苯甲苯精馏塔的课程设计说明书

1、. . . . 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讲师年级专业系 部课程设计任务书一、课题名称苯甲苯混合液筛板精馏塔设计二、课题条件（原始数据）1、设计方案的选定 原料：苯、甲苯 原料苯含量：质量分率= 45.5% 原料处理量：质量流量=20.5t/h 产品要求：苯的质量分率：xD =98%，xW=1% 2、操作条件常压精馏，泡点进料，塔顶全凝，泡点回流，塔底间接加热。3、设备型式：筛板塔三、设计容1、设计方案的选择与流程说明2、工艺计算（物料衡算、塔板数、工艺条件与物性数据、气液负荷等）3、主要设备工艺尺寸设计（1）塔径（2）塔板（降液管、溢流堰、塔板布置等）（3）塔

2、高4、流体力学验算与操作负荷性能图5、辅助设备选型（冷凝器、再沸器、泵、管道等）6、结果汇总表7、设计总结8、参考文献9、塔的设计条件图（A2）10、工艺流程图（A3）四、图纸要求1、带控制点的工艺流程图（2图纸）；2、精馏塔条件图（1图纸）。34 / 37摘要：本设计对苯甲苯分离过程筛板精馏塔装置进行了设计，主要进行了以下工作：1、对主要生产工艺流程和方案进行了选择和确定。2、对生产的主要设备筛板塔进行了工艺计算设计,其中包括：精馏塔的物料衡算；塔板数的确定；精馏塔的工艺条件与有关物性数据的计算；精馏塔的塔体工艺尺寸计算；精馏塔塔板的主要工艺尺寸的计算。3、绘制了生产工艺流程图和精馏塔设计条

3、件图。4、对设计过程中的有关问题进行了讨论和评述。本设计简明、合理，能满足初步生产工艺的需要，有一定的实践指导作用。关键词：苯甲苯；分离过程；精馏塔 目录目录11 文献综述31.1概述31.2方案的确定与基础数据32 塔物料衡算52.1原料液与塔顶、塔底产品的摩尔分率52.2原料液与塔顶、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际板数94 精馏塔的工艺条件与有关物性数据的计算94.1操作压力计算94.2安托尼方程计算104.3平均摩尔质量计算104.4平

4、均密度计算114.5液体平均表面力计算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15塔径的计算156 塔板主要工艺尺寸的计算166.1溢流装置计算166.2塔板布置186.3筛孔数n与开孔率：197 筛板的流体力学验算197.1气体通过筛板压强相当的液柱高度计算（精馏段）197.2气体通过筛板压强相当的液柱高度计算（提馏段）218 塔板负荷性能图228.1精馏段：228.2提馏段：269 设备设计309.1塔顶全凝器的计算与选型309.2再沸器3110 各种管尺寸确定3110.1进料管3110.2出料管3110.3塔顶蒸汽管3210.4回流管3210.5再

5、沸返塔蒸汽管3211 塔高3212.设计体会3313.参考文献34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分离苯-甲苯混合液，已知原料液的处理量为20.5t/h，组成为45.5%（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1%。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方案的确定与基础数据 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。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，其余部分经产品冷却

6、器冷却后送至贮罐。该物系属易分离物系，最小回流比较小，故操作回流比是最小回流比的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,kPa101.33116.9135.5155.7179.2204.2240.0，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

7、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/814805791778763甲苯,kg/809801791780768表6 液体粘度µ（1：）温度()8090100110120苯（mP.

8、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y110.560.000.00109.911.002.50108.793.007.11107.615.0011.2105.0510.020.8102.7915.029.4100.7520.037.298.8425.044.297.1330.050.795.5835.056.694.0940.061.992.6945.066.791.4050.071.390.1155.075.580.8060.079.1

9、87.6365.082.586.5270.085.785.4475.088.584.4080.091.283.3385.093.682.2590.095.981.1195.098.080.6697.098.880.2199.099.6180.01100.0100.02 塔物料衡算2.1原料液与塔顶、塔底产品的摩尔分率苯的摩尔质量甲苯的摩尔质量2.2原料液与塔顶、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 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10-2苯-甲苯物质

