化工原理课程设计--常压二元精馏塔的设计

化工原理 B 课程设计 设计题目 常压二元精馏塔的设计 专业 制药工程 班级 制药 团队号 F 指导教师 设计日期 2013 年 6 月 16 日至 2013 年 6 月 27 日 指导教师签字： 目 录 一 前言 . - 1 - 二 化工原理课程设计任务书 . - 2 - 2.1 设计条件与主要任务 . - 2 - 2.1.2 物料条件： . - 2 - 2.2 设计其它要求 . - 3 - 三 设计计算 . - 3 - 3.1 设计方案的选定 . - 3 - 3.2 关于设计流程的说明及基础数据的搜集 . - 3 - 3.3 精馏塔的物料衡算 . - 8 - 3.3.1 原料液及塔顶、塔底产品的摩尔分率 . - 8 - 3.4 塔板数的确定 . - 9 - 3.4.1 理论塔板数的确定 . - 9 - 四 精馏塔的工艺条件及有关物性数据的计算 . - 12 - 4.1 操作压力的计算 . - 12 - 4.1.1 塔顶操作压力： . - 12 - 4.1.2 进料板压力： . - 13 - 4.1.3 塔底操作压力： . - 13 - 4.1.4 精馏段平均压力： . - 13 - 4.2 操作温度的计算 . - 13 - 4.3 平均摩尔质量的计算 . - 14 - 4.3.2 进料板平均摩尔质量计算 . - 14 - 4.4 平均密度的计算 . - 15 - 4.4.1 气相平均密度计算 . - 15 - 由理想气体状态方程计算， . - 15 - 4.4.3 精馏段液相平均密度为 . - 17 - 4.5 液体平均表面张力的计算 . - 17 - 4.5.4 精馏段液相平均表面张力为 . - 17 - 4.6 液体平均黏度的计算 . - 18 - 4.6.3 塔底液相平均黏度的计算 . - 18 - 五 精馏塔的塔体工艺尺寸计算 . - 19 - 5.1 塔径的计算 . - 19 - 5.1.1 精馏段： . - 19 - 5.1.2 提馏段： . - 21 - 5.2 精馏塔的有效高度的计算 . - 22 - 六 塔板主要工艺尺寸的计算 . - 22 - 6.1 溢流装置计算 6.1.1 溢流堰长 wl ： . - 22 - 6.1.2 出口堰高 . - 22 - 6.2 塔板布置 . - 25 - 6.3.4 开孔区面积 . - 25 - 七 筛板的流体力学计算 . - 26 - 7.1 精馏段 . - 26 - 7.1.1 塔板压降的计算 . - 26 - 7.1.2 液面 落差 . - 28 - 7.1.3 液沫夹带 . - 28 - 7.1.4 漏液 . - 28 - 7.1.5 液泛 . - 28 - 7.2 提馏段 . - 29 - 7.2.1 塔板压降的计算 . - 29 - 7.2.3 液沫夹带 . - 31 - 7.2.4 漏液 . - 31 - 7.2.5 液泛 . - 31 - 八 塔板负荷性能图的绘制 . - 32 - 8.1 精馏段 . - 32 - 8.1.1 漏液线 . - 32 - 8.1.3 液相负荷下限线 . - 33 - 8.1.4 液相负荷上限线 . - 34 - 8.1.5 液泛线 . - 34 - 8.1.6 精馏段各个参数汇总 . - 36 - 8.2 提馏段 . - 37 - 8.2.1 漏液线 . - 37 - 8.2.2液沫夹带线 . - 38 - 8.2.3 液相负荷下限线 . - 38 - 8.2.4 液相负荷上限线 . - 39 - 8.2.5 液泛线 . - 39 - 8.2.6 负荷性能图的绘制 . - 40 - 8.2.7 提馏段各个参数汇总 . - 41 - 九 塔顶冷凝器的冷凝热和塔釜再沸器的汽化热 . - 42 - 9.1 冷凝器 . - 42 - 9.2 再沸器 . - 43 - 十 对本设计的评价及某些问题的讨论 . - 43 - 10.1 对本设计的评价 . - 43 - 10.1.1 漏液 . - 44 - 10.1.4 流型 . - 44 - 10.1.7 