化工原理课程设计苯甲苯板式精馏塔

1、化工原理课程设计苯-甲苯连续精偏筛板塔的设计学 院：生命科学学院专业年级：姓 名：指导老师：目录一、序言 2.二、设计任务 2.三、设计条件2.四、设计方案2.五、工艺计算3.1、设计方案的选定及基础数据的搜集 5.2、精储塔的物料衡算6.3、精储塔的工艺条件及有关物性数据的计算 1.04、精储塔的塔体工艺尺寸计算 1.5.5、塔板主要工艺尺寸的计算 16.6、筛板的流体力学验算 1.9.7、塔板负荷性能图22.六、设计结果一览表.2.7.七、参考书目2.8.八、心得体会2.8.九、附录2.9.一、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

2、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，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

3、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、设计任务原料液中苯含量：质量分率=75%(质量)，其余为甲苯。(2) 塔顶产品中苯含量不得低于98 ( 质量)。(3) 残液中苯含量不得高于8.5 (质量 )。(4) 生产能力：90000 t/y 苯产品，年开工310天。三、设计条件(1) 精馏塔顶压强：4.0kPa( 表压 )(2) 进料热状态：自选(3) 回流比：自选。单板压降压： 0.7kPa四、设计方案(1)

4、 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(4) 塔高、塔径以及塔板结构尺寸的确定；塔板的流体力学验算。(5) 编制设计结果概要或设计一览表(6) 辅助设备选型与计算(7) 绘制塔设备结构图五、工艺计算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，应采用连续精储流程。设计中采用泡点进料，将原料液通过预热器 加热至泡点后送人精储塔内。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

5、作回流比取最小回流比的1.8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。其中由于蒸储过程的 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储，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，比同塔径的泡罩塔可增加 1

6、015%。(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：表1苯和甲苯的物理性质项目分子式分子量M沸点(C)临界温度t C( C)临界压强Pc (kPa)苯AC6H678.1180.1288.56833.4甲苯BGH CH92.13110.6318.574107.7表2苯和甲苯的饱和蒸汽压温度C80.1859095100105110.6PA0,kPa101.33116.9135.5155.7179.2204

7、.2240.0PB0, kPa40.046.054.063.374.386.0表3常温下苯一甲苯气液平衡数据(2: P8例1 1附表2)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1.0000.9000.7770.6300.4560.262表4纯组分的表面张力(1 : P378附录图7)温度8090100110120苯,mN/m21.22018.817.516.2甲苯，Mn/m21.720.619.518.417.3表5组分的液相密度(1 : P382附录图8)温度(C)8090100110120苯,k

8、g/ m3814805791778763甲苯,kg/ m3809801791780768表6 液体粘度N L (1 ：P365)温度(C)8090100110120苯(mPa .s )0.3080.2790.2550.2330.215甲苯(mPa .s )0.3110.2860.2640.2540.228表7常压下苯一一甲苯的气液平衡数据温度t c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

9、.044.297.1330.050.795.5835.056.694.0940.061.992.6945.066.791.4050.071.390.1155.075.580.8060.079.187.6365.082.586.5270.085.785.4475.088.584.4080.091.283.3385.093.682.2590.095.981.1195.098.080.6697.098.880.2199.099.6180.01100.0100.02、精储塔的物料衡算(1)原料液及塔顶、塔底产品的摩尔分率苯的摩尔质量二_ ? 1'' '''

10、9;甲苯的摩尔质量 MB 92.13kg/kmO1Xf0.75/78.110.75/ 78.11 0.25/ 92.130.780(2)原料液及塔顶、塔底产品的平均摩尔质量MF 0.780 78.11 (1 0.780) 92.13 81.20(kg /kmol)(3)物料衡算 原料处理量1.49 102(kmol/h)81.20 310 2490000000 _2总物料衡算D W 1.49 10苯物料衡算 0.780F 0.983D 0.099W联立解得式中F 原料液流量D-塔顶产品量W-塔底产品量塔板数的确定(1)理论板层数NT的求取苯一甲苯属理想物系，可采逐板计算求理论板层数。求最小回流

