苯甲苯溶液连续精馏塔设计

江汉大学《化工原理》课程设计说明书题目苯—甲苯溶液连续精馏塔设计专业班级过控141学生陶翔指导老师刘红姣成绩2023年7月5日化工原理课程设计任务书一、设计名称：苯-甲苯溶液连续精馏塔设计二．设计条件解决量：10万吨/y料液组成（质量分数）：45%塔顶产品组成（质量分数）：99%塔顶易挥发组分回收率：99%每年实际生产时间：7200h精馏塔顶的压强：4kPa(表压)加热蒸汽：低压蒸汽

单板压降：≯0.7kPa三、设计任务1、设备选型、设计方案的拟定和流程说明；2、精馏塔的工艺计算：塔径、塔高、溢流装置、塔板的布置、升气道等的设计与排列；3、流体力学性能的验算；4、绘制塔板负荷性能图并结合流体力学验算进行调整；5、有关附属设备的计算选型；6、编写设计说明书和设计结果概要或设计一览表，绘制主体设备工艺条件图目录1.流程和工艺条件的拟定和说明 32.操作条件和基础数据 32.1操作条件 32.2基础数据 33.设计计算 33.1精馏塔的物料衡算 33.2塔板数的拟定 43.2.１苯—甲苯混合物的ｔ-ｘ-ｙ图和x-y图 43.2.2拟定最小回流比Ｒｍｉｎ和回流比 63.2.3精馏塔气、液相负荷的拟定 63.2.4操作线方程 73.2.5图解法求理论板层数 73.2.6全塔效率的计算 73.2.7实际板层数 93.3精馏塔的工艺条件及有关物性数据的计算 93.3.1操作压力计算 93.3.2平均摩尔质量计算 93.3.3平均密度计算 103.3.4液体平均表面张力计算 123.3.5液体平均粘度计算 133.4精馏塔的塔体工艺尺寸计算与板间距的拟定 133.4.1塔径的计算 133.4.2塔高度计算 153.5塔板重要工艺尺寸计算 163.5.1溢流装置的计算 163.5.2塔板布置 183.6筛板的流体力学验算 193.6.1精馏段筛板的流体力学验算 193.6.2提馏段筛板的流体力学验算 213.7塔板负荷性能图 233.7.1精馏段塔板负荷性计算 232.7.2提馏段塔板负荷性能计算 253.8塔的辅助设备及附件的计算与选型 283.8.1全凝器 283.8.2再沸器 283.8.3接管管径计算与选型 293.8.4塔顶空间 313.8.5人孔 31设计结果一览表 31参考文献 35

1.流程和工艺条件的拟定和说明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，其余部分经产品冷凝冷却后送至储罐。该物系属易分离物系，最小回流比较小，故操作回流比取最小回流比的1.6倍。塔釜采用间接蒸汽加热，塔底产品经冷却后送至储罐。2.操作条件和基础数据2.1操作条件塔顶压力：4kPa进料热状态：泡点进料回流比：1.6倍加热蒸汽：低压加热单板压降：≤0.7kPa2.2基础数据进料中苯的含量（质量分数）：45%塔顶苯的含量（质量分数）：99%塔顶易挥发组分回收率：99%生产能力（万吨/年）：103.设计计算3.1精馏塔的物料衡算苯的摩尔质量MA甲苯的摩尔质量MB进料组成（摩尔分数）x塔顶馏出液组成（摩尔分数）x进料平均摩尔质量塔顶溜出液平均摩尔质量根据全塔物料及轻组分衡算列平衡方程式，如下：FF而，进料量流量F以塔顶苯为重要产品，回收率η可以解得 D签残液平均摩尔质量M式中F原料液流量D塔顶产品流量W塔底产品流量3.2塔板数的拟定3.2.