塔板效率的影响因素 . - 44 - 10.2 设计 中存在的问题及讨论 . - 45 - 10.2.1 漏液验证时出现的错误 . - 45 - 10.2.2 汽化潜热的问题 . - 45 - 10.2.3 绘图问题 . - 45 - 十一 附录 . - 45 - 11.1 精馏塔的工艺条件简图 . - 45 - 11.2 精馏系 统的物料流程图 . - 45 - 11.3 逐板法求理论塔板数的 excel 计算数据 . - 45 - 十二 参考文献 . - 46 - 十三 致谢 . - 46 - - 1 - 一 前言 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。 化工生产中所处理的原料，中间产物，粗产品几乎都是由若干组分组成的混合物，而且其中大部分都是均相物质。生产中为了满足储存，运输，加工和使用的需求，时常需要将这些混合物分离为较纯净或几乎纯态的物质。芳香族化合物是化工生产中的重要的原材料，而苯和甲苯是各有其重要作用。苯是化工工业和医药工业的重要基本原料， 分子式66HC，分子量 78.11，相对密度3/8794.0 cmg(20 )。沸点 80.1在常温常压下是无色透明的液体，并具强烈的特殊芳香气味，有毒。苯遇热、明火易燃烧、爆炸。常态下，苯的蒸气密度为 2.77，蒸气压 13.33kPa(26.1 )。可用来制备染料，树脂，农药，合成药物，合成橡胶，合成纤维和洗涤剂等等；甲苯不仅是有机化工合成的优良溶剂，而且可以合成异氰酸酯， 甲酚等化工产品，其分子式)H(CCH 563，分子量92.14，相对密度3/866.0 cmg(20 )。沸点 110.63。在常温下呈液体状，无色、易燃。可以用来制造三硝基甲苯，苯甲酸，对苯二甲酸，防腐剂，泡沫塑料，合成纤维等。 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 浮阀 塔的设计，即需设计一个精馏塔 - 2 - 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 浮阀 塔将其分离。 二 化工原理课程设计任务书 2.1 设计条件与主要任务 2.1.1 工艺条件： 体系为 苯 甲 苯混合物，采用 常压操作 连续精馏流程， 筛板 塔， 总板效率 TE=0.5； 2.1.2 物料条件： 冷液进料 ， 含量 30.0Fx （苯的摩尔分率，下同）， 自选适当的进料压力。 塔顶采用全凝器，冷凝液在泡点下部分回流至塔内，其余部分经产品冷却器冷却后送储罐； 塔釜采用间接蒸汽加热，塔釜产品冷却后送储罐。 2.1.3 操 作条件 ： 操作压力 ：塔顶表压 4kPa；实际单板压降 0.8kPa； 原料 处理量 F、进料温度及操作回流比 R 见表 1。 1.4 分离要求 ： 塔顶产品 99.0Dx ，塔釜产品 01.0Wx。 表 1 设计方案 组合 团队 号 A B C D E F G H 处理量 F(kmol/h) 140 140 140 140 180 180 180 180 进料温度 60 60 65 65 70 70 75 75 回流比 3.2 3.4 3.2 3.4 3.2 3.4 3.2 3.4 你的 团队 号 ： F - 3 - 2.2 设计其它要求 其它要求详见化工原理课程设计指导书。 三 设计计算 3.1 设计方案的选定 本设计任务为分离苯一甲苯混合物。 冷液进料 ， 含量 30.0Fx ，自选适当的进料压力； 塔顶采用全凝器，冷凝液在泡点下部分回流至塔内，其余部分产品冷却器冷却后送储罐；塔釜采用间接蒸汽加热，塔釜产品冷却后送储罐 。分离要求 ： 塔顶产品 99.0Dx ，塔釜产品 01.0Wx。 3.2 关于设计流 程的说明及基础数据的搜集 对于二元混合物的分离，应采用连续精馏流程。 精馏装置包括精馏塔，原料预热器，再沸器，冷凝器。釜液冷却器和产品冷凝器等设备。热量自塔釜输入，物料在塔内经多次部分汽化与与部分冷凝器进行精馏分离，由冷凝器和冷却器中的冷却介质将余热带走。