11、比及操作回流比。采用恩特伍德方程求最小回流比。解得，最小回流比Rm 0.73取操作回流比为求精储塔的气、液相负荷L RD 1.31 119 155.89(kmol/h)_ _' _ _ 一_ . . _ _ _ . . . _ _ .V (R 1)D (1 q)F 2.31 119 274.89(kmol / h)( 泡点进料：q=1) 求操作线方程精储段操作线方程为提储段操作线方程为(2)逐板法求理论板又根据Rmin,通 (1 xd)可解得 =2.471 xF1 xf相平衡方程yx2.4碎1 (1)x 1 1.475x2.47x、，yy x( 1 1.47x 变形得2.47 1.47

12、 y用精微段操作线和相平衡方程进行逐板计算y xD = 0.983,x1 y=0.959 y1y (1 Yi)y 2.475(1 %)y20.567X10.4260.970X22.47 1.47y0.959y30.567X20.4260.953X32.47 1.47 y30.891y40.567x30.4260.931x42.47 1.47 y40.845y50.567x40.4260.905X52.47 1.47 y50.795y60.567X50.4260.877X62.47 1.47 y60.742因为, 故精储段理论板n=5,用提留段操作线和相平衡方程继续逐板计算y70.567X60.

13、4260.811X7y0.6352.471.47y7y0.567X70.4260.693X82.47y1.47 y80.478y0.567X80.4260.519X92.47y1.47y90.304y100.567X90.4260.326X102.47y 1.47y100.164y110.567x100.4260.171X112.47y1.47 yn0.077因为，所以提留段理论板n=5 (不包括塔釜)(3)全塔效率的计算查温度组成图得到，塔顶温度TD=80.94，塔釜温度TW=10，5 全塔平均温度Tm=92.97。分别查得苯、甲苯在平均温度下的粘度A 0.272(mPa s)，B 0.27

14、9(mPa s)平均粘度由公式，得全塔效率ET( 4)求实际板数精馏段实际板层数提馏段实际板层数进料板在第11 块板。3、精馏塔的工艺条件及有关物性数据的计算( 1)操作压力计算塔顶操作压力P= 4+101.3 kPa每层塔板压降 乙P= 0.7 kPa进料板压力 PF =105.3+0.7 X 10= 112.2 kPa塔底操作压力Pw=119.3 kPa精微段平均压力 P m1 = ( 105.3+112.3 ) /2= 108.8 kPa提馏段平均压力P m2 =( 112.3+119.3 ) /2 =115.8 kPa( 2)操作温度计算依据操作压力，由泡点方程通过试差法计算出泡点温度

15、，其中苯、甲苯的饱和蒸气压由安托尼方程计算，计算过程略。计算结果如下：塔顶温度tD 80.90 进料板温度tF = 85.53 C塔底温度tw =105.0 C精微段平均温度 tm= ( 80.9.+85.53 ) /2 = 83.24 C提储段平均温度 萌=(85.53+105.0 ) /2 =95.27 C(3)平均摩尔质量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=0.959进料板平均摩尔质量计算由上面理论板的算法，得 yF =0.877,xF =0.742ML,Fm 0.742 78.11 (1 0.742) 92.13 81.73(kg / kmol)塔

16、底平均摩尔质量计算由xw=0.077,由相平衡方程，得 yw=0.171ML,Wm 0.077 78.11 (1 0.077) 92.13 91.05(kg/kmol)精微段平均摩尔质量提储段平均摩尔质量(4)平均密度计算(5)气相平均密度计算(6)由理想气体状态方程计算，精储段的平均气相密度即2.90(kg/m3)PVm108.8 79.09RTm8.314 (83.24 273.15)提储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的计算由t d= 80.94 C ,查手册得33a 814.0(kg/m3); b 809.1(kg/m3)塔顶液相的质量分率求

17、得aa 0.9810.980.023、;信 l Dm 813.9( kg / m )L,Dm 814.0 809.1进料板液相平均密度的计算由t f= 85.53 C ,查手册得33a 808.6(kg/m3); b 804.36(kg/m3)进料板液相的质量分率0.742 78.11A 0.710.742 78.11 (1 0.742) 92.13塔底液相平均密度的计算由tw= 105.0 C,查手册得33A 786.4(kg/m ); B 785.3(kg/m)塔底液相的质量分率aA0.0660.077 78.110.077 78.11 (1 0.077) 92.1310.066 0.93