１苯—甲苯混合物的ｔ-ｘ-ｙ图和x-y图由《化工工艺设计手册》查得的苯-甲苯物系的气液平衡数据，如表3-1所示：表3-1苯-甲苯物系的气液平衡数据表苯的摩尔分数温度/℃苯的摩尔分数温度/℃液相气相液相气相0.000.00110.60.5920.78989.40.0880.212106.10.7000.85356.80.2000.370102.20.8030.91484.40.3000.50098.60.9030.95782.30.3970.61895.20.9500.97981.20.4890.71092.11.001.0080.2根据表3-1作苯－甲苯混合液的ｔ－ｘ－ｙ相平衡图如图3-2所示根据表3-1作苯－甲苯混合液的ｘ-y图，如图3-3所示3.2.2拟定最小回流比Ｒｍｉｎ和回流比采用作图法求最小回流比。应为是泡点进料，则xF=（0.4911,0.4911）做垂线即为进料线（q线），该线与平衡线的交点坐标为y故最小回流比为R则操作回流比为R=1.63.2.3精馏塔气、液相负荷的拟定LVLV3.2.4操作线方程精馏段操作线方程y提馏段操作线方程y3.2.5图解法求理论板层数理论板图3-4图解得总理论板层数为１７块，进料板为第9块。3.2.6全塔效率的计算（1）操作温度由图3-2，画图可得t精馏段平均温度t提馏段平均温度t(2)相对挥发度塔顶相对挥发度α操作温度已知

t则查手册，用内插法的α平均相对挥发度αα（3）液体的平均粘度表3-5苯和甲苯的液体粘度操作温度已知

t通过表3-5，经内插法得当tD=80.5℃时当tF=92.7℃时当tW=109.71℃时根据液相平均粘度公式ln塔顶：当tD=80.5℃时进料板：当tF=92.7℃时塔底：当tW=109.71℃则液相平均粘度为μ(4)全塔效率全塔效率E3.2.7实际板层数精馏段的实际板层数：N提馏段的实际板层数：N总实际板层数：N=3.3精馏塔的工艺条件及有关物性数据的计算3.3.1操作压力计算塔顶操作压力P每层塔板压降∆进料板压力P塔底操作压力P精馏段的平均压力P提溜段的平均压力P3.3.2平均摩尔质量计算从图3-3可知塔顶：y加料板：x塔底：x塔顶的平均摩尔质量计算M进料的平均摩尔质量计算MM进料的平均摩尔质量计算MM精馏段与提馏段的平均摩尔质量计算MMMM3.3.3平均密度计算精馏段的平均温度：t提馏段的平均温度：t(1)气相平均密度计算精馏段与提馏段的平均气相密度计算如下：ρρ(２)液相平均密度计算液相平均密度计算公式1表3-6苯和甲苯的液相密度（1）塔顶液相平均密度：当tD=80.5℃ρρ（2）进料板液相平均密度：当tF=92.7℃ρ进料板液相质量分率αρ（３）塔底液相平均密度：当tW=109.71℃ραρ精馏段液相平均密度为ρ提馏段液相平均密度为ρ3.3.4液体平均表面张力计算液相平均表面张为依据下式计算，即σ表3-7苯和甲苯的表面张力．（１）塔顶液相平均表面张力：当tD=80.5℃σ由xD=σ（2）进料板液相平均表面张力；当tF=92.7℃σ由xF=σ（3）塔底液相平均表面张力：当tW=109.71℃σσ精馏段液相平均表面张力为σ提馏段液相平均密度为σ3.3.5液体平均粘度计算前面已经计算得塔顶：当tD=80.5℃时进料板：当tF=92.7℃时塔底：当tW=109.71℃精馏段平均粘度μ提馏段平均粘度μ3.4精馏塔的塔体工艺尺寸计算与板间距的拟定3.4.1塔径的计算（1）精馏段塔径计算精馏段的气、液相体积流率VL由u式中C由C=计算，式中C20是由《化工原理》（下）史密斯关联图查出，图的横坐标为L取板间距HT=0.50mH由《化工原理》（下）史密斯关联图查出，CC=u安全系数为0.7，则空塔气速为u=0.7D=按标准塔径圆整后为D=0.16m（2）提馏段塔径计算提馏段的气、液相体积流率VL由u式中C由C=C20(σL图的横坐标为L取板间距HT=0.50mH由《化工原理》（下）史密斯关联图查出，CC=u安全系数为0.7，则空塔气速为u=0.7D=按标准塔径圆整后为D=0.16m由此塔径都取1.6m塔截面积为A实际空塔气速为精馏段u提馏段u3.4.2塔高度计算精馏段有效高度 Z提馏段有效高度Z精馏与提馏各开一人孔，其高度为0.8m.