在此过程中，热能利用率很低，为此，在确定流程装置时应考虑余热的利用，注意节能。另外，为保持塔的操作稳定性，流程中除用泵直接送入塔原料外，也可以采用高位槽送料以免受泵操作波动的影响。塔顶冷凝装置根据生产状况采用全凝器，以便于准确地控制回流比。若后继装置使用气态物料，则宜用全分凝器。总而言之确定流程时要较全面，合理的兼顾设备，操作费用操作控制及安全因素。 塔设备一般分为级间接触式和连续接触式两大类。前者的代表是板式塔，后者的代表则为填料塔。一般与填料塔相比，板式塔具有效率高、处理量大、重量轻及便于检修等特点，但其结构较复杂，阻力降较大。在各种塔型中，当前应用最广泛的是筛板塔和浮阀塔。 浮阀塔的特点： - 4 - 1生产能力大，由于塔板上浮阀安排比较紧凑，其开孔面积大于泡罩塔板，生产能力比泡罩塔板大 20% 40%，与筛板塔接近。 2操作弹性大，由于阀片可以自由 升降以适应气量的变化，因此维持正常操作而允许的负荷波动范围比筛板塔，泡罩塔都大。 3塔板效率高，由于上升气体从水平方向吹入液层，故气液接触时间较长，而雾沫夹带量小，塔板效率高。 4气体压降及液面落差小，因气液流过浮阀塔板时阻力较小，使气体压降及液面落差比泡罩塔小。 5塔的造价较低，浮阀塔的造价是同等生产能力的泡罩塔的 50% 80%，但是比筛板塔高 20% 30%。 但是，浮阀塔的抗腐蚀性较高（防止浮阀锈死在塔板上），所以一般采用不锈钢作成，致使浮阀造价昂贵，推广受到一定限制。随着科学技术的不 断发展，各种新型填料，高效率塔板的不断被研制出来，浮阀塔的推广并不是越来越广。 下图是浮阀的简略图： 图 1 浮阀（ F1 型） 图 2 浮阀（ a） V-4 型，（ b） T 型 精馏的工艺流程图的确定 - 5 - 图 3 精馏的工艺流程图的确定 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 ct（） 临界压强cp（ kPa） 苯 A C6H6 78.11 80.1 288.5 6833.4 甲苯 B C6H5 CH3 92.14 110.6 318.57 4107.7 表 2 苯和甲苯 的饱和蒸汽压 温度 C0 80.1 85 90 95 100 105 110.6 0AP ,kPa 101.33 116.9 135.5 155.7 179.2 204.2 240.0 0BP ， kPa 40.0 46.0 54.0 63.3 74.3 86.0 - 6 - 表 3 常温下苯 甲苯气液平衡数据 温度 C0 80.1 85 90 95 100 105 液相中苯的摩尔分率 1.000 0.780 0.581 0.412 0.258 0.130 汽相中苯的摩尔分率 1.000 0.900 0.777 0.630 0.456 0.262 表 4 纯组分的表面张力 温度 80 90 100 110 120 苯，mN/m 甲苯， mN/m 21.2 21.7 20 20.6 18.8 19.5 17.5 18.4 16.2 17.3 表 5 组分的液相密度 温度 ( ) 80 90 100 110 120 苯 ,kg/ 3m 814 805 791 778 763 甲苯 ,kg/ 3m 809 801 791 780 768 表 6 液体粘度 L温度 ( ) 80 90 100 110 120 苯（ smPa） 0.308 0.279 0.255 0.233 0.215 甲苯（ ） 0.311 0.286 0.264 0.254 0.228 - 7 - 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 y 110.56 0.00 0.00 109.91 1.00 2.50 108.79 3.00 7.11 107.61 5.00 11.2 105.05 10.0 20.8 102.79 15.0 29.4 100.75 20.0 37.2 98.84 25.0 44.2 97.13 30.0 50.7 95.58 35.0 56.6 94.09 40.0 61.9 92.69 