18、43、;得 LWm 784.9( kg /m ) L,Wm 786.4785.3,精储段液相平均密度为Lm盟上回810.62提储段液相平均密度为807.4 784.93、Lm 796.15 kg / m )2(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%=2/3塔顶液相平均表面张力的计算 由t d=80.94C,查手册得A 21.25(mN /m); B 21.59(mN/m)进料板液相平均表面张力的计算 由t f= 85.53 C ,查手册得A 21.60(mN/m); B 21.08(mN/m)L,Fm 0.742 20.60 0.258 21.08 20.72(mN/m)塔

19、底液相平均表面张力的计算由t W= 105.0 C,查手册得A 18.26(mN/m); B 19.18(mN/m)精储段液相平均表面张力为21.26 20.7220.99(mN/m)L,Wm 0.077 18.26 0.923 19.18 21.50(mN/m)Lm提储段液相平均表面张力为21.50 20.72Lm 21.11(mN / m)2(6)液体平均粘度计算 液相平均粘度依下式计算，即11 Lm=2 xi ii i塔顶液相平均粘度的计算由t d=80.94C,查手册得A 0.305(mPa s); B 0.309(mPa s)L,Dm 0.983 0.305 0.017 0.309

20、0.311(mPa s)进料板液相平均粘度的计算 由t f= 85.53 C ,查手册得a 0.292(mPa s); b 0.297(mPa s)L,Dm 0.742 0.292 0.258 0.297 0.294(mPa s)塔底液相平均粘度的计算 由tw = 105.0 C,查手册得A 0.244(mPa s); B 0.259(mPa s)L,Dm 0.077 0.244 0.923 0.259 0.258(mPa s)精储段液相平均粘度为L,m0.311 0.2940.303(mPa s)提储段液相平均粘度为(7)气液负荷计算精储段：提储段：4精储塔的塔体工艺尺寸计算(1)塔径的计算

21、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7板间距与塔径关系塔径 D, m 0.3 0.50.5 0.80.8 1.61.6 2.42.4 4.0板间距200300250350300450350600400600mm对精储段：初选板间距Ht 0.40m,取板上液层高度 儿 0.06m,故 Ht hL 0.40 0.06 0.34m;0.2查史密斯关联图得G°=0.070 ;依式C C20 一20校正物系表面张力为20.99(mN/m=HC c20 0.072更竺 0.07032020可取安全

22、系数为0.7,则(安全系数0.60.8),故按标准，塔径圆整为2.0m,则空塔气速0.66m/s。对提储段：初选板间距Ht 0.40m,取板上液层高度hL 0.06m,故 Ht hL 0.40 0.06 0.34m;SVs12Lmvm0.00751.371783.4 22.900.0900.2查2 ： P165 图 38 得。0=0.068 ;依式 C C20 =0.06920校正物系表面张力为19.58mN/m时按标准，塔径圆整为2.0m,则空塔气速1.56m/s。根据塔径的选择规定，对于相差2.0m。将精储段和提溜段相比较可以知道二者的塔径不一致， 不大的二塔径取二者中较大的，因此在设计塔

23、的时候塔径取5、塔板主要工艺尺寸的计算(1)溢流装置计算精储段因塔径D= 2.0m,可选用单溢流弓形降液管，采用平行受液盘。对精储段各项计算如下:a）溢流堰长 lw:单溢流去 l 后（0.6 0.8） D,取土!长 lw为 0.60D=0.60X2.0=1.20mb）出口堰高 hw： hw/ how故 hw 0.06 0,016 0.044（m）c）降液管的宽度 Wd与降液管的面积Af :由 lw/D 0.66 查（2:耳70 图 313）得 Wd/D 0.124, Af / AT 0.07223 1499故 Wd 0.124D 0.124 1.6 0.198m, Af 0.0722 -D2

