方程得：y2=0.7140.983+0.284=0.986。然后再次应用相平衡关系即可求得x2=0.966（之后取全塔平均相对挥发度）。依次求解可求得其他值，如下表所列： 表3-3y10.993x10.983y20.986x20.966y30.974x30.939y40.954x40.894y50.922x50.828y60.875x60.741y70.813x70.640y80.741x80.539y90.669x90.452y100.607x100.387由表可以看出，x9xex10,因此第10层为进料层，从第10层开始进入提镏段。提镏段：操作线方程：其中：l=rd=2.5012

12、.50=31.25 kmol/h=63.55 kmol/hq=1代入方程得：将x10代入提馏段操作线方程方程求得y11=0.560，之后用相平衡关系即可求得x11=0.342。同理可求出其他值，如下表所列：表3-4y110.560 x110.342 y120.494 x120.285 y130.411 x130.222 y140.320 x140.161 y150.231 x150.109 y160.156 x160.0703 y170.0995 x170.0431 y180.0600 x180.0254 y190.0342 x190.0143 y200.0181 x200.00745 y21

13、0.00815 x210.00334 由表可看出x20 x21，因此理论减去塔釜相当的一层塔板，理论塔板数在19和20块之间，又：=0.38，所以理论塔板数为19.38块（不含塔釜）。其中精馏段9块，提馏段10.38块，第10块为进料板。3.4 确定全塔效率et并求解实际塔板数1、确定全塔效率利用奥康奈尔的经验公式其中：全塔平均温度下的平均相对挥发度；全塔平均温度下的液相粘度, mpa.s；液相混合物粘度，按下式求取：i组分粘度：i组分摩尔分率（1）全塔平均温度的求解：查表3-1，采用内插法求得:塔顶温度：td=80.44进料温度：tf=95.57塔底温度：tw=110.33精馏段平均温度为：

14、提馏段平均温度为：全塔平均温度为：（2）全塔平均温度下的相对挥发度的求解： 用内插法求得当=95.45时， =0.391,=0.611,（3）全塔平均温度下的液相粘度的求解：根据液体粘度共线图查得：在95.45下，苯液体的粘度为1=0.231 mpa.s ，甲苯的液体粘度为2=0.260 mpa.s=0.629mpa.s因此=0.5532、确定实际塔板数实际板数： ，取36块。实际精馏段塔板数：，取17块。实际提馏段塔板数：，取19块。3.5塔的工艺条件及物性数据计算1、操作压力的计算塔顶操作压力：pd=101.325kpa，每层压降设为p0=1kpa.进料板操作压力：pf=101.325+1

15、71=118.325kpa.；塔底操作压力：pw=101.325+136=137.325kpa.；精馏段平均操作压力： kpa.；提馏段平均操作压力： kpa.；2、平均摩尔质量的计算塔顶平均摩尔质量： x1=0.983 y1=xd=0.993mvdm=0.99378.11+(1-0.993) 92.13=78.21 kg/kmol；mldm=0.983 78.11+(1-0.983 ) 92.13=78.35 kg/kmol；进料板平均摩尔质量：xf=0.388 yf=0.608mvfm=0.60878.11+(1-0.608 )92.13=83.61 kg/kmol；mlfm=0.3887

16、8.11+(1-0.388) 92.13=86.69 kg/kmol；塔底平均摩尔质量：xw=0.00589 yw=0.0143mvwm=0.014378.11+(1-0.0143 )92.13=91.93 kg/kmol；mlwm=0.0058978.11+(1-0.00589) 92.13=92.05 kg/kmol；精馏段平均摩尔质量： kg/kmol； kg/kmol；提馏段平均摩尔质量： kg/kmol； kg/kmol；3、平均密度计算（1）气相平均密度计算：精馏段： kg/m3；提馏段： kg/m3；（2） 液相平均密度计算：1） 塔顶液相平均密度：td=80.44, 根据有机液