45.0 66.7 91.40 50.0 71.3 90.11 55.0 75.5 80.80 60.0 79.1 87.63 65.0 82.5 86.52 70.0 85.7 85.44 75.0 88.5 84.40 80.0 91.2 83.33 85.0 93.6 82.25 90.0 95.9 81.11 95.0 98.0 80.66 97.0 98.8 80.21 99.0 99.61 80.01 100.0 100.0 - 8 - 3.3 精馏塔的物料衡算 3.3.1 原料液及塔顶、塔底产品的摩尔分率 物料衡算式 : FWD FxWxDxFWD 物料衡算示意图： DxD,FxF,WxW,图 2 已知： 30.0Fx ， 99.0Dx （取 0.99)， 01.0Wx（取 0.01）， F=180 Kmol/h 解得： D=53.27Kmol/h W=126.73Kmol/h 精馏塔的物料 衡算表 进料 F 出料 D W 组分 kmol/h 摩尔分率 kmol/h 摩尔分率 kmol/h 摩尔分率 苯 53 0.3 52.7175 0.99 1.2675 0.01 甲苯 127 0.7 0.5325 0.01 125.4825 0.99 总量 180 1 53.25 1 126.75 1 - 9 - 3.4 塔板数的确定 3.4.1 理论塔板数的确定 （ 1）由化学化工物性数据手册查得41.2)( 14321 mmm 利用芬斯克方程求得精馏段最少理论塔板数： minN 19.641.2lg3.03.0-1*99.0-199.0lg）（块 精馏段实际最少塔板数为： 精N=minTE/ 块136.19/0.5 又kPa 105 .34101 .3P D （绝压） 实际单板压降 0. 8kPaPkPa 0. 8P 取进料板压力 kPa 115 . 70.8*13105 . 3P F 124 kPa1.24bar115 . 7kP aP F 本次设计的设计压力为 124kPa，由手册查得苯 甲苯物系的气液平衡数据， 30.0Fx 时，该二元体系的绝点温度106.628T b 。 由物性手册可查的苯、甲苯的汽化潜热： T（） 压力（ bar） 苯（ KJ/Kmol） 甲苯（ KJ/Kmol） 106 1.24 29189.58 33543.13 107 1.24 29137.87 33543.96 KJ/Kmol 291 55.11291 89.580.628*)291 89.58-(2913 7.87 苯RKJ/Kmol 3 3562 . 6 23 3543 . 1 30 . 6 28*)3 3543 . 1 3-(3354 3.96 甲苯 Rm=KJ/K mol 322 40.370.7R0.3R 甲苯苯mt=2tt bf 882 628.10670 由物性手册查得苯、甲苯的定压比热容（pC）： T（） 压力（ bar） 苯（ KJ/Kmol*K） 甲苯（ KJ/Kmol*K） 88 1.24 141.9159 170.3203 - 10 - K*KJ/Kmol 161 . 799170 . 320 3*0.7141 . 915 9*0.30.7C0.3CC ppm,p ，甲苯，苯KJ/Kmol 592 6.37=)70-106 . 25(*161 . 79 9=)t-(tC=Q fbmps ，所以183 8.1RR m sm Qq即 q线方程： y=1.632-6.441x1-q x-x1-q q f （ 2）最小回流比的求取 通常操作回流比可取最小回流比的 1.12倍，即 m in21.1 RR ，本设计中取 R=3.4 （ 3）求精馏塔的气液相负荷 hmolRDL /k118.18153.27*3.4 hkm olDRV /234. 38853.2 7*1)(3 .41 hkmolqFLL /2 02.3 941 80*1 . 1 8381 18.811 hkmol /267 . 47 2180*1.183 8234 . 