10、在总压101.3kpa下的t-x关系由表10-1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 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=95.53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际板数精馏段实际板层数提馏段实际板层数进料板在第12块板4 精馏塔的工艺条件与有关物性数据的计算4.1操作压力计算塔顶操作压力 P=101.325+4=105.3 kpa每层塔板压降 P0

11、.31 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

12、，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液体平均表面力计算液相平均表面力依下式计算，即塔顶液相平均表面力的计算由，查得进料板液相平均表面力的计算由，查得塔底液相平均表面力的计算由，查得精馏段液相平均表面力为提馏段液相平均表面力为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

13、体工艺尺寸的计算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，以与塔的安装、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；依式校正物系表面力为20.57mN/m时，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2400mm，则空塔气速0.73m/s对提馏段：初选板间距，取板上液层高度故查图得 依式校正物系表面力为

14、19.19mN/m时按标准塔径圆整为2400mm，则空塔气速0.68m/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2.4m6 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=2.4m，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，

15、不设进口堰，深度为50mm6.1.2提馏段：1) 溢流堰长：单溢流，取堰长为0.80D=0.802.4=1.92m2) 出口堰高：单溢流故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4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7 筛板

16、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塔板的压降：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

17、定系数，故在设计负荷下会产生漏液。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，可认为精馏段塔径与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）7.2.1塔板的压降：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=0.57，依式3)克服液体表面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

18、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，可认为精馏段塔径与各项工艺尺寸是适合的。8 塔板负荷性能图8.1精馏段：8.1.1漏液线由 ， 表9漏液线Ls /(m3/s)0.001230.009990.014860.2325Vs /(m3/s)5.7956.93512.05813.6808.1.2雾沫夹带线表10雾沫夹带线Ls /(m3/s)0.001230.009990.014860.2325Vs /(m3/s)7.8386.6156.1225.3648.1.3液相负荷下限线对于平直堰

19、，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略，将与，与的关系代入上式代数得表11 液泛线Ls /(m3/s)0.001230.009990.014860.2325Vs /(m3/s)30.42828.24325.13220.134做出筛板负荷性能图图1 筛板负荷性能图8.2提馏段：8.2.1漏液线由 ， 表9漏液线Ls /(m3/s)0.001640.02350.04850.0656Vs /(m3/s)4.886.617.568.128.2.2雾沫夹带线表10雾沫夹带线Ls /(m3/s)0.001640

20、.02350.04850.0656Vs /(m3/s)7.315.564.253.498.2.3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表11 液泛线Ls /(m3/s)0.001640.02350.04850.0656Vs /(m3/s)19.5618.4716.1314.11做出筛板负荷性能图图2筛板负荷性能图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

21、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进料管泵输进料，10.2出料管釜残液的体积流量：10.3塔顶蒸汽管10.4回流管强制回流 10.5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=2 取孔径为0.5mH=(n-nF-np)HT+nFHF+H1+H2+nPHp+HD+HBH:塔高 n：实

22、际塔板数 nF:进料板数 nP :人孔数 HF：进料板间距 Hp：人孔板间距 HB：塔底空间高度 HD：塔顶空间高度 H1：封头高度 H2：裙座高度H=(24-1-4)0.4+0.6+40.5+1.2+1.2+3+0.4=16.0m设计结果一览表项目符号单位计算数据精馏段提留段各段平均压强PmkPa107.32111.19各段平均温度tm86.58101.19平均流量气相VSm3/s3.303.09液相LSm3/s0.00870.0171实际塔板数N块1313板间距HTm0.400.40塔的有效高度Zm4.03.2塔径Dm2.42.4空塔气速um/s0.730.68塔板液流形式单流型单流型溢流

23、管型式弓形弓形堰长lwm1.441.92堰高hwm0.0380.031溢流堰宽度Wdm0.029760.5136管底与受业盘距离hom0.0240.023板上清液层高度hLm0.060.06孔径domm5.05.0孔间距tmm15.015.0孔数n个1935319353开孔面积m20.3180.318筛孔气速uom/s8.668.66塔板压降hPm0.0620.063液体在降液管中停留时间s10.8115.34降液管清液层高度Hdm1.100.099雾沫夹带eVkg液/kg气0.0100.019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LS·maxm3/s0.001230.00164液相最小负荷LS·minm3/s0.023520.0656操作弹性19.124