17、体相对密度共线图查得：kg/m3，kg/m3； kg/m3；2）进料口液相平均密度：tf=95.57, 根据有机液体相对密度共线图查得：kg/m3，kg/m3； kg/m3；3） 塔底液相平均密度：tw=110.33, 根据有机液体相对密度共线图查得：kg/m3，kg/m3； kg/m3；故：精馏段液相平均密度： kg/m3；提馏段液相平均密度： kg/m3；4、液体平均表面张力的计算表3-6温度 8090100110120表面张力dyne/cm苯21.2720.0618.8517.6616.49甲苯21.6720.5919.4918.4117.34根据上表作出苯的表面张力与温度的关系图和甲苯

18、的表面张力与温度的关系图如下：液相混合物表面张力，按下式求取：混合物的表面张力，mn/m: i组分的等张比容；p苯: 205.1 p甲苯: 245.1：混合物液相摩尔浓度，mol/cm3：混合物气相摩尔浓度，mol/cm3（1） 塔顶液相平均表面张力： td=80.44 x1=0.983 y1=xd=0.993 mn/m；（2）进料板液相平均表面张力：tf=95.57, xf=0.388 yf=0.608 （3） 塔底液相平均表面张力：tw=110.33, xw=0.00589 yw=0.0143 故：精馏段液相平均表面张力： kg/m3；提馏段液相平均表面张力： kg/m3；5、液相平均粘度

19、的计算 按下式求取：i组分粘度：i组分摩尔分率（1） 塔顶液相平均粘度：td=80.44,根据液体粘度共线图查得：mpa.s， mpa.s； （2） 进料口液相平均粘度：tf=95.57, 根据液体粘度共线图查得：mpa.s， mpa.s；（3） 塔底液相平均粘度：tw=110.33, 根据液体粘度共线图查得： mpa.s， mpa.s；故：精馏段液相平均粘度： mpa s；提馏段液相平均粘度： mpa s；3.6精馏塔塔体工艺尺寸计算1、板间距和塔径的计算板间距的大小与液泛和雾沫夹带有密切的关系。板距取大些，塔可允许气流以较高的速度通过，对完成一定生产任务，塔径可较小；反之，所需塔径就要增大

20、些。板间距取得大，还对塔板效率、操作弹性及安装检修有利。但板间距增大以后，会增加塔身总高度，增加金属耗量，增加塔基、支座等的负荷，从而又会增加全塔的造价。初选板间距时可参考下表所列的推荐值。表3-8 板间距与塔径关系塔径d, m0.30.50.50.80.81.61.62.0塔板间距ht mm200300250350350450450600精馏段：精馏段的气相体积流率：m3/s精馏段的液相体积流率： m3/s横坐标取塔板间距ht=0.3 m，板上液层高度hl=0.06m,则 m由常用化工单元设备的设计图4-9 筛板塔的泛点关联图得：c20=0.0645 m/s取安全系数为0.7，则空塔气速=

21、m/sm按标准塔径圆整后=0.763m (公称外径取775mm,壁厚取6mm的管)塔截面积 m2实际空塔气速 m/s校核：实际空塔气速/最大气速在0.60.8范围内符合要求。提馏段同理可得： v=v=(r+1)d=(2.50+1)12.50=43.75koml/h （其中d为塔顶产品流量）提馏段的气相体积流率： m3/s提馏段的液相体积流率： m3/s横坐标取塔板间距ht=0.35 m，板上液层高度hl=0.06 m,则 m由史密斯图得：=0.0540 m/s取安全系数为0.7，则空塔气速= m/sm按标准塔径圆整后=0.838m (公称外径取864mm,壁厚取13mm的管) 塔截面积 m2实