24、0.0722 1.62 0.1452m244利用（2 : P170式310）计算液体在降液管中停留时间以检验降液管面积，即 fT 0.1452 0.40 15.70s （大于 5s,符合要求）Ls0.0037d）降液管底隙高度ho :取液体通过降液管底隙的流速0 0.08m/s （0.07-0.25 ）依(2 : Pm 式 311): ho Ls-0.00370.035m 符合(h° hw 0.006 )Iw o 1.06 0.09e)受液盘采用平行形受液盘，不设进堰口，深度为 60mm同理可以算出提溜段相关数据如下：a)溢流堰长lw:单溢流去lw= (0.60.8)D,取土！长 l

25、w 为 0.66D=0.8 X 1.6=1.056mb）出 口堰高 hw： hwhL how由 lw / D 0.8 Lh / lw2.523.34m查知E=1.04,依式how2.84 l可行howE1000Lhlw2.84 E 100023Lh l w0.026m故 hw 0.06 0,026 0.034mc)降液管的宽度 wd与降液管的面积Af :由 lw/D 0,60w 0.100, 2 0.052查图得， DAT故计算液体在降液管中停留时间以检验降液管面积,AH"TT15.16 （大于5s,符合要求）d）降液管底隙高度h。：取液体通过降液管底隙的流速0.0mm/S0.07-

26、0.25 )ho(0lw o032m m)符合(h0hw 0.006 )（2）塔板布置精储段塔板的分块因A 800mm故塔板采用分块式。塔极分为 4块。a）取边缘区宽度安定区宽度对精储段:b) Aa2 x R2R2 . i x sin - 180 R计算开空区面积1 0.04 0.96(m)D-(Wd Ws) 1(0.2 0.07) 0.73(m)解得,c）筛孔数n与开孔率:取筛空的孔径d0为5mm,正三角形排列，一般碳的板厚为3mm,取t/d。 35,故孔中心距 t 3.5X55=1171.5mm筛孔数则每层板上的开孔面积A0为 气体通过筛孔的气速为6、筛板的流体力学验算塔板的流体力学计算，

27、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。（1）气体通过筛板压强相当的液柱高度计算精储段：a）干板压降相当的液柱高度 %：依d。/5/3 1.67,查干筛孔的流量系数图得，Q=0.84由式b）气体穿过板上液层压降相当的液柱高度hl :a ATVsAT1 0.0528 3.14 0.70 m/sFa 扇.0 0.7 , 2.90 1.19由。与Fa关联图查得板上液层充气系数 。=0.66 ,依式hl0hL0 hw how0.66 0.044 0.0160.0396c)克服液体表面张力压降相当的液柱高度h :依式he4d4e

28、l gd 0故 hp 0.0021120 .9910 -30.002110.03960.03270.0744则单板压强:pp hpelg 0.0744 810.65 9.8 591.0 p 700 p(2)液面落差(3)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)雾沫夹带5.7 106ua32GHT hf65.7 102Q991030.70.4 2.5 0.063237.3210 kg冰。1k%/姚故在设计负荷下不会发生过量雾沫夹带0 漏液由式 ow 4.4co . el/ev 0.0056 0.13d hK筛板的稳定性系数UoU OW11.246.571

29、.71 1.5,故在设计负荷下不会产生过量漏液(5)液泛为防止降液管液泛的发生，应使降液管中清液层高度 Hd HT hw依式 Hdhphlhd ,0.5,则2hd0.153 LS0.153而LW?h0HT hw0.5 0.4 1.170.78520.00431.2 0.0361.52 10 3故Hd HThw在设计负荷下不会发生液泛根据以上塔板的各项液体力学验算，可认为精储段塔径及各项工艺尺寸是适合的 同精储段公式计算，提溜段各参数计算如下：(1)气体通过筛板压强相当的液柱高度计算a)干板压降相当的液柱高度：b)气体穿过板上液层压降相当的液柱高度：UaATAf2.023.14 0.1630.6

30、79Fa Ua , V 0.679 . 3.21 1.22由。与Fa关联图查得板上液层充气系数。=0.65,依式打0.65 0.06 0.039c)克服液体表面张力压降相当的液柱高度:4 21.11 10 33Lgd0796.4 9.8 5 10 30.00216 m故 hp 0.0346 0.039 0.00216 0.0758(m)则单板压降：P 0.0758 796.4 9.8 0.591 0.7(kPa)(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 故在设计负荷下不会发生过量雾沫夹带。(4)漏液查得:c00.84Uow 4