所以精馏塔有效高度为Z=3.5塔板重要工艺尺寸计算3.5.1溢流装置的计算塔径D=1.6m，选用单溢流弓形降液管，采用凹型受液盘。精馏段的各项计算如下：堰长l取l溢流堰高度h由h选用平直堰，堰上液层高度hOW用弗兰西斯公式计算hL查《化工原理》（下）液流收缩系数计算图得：E=1.024h板上清液高度故h(3)弓形降液管宽度Wd和截面积由查《化工原理》（下）弓形降液管宽度与面积表得A故A依据θ=3600θ故降液管设计合理。（4）降液管底隙高度hh取u则hh故降液管底隙高度设计合理。选用凹型受液盘，深度h提馏段的各项计算如下：（1）堰长l取l（2）溢流堰高度h由h选用平直堰，堰上液层高度hOW用弗兰西斯公式计算hL查《化工原理》（下）液流收缩系数计算图得：E=1.042h板上清液高度故h(3)弓形降液管宽度Wd和截面积由查《化工原理》（下）弓形降液管宽度与面积表得A故A依据θ=θ故降液管设计合理。（4）降液管底隙高度hh取u则hh故降液管底隙高度设计合理。选用凹型受液盘，深度h3.5.2塔板布置 （1）塔板的分块因D≥800mm,故塔板采用分块式。查表3-8，塔板分为4块。表3-8塔板分块数（2）边沿区宽度计算取W（3）开孔区面积计算开孔区面积Aa按公式A其中xr故A（4）筛孔的设计及其排列苯和甲苯无明显腐蚀，可选用δ=3mm的碳钢，筛孔按正三角形排列，孔中心距t为t筛孔数目n为n开孔率φ为φ气体通过阀孔的气速为精馏段：u0提馏段：u03.6筛板的流体力学验算3.6.1精馏段筛板的流体力学验算（1）塔板压降平板阻力hc干板阻力hc由式由d0δ=故hc气体通过液层阻力h1气体通过液层阻力h1由式huF查《化工原理课程设计》充气系数关联图β故h1液体表面张力的阻力hσ液体表面张力的阻力hσ由式hhσ气体通过每层塔板的液柱高度hP由式hhP气体通过每层塔板的压降为∆(2)雾沫夹带雾沫夹带量由式eVhe设计的雾沫夹带量在允许范围内。（3）漏液对筛板塔，漏液点气速umin可由式u计算得u实际孔速u稳定系数为K=故本设计中无明显漏液。（4）泛液为了防止塔内发生泛液，降液管内液层高度Hd应服从公式H取φ=φH而Hd=hP+hL则HdH故在设计中不会发生泛液现象。3.6.2提馏段筛板的流体力学验算（1）塔板压降平板阻力hc干板阻力hc由式由d0δ=故hc气体通过液层阻力h1气体通过液层阻力h1'由式uF查《化工原理课程设计》（下）充气系数关联图β故h1液体表面张力的阻力hσ液体表面张力的阻力hσ'由式hσ气体通过每层塔板的液柱高度hP由式hhP气体通过每层塔板的压降为∆(2)雾沫夹带雾沫夹带量由式eVhe设计的雾沫夹带量在允许范围内。（3）漏液对筛板塔，漏液点气速umin可由式u计算得u实际孔速u稳定系数为K'=故本设计中无明显漏液。（4）泛液为了防止塔内发生泛液，降液管内液层高度Hd'应服从公式取φ=φH而Hd=hP+hL则HdH故在设计中不会发生泛液现象。