化工原理课程设计--苯-甲苯连续精馏塔的设计

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 班姓学名 ：号 ：吴凡平06109240指导老师 ：设计地点 ：姚刚东南大学成贤学院2011 年 9 月123目录序 言 . - 4 -板式精馏塔设计任务书 . - 5 -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 塔板数的确定 . - 9 -3.3.1 理论塔板数的确定. -

2、 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 -453.5.1 塔径的计算. - 23 -3.5.2 有效塔高的计算. - 25 -3.6

3、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. 错误！未定义书签。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 -设计结果一览表 . - 41 -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 冷凝器. - 44 -5.1.3 再沸器. - 45 -5.2

4、板式塔结构 . - 46 -678参考书目 . - 47 -设计心得体会 . - 47 -附录：苯 -甲苯连续精馏过程板式精馏塔示意图 . - 49 -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，

5、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。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

6、)，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

7、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

8、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，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

9、塔可增加 1015。(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 23)。(3) 小孔筛板容易堵塞。下图是板式塔的简略图：00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 t（） c临界压强 p （kpa）c苯 a甲苯 bc h6 6c h ch6 5 378.1192.1380.1110.6288.5318.576833.44107.7表 2 苯和甲苯的饱和蒸汽压温度0c80.1859095100105110.6p ,kpaap ，kpa

10、b101.33 116.9 135.5 155.740.0 46.0 54.0 63.3 表 3 常温下苯甲苯气液平衡数据（2：p8179.2 204.274.3 86.0 例 11 附表 2）240.0温度0c80.1859095100105液相中苯的摩尔分率1.0000.7800.5810.4120.2580.130汽相中苯的摩尔分率 1.000 0.900 0.777 0.6300.4560.262表 4 纯组分的表面张力(1：p378附录图 7)温度苯，mn/m甲苯，mn/m8021.221.7902020.610018. 819. 511017. 518. 412016. 217.

11、3表 5 组分的液相密度(1：p382附录图 8)温度()8090100110120苯,kg/m3814805791778763甲苯,kg/m3809801791780768表 6 液体粘度 （1：lp365）温度()苯（mp .s）a800.308900.2791000.2551100.2331200.215甲苯（mp .s） 0.311 a0.2860.2640.2540.228表 7 常压下苯甲苯的气液平衡数据温度 t110.56109.91108.79107.61105.05102.79100.7598.8497.1395.5894.0992.6991.4090.1180.8087.6

12、386.5285.4484.4083.3382.2581.1180.6680.2180.01液相中苯的摩尔分率x0.001.003.005.0010.015.020.025.030.035.040.045.050.055.060.065.070.075.080.085.090.095.097.099. 0100. 0气相中苯的摩尔分率y0.002.507.1111.220.829.437.244.250.756.661.966.771.375.579.182.585.788.591.293.695.998.098. 899. 61100. 03.2 精馏塔的物料衡算3.2.1 原料液及塔顶、塔

13、底产品的摩尔分率 物料衡算式:d +w =fdx +wx =fx d w f苯的摩尔质量甲苯的摩尔质量m =92.13kg / kmol bx =f0.5 / 78.110.5 / 78.11 +0.5 / 92.13=0.541x =dx =w0.95 / 78.110.95 / 78.11 +0.05 / 92.130.05 / 78.110.05 / 78.11 +0.95 / 92.13=0.957=0.05843.2.2 原料液及塔顶、塔底产品的平均摩尔质量m =0.54178.11 +(1-0.541)92.13=84.55 fm =0.957 78.11 +(1-0.957)92

14、.13 =78.71 dkg / kmolkg / kmolmw=0.0584 78.11 +(1-0.0584 )92.13 =91.31 kg / kmol3.2.3 物料衡算 原料处理量f =40000000 84.55 300 24=65.7 kmol / h总物料衡算 d +w =65.7苯物料衡算 0.541f =0.957 d +0.0584w 联立解得d =0.353w =0.304kmol / hkmol / h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 (1)相对挥发度的计算苯的沸点:80.1甲苯的沸点:110.6o

15、oo由安托因方程 lgp o=a -bt +c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=80.11时苯： lgp =6.023 -a1206.3580.1 +220.4=2.0085甲苯： lgp =6.078 -b解得： p =101.98 a1343.9480.1 +219.58kp a=1.5934pbo=39.21kpa t=110.6时苯： lgpao=6.023 -1206.35110.6 +220.4=2.3784甲苯： lgp bo=6.078 -1343.94110.6 +219.58=2.00767解得： pao=239.02kpao

16、qfn nnpbo=101.78 kp a则 80.1时a1p 101.98= a =p o 39.21b=2.600110.6时a2=papboo239.02= =2.348101.78a= aa = 2.600 2.348 =2.4711 2（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 x =x =0.541q fy =qax 1 +(a-1)xq=2.4710.541 1 +(2.471-1)0.541=0.744rmin=1 xa-1 xd -fa(1-x) 1 0.957 2.471(1-0.957 d = -1 -x 2.471 -1 0.5