22、际空塔气速 m/s经核算，实际空塔气速与最大气速之比，在0.60.8范围内，满足要求。2、精馏塔有效高度的计算精馏段有效高度： m提馏段有效高度： m 精馏塔有效高度： m3.7塔板主要工艺尺寸计算它包括板间距的初估，塔径的计算，塔板液流型式的确定，板上清液高度、堰长、堰高的初估与计算，降液管的选型及系列参数的计算，塔板布置和筛板的筛孔和开孔率，最后是水力校核和负荷性能图。1、溢流装置计算因为=0.763，=0.838，可选用单溢流弓形降液管，采用凹形受液盘，各项计算如下：(1) 堰长单溢流型塔板堰长一般取为（0.60.8）d，所以取=0.7d精馏段堰长取=0.7=0.70.763=0.534

23、m 提馏段堰长取=0.7=0.70.838=0.587 m(2)溢流堰高度精馏段：由,选用平直堰。堰上液层高度，其中e近似为1。则。取板上清液层高度hl=60 mm，故有精馏段溢流堰高度：提馏段（同理）：校核：综上可知0.006m、 5 s提馏段： s 5 s故降液管设计合理。（1） 降液管底隙高度为了保证良好的液封，又不使得液流阻力太大，一般取为精馏段： （0.02 0.025）m提馏段： （0.02 0.025）m液体流过底隙的流速u隙精馏段：提馏段： 2、塔板布置（1）塔板的分块：因800mm, 在800mm到900 mm之间，故选整版式塔板。（2）安定区对于筛板塔，=取50100mm之

24、间，小塔取较小值，则取=0.05m。（3）边缘区筛板塔一般取5060mm，则取=0.05m（4）开孔区面积对于单流型塔板： 式中： ：孔区面积，；精馏段： 提馏段： =0.331（5） 筛孔数的计算及其排列所处理的物系无腐蚀性，可选用碳钢板，取筛孔直径。筛孔按正三角形排列，取孔中心距 筛孔数目 精馏段 提留段 开孔率为 气体通过筛孔的气速为 精馏段 提留段 3. 筛板的流体力学验算1塔板压降（1）干板阻力计算 有查图得故 精馏段 液注提留段 液注（2）气体通过液层阻力计算精馏段 查图得故液注提留段查图得0.65故液注（3） 液体表面张力的阻力计算液体表面张力所产生的阻力计算精馏段气体通过每层塔

25、板的液注高度 液注气体通过每层塔板的压降为1kpa提留段气体通过每层塔板的液注高度 液注气体通过每层塔板的压降为1kpa 2、 液面落差对于筛板塔，液面落差很小，且塔径和液流量均不大，故可忽略液面落差的影响。3、 液沫夹带液沫夹带计算 精馏段 故 故在本设中液沫夹带量在允许的范围内提留段m故在本设中液沫夹带量在允许的范围内4、 漏液 精馏段 =实际孔速稳定系数 故无明显漏液提留段 =实际孔速稳定系数 5、 液泛为防止塔内发生液泛，降液管内液层高应服从苯-甲苯物系属一般物系，取则精馏段 故不会发生液泛现象提留段 故不会发生液泛现象3.9塔板负荷性能图1. 漏液线精馏段， ，得： =在操作范围内任

26、取几个值 带入0.0002240.00150.00300.00450.157550.166300.173130.17865提留段 =在操作范围内任取几个值 带入0.0002560.00150.00300.00450.17050.17960.186950.1929由此表数据即可作出漏夜线(1)。2.液沫夹带线 以为限，求关系如下 精馏段 ， 整理得提留段 ， 整理得3.液相负荷下限线对于平直埯，取液层高度作为最小液体负荷标准对于精馏段提留段 据此可作出与气体流量无关的垂直液相负荷下限线。4、液相负荷上限线对于精馏段、提留段以作为液体在降压管中停留的时间的下限 精馏段 提留段 据此，可作出与气体流