3.7塔板负荷性能图3.7.1精馏段塔板负荷性计算（1）漏液线由uuhh联合整理得V在操作范围内，任取几个Ls值，按公式计算出V由上表3-9的数据可作出漏液线1.(2)液沫夹带线以eV=0.1/kg液由euhhh求得h整理的V在操作范围内，任取几个Ls值，按公式计算出V由上表3-10的数据可作出液沫夹带线2（3）液相负荷下限线对于平直堰，取堰上层清液hOW=0取E=1.024，则h整理得L由此可以作出与气体流量无关的垂直液相负荷下限线3（4）液相负荷下限线以θ=由θ整理得L由此可以做出与气体流量无关的垂直液相负荷下限线4（5）泛液线令H由H联令两式得φ忽略hσ，α式中abcd代入数据整理得V在操作范围内，任取几个Ls值，按公式计算出V由上表3-11的数据可做出泛液线5根据以上各线方程，可作出精馏段筛板塔的负荷性能图，如图3-12所示2.7.2提馏段塔板负荷性能计算（1）漏液线由uuhh联合整理得V在操作范围内，任取几个Ls值，按公式计算出V由上表3-13的数据可作出漏液线1.(2)液沫夹带线以eV=0.1/kg由euhhh求得h整理的V在操作范围内，任取几个Ls值，按公式计算出V.由上表3-14的数据可做出液沫夹带线2（3）液相负荷下限线对于平直堰，取堰上层清液hOW=0取E=1.024，则h整理得L由此可以作出与气体流量无关的垂直液相负荷下限线3液相负荷下限线以θ=由θ整理得L由此可以做出与气体流量无关的垂直液相负荷下限线4泛液线令Hd由H联令两式得φ忽略hσ，α式中abcd代入数据整理得V在操作范围内，任取几个Ls值，按公式计算出Vs由上表3-15的数据可做出泛液线5根据以上各线方程，可做出精馏段筛板塔的负荷性能图，如图3-16所示3.8塔的辅助设备及附件的计算与选型3.8.1全凝器塔顶回流全凝器通常采用管壳式换热器，应为精馏塔解决量大，且板数较多，为避免给安装和检修带来不便，选择强制循环式，塔顶蒸汽温度tD=80.5℃，需冷却到td=40℃,取冷却水进口温度t故∆查资料，K取为800W/由r苯=30.84得r=故Q=Vr=246863.4÷3600×31.02×1000=2127139.7J/s所以换热面积A=3.8.2再沸器选用130℃饱和水蒸气，取总传热系数800W/出料液温度：109.71℃→110.5℃走管程水蒸汽湿度：120℃←130℃故∆塔底组成近似作为纯甲苯rQ=所以换热面积A=3.8.3接管管径计算与选型（1）进料管尺寸计算料液质量流速G体积流速V取管内流速为u所以进料管管径为D进料口管径选取∅70×5.0的标准管法兰选取公称压力4.0MPa,公称直径为70mm的平颈平焊钢制管法兰（1）塔顶回流管管径计算回流液质量流速G体积流速V取管内流速为u所以回流管管径为D塔顶回流管选用∅45×5.0的标准管法兰选取公称压力4.0MPa,公称直径为45mm的平颈平焊钢制管法兰塔顶蒸汽出口管径计算蒸汽出口管的允许气速Uv不应产生过大压降，表3-17蒸汽出口管中允许气速参照表因P0=105.3故qD=塔顶蒸汽出口选用∅400×5.0的标准管法兰选取公称压力4.0MPa,公称直径为400mm的平颈平焊钢制管法兰（2）塔底出料管径的计算取u出料液质量流速G体积流速V塔底出料管管径D塔底出料管选∅50×5.0的标准管法兰选取公称压力4.0MPa,公称直径为50mm的平颈平焊钢制管法兰3.8.4塔顶空间塔顶空间H3.8.5人孔本塔开两个人孔，精馏与提馏各开一人孔，其高度为H设计结果一览表项目符号单位数值/形式精馏段提馏段平均温度tm℃86.22101.7平均压强PmkPa110.55116.5