17、41 1 -0.541)=1.045通 常 操 作 回 流 比 可 取 最 小 回 流 比 的 1.12 倍 ， 即 r =(1.1 2)rm i n， 则 取r =1.91388 rm i n=2（3）求精馏塔的气液相负荷l =rd =2 35.3 =70.6 kmol / hv =(r+1)d=(2+1)35.3=105.9 kmol / hl,=rd +qf =2 35.3 +165.7 =136.3 kmol / h（泡点进料 q=1）v,=(r+1)d-(1-q)f=(2+1)35.3-(1-1)65.7=105.9 kmol / h（4）求操作线方程精馏段操作线方程：yn +1=r

18、 x 2 0.957x + d = x + =0.67 x +0.319 r +1 r +1 2 +1 2 +1提馏段操作线方程：mm(126ym +1=l +qf wx -l +qf -w l +qf -wxw=70.6 +65.7 30.4x - 0.058470.6 +65.7 -30.4 70.6 +65.7 -30.4=1.287 x -0.0168 m（5）逐板法求理论板数相平衡方程y =ax 1 +(a-1)x即 y =2.471x1 +1.471x变形得： x =y2.471 -1.471 y用精馏段操作线和相平衡方程进行逐板计算：y = x1d= 0.957yx = 1y +

19、a1 -y 1 1)=0.900y =0.67 x +0.319 =0.922 2 1yx = 22.471 -1.471 y2=0.827y =0.67 x +0.319 =0.873 3 2x =3y32.471 -1.471 y3=0.736y =0.67 x +0.319 =0.812 4 3x =4y42.471 -1.471 y4=0.636y =0.67 x +0.319 =0.745 5 4x =5y52.471 -1.471 y5=0.541x =0.541 x =0.5415 f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：y =1.287 x -0.01

20、68 =0.679 6 5yx = 62.471 -1.471 y5=0.462y =1.287 x -0.0168 =0.578 7 6x =7y72.471 -1.471 y7=0.356y =1.287 x -0.0168 =0.441 8 7x =8y82.471 -1.471 y8=0.2429y =1.287 x -0.0168 =0.295 9 8yx = 92.471 -1.471 y9=0.145y =1.287 x -0.0168 =0.170 10 9y =1.287 x -0.0168 =0.081 11 10x =10x =11y102.471 -1.471 y10y

21、112.471 -1.471 y11=0.076=0.034x11= 0.034 xw= 0.0584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顶压强为常压 p =101.3 kpa ，单板压降为 0.7 kpa ，理论板为 10 块，故d塔釜压强 p = 101.3 +0.7 9 =107.6 kp 。w a经 chemcad 拟合计算的塔顶温度 t =81.126，塔釜温度 t =110.179。d w所以全塔平均温度 t =95.6525。m查液体黏度共线图图 3：液体粘度共线图精分别查得苯、甲苯在平均温度下的粘度ma

22、=0.268(mpas)，mb=0.274(mpas)平均粘度由公式，得ml=0.541 0.268 +0.459 0.274 =0.271(mpas)根据奥康奈尔（oconnell）公式计算全塔效率ete =0.49t(aml)-0.245=0.49 (2.4710.27)-0.245=0.5413.3.3 求实际板数精馏段实际板层数 4n = =7.39 （8块） 0.541提馏段实际板层数n =提60.541=11.09 11（块）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

23、板压降 0.7 kpa进料板压力 p 101.3+0.78106.9 kpaf塔底操作压力 p =101.3+0.719114.6 kpaw精馏段平均压力 p （101.3+106.9）2104.1 kpam1提馏段平均压力 p =（106.9+114.6）/2 =110.75 kpam 23.4.2 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 t =81.126 d图 4：chemcad 拟合计算得塔顶温度进料板温度 t =93.665 f图 5：chemcad 拟合计算得进料板温度t塔底温度 t =112.430 w图 6：chemcad 拟合计算得塔釜

24、温度精馏段平均温度 t =（ 81.126+93.665）/2 = 87.40m1提馏段平均温度 m 2 =（93.665+112.43）/2 =103.05 3.4.3 平均摩尔质量的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=0.900mml , dmv , dm=0.900 78.11 +(1-0.900 )92.13 =79.51(kg/ kmol=0.957 78.11 +(1-0.957 )92.13 =78.71(kg/ kmol)进料板平均摩尔质量计算由上面理论板的算法，得 y 0.745， x 0.541f fmmv , fml , fm=0.