31、.4C0 , 0.00560.13hL h l/4.4 o.840.0056 0.13 0.06 0.0021 810.6 2.965K筛板的稳定性系数UoU ow0 1.716.571.5,故在设计负荷下不会产生过量漏液。(5)液泛为防止降液管液泛的发生，应使降液管中清液层高度 H dHthw依式Hdhpphi0.5,则故HdHt2hd0.153 L而Lw?h0Ht hw0.5 0.4 1.170.1530.785hw在设计负荷下不会发生液泛。20.00433 1.52 101.2 0.036根据以上塔板的各项液体力学验算，可认为提储段塔径及各项工艺尺寸是适合的。7、塔板负荷性能图精微段:3

32、.2UaH t hf(1)雾沫夹带线5.7 10 6 ev雾沫夹带量取ev 0.1(对液/。气)，前面求得m,精 20.99mN/m5.7 10 6 ev代入3.2ua2HT hf ,整理得：Vs 5.11 29.05L3s由上表数据即可作出雾沫夹带线在操作范围内，任取几个Ls值，依上式计算出Vs值，计算结果列于表3-19 oLs /(m 3/s)0.0030.0040.0050.006Vs /(m 3/s)4.5064.3784.2614.151表80(2)液泛线由 E=1.04,lw=1.2 得:已算出h2.1110 3(m)hp2hc h1 h 7.555 10 3Vs2 0.029 0

33、.405L3 2.11 10 3Ht 0.4mhw0.044m0.5代入HThwhphwhowhd ,整理得:Vs2219.443 134.878L： 1.085 104 Ls在操作范围内，任取几个Ls值，依上式计算出Vs值，计算结果列于表3-20。Ls /(m 3/s)0.0030.0040.0050.006Vs /(m 3/s)4.0673.9843.9023.821表10由上表数据即可作出液泛线 2。液相负荷上限线=4s作为液体在降液管中停留时间的下限,Ls,maxHrAf 0.4 0.1633,、0.0163(m / s)据此可作出与气体流量无关的垂直液相负荷上限线0.0163 (m3

34、/s) (4)漏液线2Vs,minuow '由 hLhw how 0.044 0.614Ls 和A0Uow 4.4Co 0.0056 0.13% h L代入'V得:3-21。整理得：Vs,min0.684 ,2.574 22.314L3在操作范围内，任取几个Ls值，依上式计算出Vs值，计算结果列于表表11Ls /(m 3/s)0.0030.0040.0050.006Vs /(m 3/s)1.1921.2111.2291.245由上表数据即可作出液泛线 4。(5)液相负荷下限线对于平直堰，取堰上液层高度 hOW 0.006m作为最小液体负荷标准。E=1.0443Ls,min 3.

35、167 10 m /s据此可作出与气体流量无关的垂直液相负荷下限线5L s, maxHTAf0.4 0.16350.013m3/s根据以上各线方程，可作出筛板塔的负荷性能图，如图所示图1精微段筛板负荷性能图在负荷性能图上，作出操作点P,连接OP即作出操作线。由图可看出，该筛板的操作上限 为液泛控制，下限为漏液控制。同精储段，得出提储段的各曲线为:(1)雾沫夹带线ev5.7 10 63.2Ua整理得：Vs5.52213.07L3(3)液泛线HThwhphwhowhd已知E=1.06lw=1.2 ,同理精储段得:由此可作出精储段液泛线2。漏液线2hL hw how 0.0325 0.628lS3L2整理得：Vs,min0.6881.90 20.25ls3据此可作出漏液线3。(4)液相负荷上限线以8 = 5s作为液体在降液管中停留时间的下限,L s,maxHtA,0.4 0.16350.013(m3/s)据此可作出与气体流量元关的垂直液相负荷上限线(5)液相负荷下限线0.013。以how= 5s作为液体在降液管中停留时间的下限,how22 843600 Lsmin 31.06smn10001.