27、量无关的垂直液相负荷上限线。5、 液泛线令：， ， 联立得： 忽略，将与，与，与的关系式代入上式，并整理得 对于精馏段 对于提留段 6、操作线精馏段：以为斜率作过原点的直线，即为塔板工作线。提馏段：以为斜率，作过原点的直线。7、负荷性能图对于精馏段 点p为设计点， =0.380m/s,气相负荷下限=0.16m/s。故精馏段操作弹性为： 上操作弹性： 下操作弹性：。对于提留段p为设计点， =0.495m/s,气相负荷下限=0.180m/s。本设计提馏段的操作弹性：上操作弹性：下操作弹性：3.10 主要尺寸确定及热量横算1、塔底高度、塔顶高及塔总高计算 理论板数为块（不含塔釜），实际塔板数为块，精

28、馏段17块，第18块为进料板，取, m。设釜液在釜底停留时间为12min，考虑到釜液波动，此外再考虑塔顶端上方的气液分离空间高度均取为，以减少出口气体带量。本设计为清洁物料,精馏段共17块，以每隔6到8块板设一个人孔，则精馏段有2个人孔 (即)；提馏段共19块，以每隔6到8块板设一个人孔，则提馏段有2个人孔 (即)；人孔处塔间距，人孔高0.6m。进料段高度取m封头m裙座 塔底空间=3m 塔的总高度为m2、主要接管尺寸确定 （1）进料管 采用料液由泵流入塔内，进料管内流速可取m/s，取 m 经过圆整后取管型号:公称外径为33.7mm，公称壁厚为3.2mm的钢管。把圆整后的=27.3mm代入校核m

29、/s在范围中。（2）回流管： 常压采用强制回流，流速可取1.52.5m/s，取则：m 经过圆整后取管型号：公称外径为33.7mm，公称壁厚为3.2mm的钢管。把圆整后的27.3mm代入校核得m/s（3）塔顶蒸汽出口管径 常压下常压塔蒸汽流速可取1220m/s，取, 则：m 经过圆整后取管型号: 公称外径为168.3mm，公称壁厚为4.5mm的钢管。圆整取159.3mm,校核16.66m/s在范围内。（4）塔底残液排出管管径 残液在管内流速流速可取0.51.0m/s，取m 经过圆整后取管型号：公称外径为60.3m，公称壁厚为3.8m的钢管.圆整取52.7mm,校核=0.92m/s在范围内（5）塔

30、底蒸汽排出管管径 取蒸汽在管内流速取 经过圆整后取管型号：称外径为168.3m，公称壁厚为4.5m的钢管。圆整取159.3mm,校核u=14.9m/s3、热量衡算 1）、平均汽化热温度 8090100110120汽化热kcal/kmol苯73537218707767766430甲苯83498216808079397794图7温度甲苯汽化热、苯汽化热关系图 由上两图可知：；(1)塔顶平均汽化热，带入上两式中：(2)进料口平均汽化热 ，带入上两式中： (3)塔底平均汽化热 ，带入上两式中：精馏塔：提馏段： 2、 热负荷 塔顶：kal/h 塔底：kal/h3、冷却剂与加热剂消耗估算 （1）冷却剂 用

31、水作冷却剂，水由30升高至45。水的比热 冷却水用量 冷凝器的换热面积: 水蒸气冷凝到油沸腾可取290870 w/(m2.k) (由教材p135，表4-11查得) ，现取；， 则： （2）加热剂 其中取140摄氏度的水蒸气作为加热剂，r=2148.7kj/kg 加热蒸汽用量 再沸器的换热面积为： 又：； 第4篇 计算结果列表序号项目数据精馏段提馏段1进料量f32.30kmol/h2馏出液量d12.50kmol/h3釜液流量w19.80kmol/h4塔顶温度80.445塔釜温度110.336进料温度95.577液相分率q18最小回流比rmin1.759操作回流比r2.5010理论板数n910.3811理论加料板位置第10块12全塔效率et0.55313实际塔板数np171914实际加料板位置第18块15液相流量l0.000891 m3/s0.002 m3/s16气相流量v0.332 m3/s 0.297 m3/s17液泛气速umax1.0366m/s0.766 m/s18实际空塔气速u0.726m/s0.539 m/s19塔径d763mm838mm20板间距ht0.300.3521板上清液层高度hl0.006m22堰长 0.534m