25、745 78.11 +(1-0.745 )92.13 =81.69 (kg/ kmol=0.541 78.11 +(1-0.541)92.13 =84.55(kg/ kmol)mmvv(v(r r塔底平均摩尔质量计算由 xw=0.034,由相平衡方程，得 y =0.081wmmv ,wl ,w=0.081 78.11 +(1 -0.081) 92.13 =90.99( kg / kmol )=0.034 78.11 +(1 -0.034) 92.13 =91.65( kg / kmol )精馏段平均摩尔质量mmvmlm=78.71 +81.69279.51 +84.552=80.2( kg /

26、 kmol )=82.03( kg / kmol )提馏段平均摩尔质量mmmlm=81.69 +90.99284.55 +91.652=86.34( kg / kmol )=88.1(kg / kmol )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rm=pv 104.180.2m =rt 8.314 87.40 +273.15 m)=2.79( kg / m 3 )提馏段的平均气相密度r,mpv 110.75 86.34= m =rt 8.314 103.05 +273.15 m)=3.05( kg / m 3 )液相平均密度计算液相平均密度依下式

27、计算，即1rlma a= a + blalb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 t81.126，查共线图得 dra=805 kg / m3rb=8 0 1.2 kg / m3塔顶液相的质量分率求得 a =a0.957 78.110.957 78.11 +(1-0.957)92.13=0.95m( )( )r1l , dm=0.95 0.05+805 801.2得rl , d=804.8kg / m3b.进料板液相平均密度的计算 由 t 93.665，查共线图得dr =798.2 kg / m a3r =7 9 3.

28、8 kg / m b3塔顶液相的质量分率求得 a =a0.54178.110.54178.11 +(1-0.541)92.13=0.50r1l , fm=0.50 0.50+798.2 793.8得rl , fm=795.99kg / m3c.塔底液相平均密度的计算 由 t 112.43，查共线图得wr =774.6 kg / m a3r =7 7 3.2 kg / m b3塔顶液相的质量分率求得 a =a0.034 78.110.034 78.11 +(1-0.034)92.13=0.029r1l ,wm=0.029 1 -0.029+774.6 773.2得rl ,wm=773.24kg

29、/ m3精馏段液相平均密度为rlm=804.8 +795.992=800.39 kg / m 3提馏段液相平均密度为rlm=795.99 +773.242=784.62 kg / m 3n3.4.5 液体平均表面张力的计算由公式：s表面张力lm= x s 及查有机液体的表面张力共线图得液体张力可以计算液体 l ll =1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 81.126，查共线图得dsa=21.21( mn / m )s =21.39(mn / m) bsl , dm=0.957 21.21 +0.043 21.39 =21.22( mn / m )b.进料板液

30、相平均表面张力的计算由 tf93.665，查共线图得sa=19.62(mn / m )s =20.05( mn / m ) bsl , fm=0.541 19.62 +0.459 20.05 =19.82( mn / m )c.塔底液相平均表面张力的计算由 t112.43，查共线图得 ws =17.48(mn / m ) as =18.12( mn / m) bsl ,wm=0.029 17.48 +0.971 18.12 =18.10( mn / m )精馏段液相平均表面张力为slm=21.22 +19.822=20.52( mn / m )提馏段液相平均表面张力为s,lm=19.82 +1

31、8.102=18.98(mn / m )3.4.6 液体平均黏度的计算由公式： mlmn= xim 及查液体黏度共线图得液体黏度可以计算液体黏度 ii =1图 9：液体黏度共线图a. 塔顶液相平均黏度的计算 由 t 81.126，查共线图得dm =0.314( mpa s) am =0.329( mpa s) bml , dm=0.957 0.314 +0.043 0.329 =0.315( mpa s)b. 进料板液相平均黏度的计算 由 t 93.665，查共线图得fm =0.289( mpa s) am =0.312( mpa s) bml , fm=0.541 0.289 +0.459

32、0.312 =0.300( mpa s)c. 塔底液相平均黏度的计算 由 t 112.43，查共线图得wm =0.239( mpa s) am =0.256( mpa s) bml ,wm=0.029 0.239 +0.971 0.256 =0.256( mpa s)精馏段液相平均黏度为mlm=0.315 +0.3002=0.308( mpa s)提馏段液相平均黏度为m,lm=0.300 +0.2562=0.278( mpa s)3.4.7 气液负荷计算精馏段：v =( r +1) d =(2 +1) 35.5 =105.9kmol / hvmvs = vm3600 rvm=105.9 80.

33、23600 2.79=0.85m3/ sl =rd =2 35.3 =70.6kmol / hls =vmlm3600 rlm=70.6 82.033600 800.39=0.0020m3/ s提馏段：v =( r +1) d +( q -1) f =(2 +1) 35.5 =105.9 kmol / hrvvmvs = vm3600 rvm=105.9 86.343600 3.05=0.83m3/ sl =rd +qf =2 35.3 +165.7 =136.3kmol / hvmls = lm3600 rlm=136.3 88.13600 784.62=0.0043m 3 / s3.5 精

34、馏塔的塔体工艺尺寸计算3.5.1 塔径的计算塔板间距 h 的选定很重要，它与塔高、塔径、物系性质、分离效率、塔的操 t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 d ，m 0.30.5 0.50.8 0.81.6 1.62.4 2.44.0 t板间距 h ，mm 200300 250350 300450 350600 400600 t对精馏段：初选板间距 h =0.40 m ，取板上液层高度 h =0.06 m ，t l故 h -h =0.40 -0.06 =0.34 m ；t ll svsrl0.50.0020 800.39 = 0.85 2.79 0.5=0.0399查史密斯关联图 得 c =0.074；依式 c =c