38 8q)F-(1VV （ 4）求操作线方程 精馏段操作线方程： 225.0773.014.3 99.014.3 4.311y nnDn1n xxR xxR R提馏段操作线方程： 提馏段的操作线方程为： 004738.0474.1y m1m x联立精馏，提馏段操作线方程得交点横坐标328.0qx（ 5） 逐板法求理论板数 精馏段的理论塔板数： - 11 - 相平衡方程 xxy 11 即 xxy 41.11 41.2（ =2.41） 变形得： yyx 41.141.2 （ a) 精馏段的操作线方程：225.0773.0y n1n x(b) 由上而下逐板计算，自0.99Dx开始到 ix首次越过328.0qx时止。 操作线上的点 平衡线上的点 533.0,321.0533.0,399.0615.0,399.0615.0,504.0710.0,504.0710.0,627.0802.0,627.0802.0,746.0876.0,746.0876.0,842.0928.0,842.0928.0,909.0960.0,909.0960.0,951.0979.0,951.0979.0,976.0990.0,976.0990.0,990.0999888877776666555544443333222211110yxyyxyxyxyxyxyxyxyxyxyxyxyxyxyxyxyx当 9x时首次出现qi xx故第 9块板为加料板，精馏段共有 8块理论板。 精馏段的理论塔板数： 已知321.09 x，由上而下计算，直到 ix首次越过01.0wx时止。 平衡线方程：yyx 41.141.2 (a) 提馏段操作线方程：004738.0474.1y m1m x(c) - 12 - 操作线上的点 平衡线上的点 014.0,006.0014.0,013.0031.0,013.0031.0,024.0057.0,024.0057.0,042.0095.0,042.0095.0,068.0150.0,068.0150.0,105.0221.0,105.0221.0,153.0153.0,153.0153.0,209.0389.0,209.0389.0,267.0468.0y,268.0x468.0y,321.0 x18181817171717161616161515151514141414131313131212121211111111101010109yxyxyxyxyxyxyxyxyxyxyxyxxxxxyxyx当 18x时首次出现 wi xx ，故理论板数不足 18块。 总的理论板数43.1706.0013.0 01.0013.01717 181717 xx xx w因蒸馏釜相当于一块理论板，故总的理论板数为 16.43块，其中 8.43块为提馏段理论塔板数， 8块为精馏段理论塔板数。 （ 6）实际塔板数的求取 精馏段： N 精 =（ NF-1） /ET块161) /0. 50-(9 提 馏段：块）（提 1750.0/)943.16(/EN-N N TFT 四 精馏塔的工艺条件及有关物性数据的计算 4.1 操作压力的计算 4.1.1 塔顶操作压力： 105 . 3kP a4101 . 30 表PPP D每层塔板压降： PkPa8.0 - 13 - 4.1.2 进料板压力： 118 . 1kP a0.8*61105 . 316*PPP DF 4.1.3 塔底操作压力： kPa7.3110.8*71118 . 117*PPP FW 4.1.4 精馏段平均压力： 111 . 7kP a2 1.1183.1052 PP FDm 提馏段平均压力： 124 . 9kPa2 7.1311.1182 PPwP Fm 4.2 操作温度的计算 依据操作压力，由泡点方程通过试差法计算出泡点温度，其中苯、甲苯的饱和蒸汽压由安托因（ Antoine）方程计算，计算过程略。 安托因方程： lgP0=A-B/(t+C) 由物性手册查得苯（ A） 甲苯（ B）理想物系。二者的安托因方程分别为： lgP0=6.906 1211/(t+220.8) （ a） lgP0=6.955 1345/(t+219.5) （ b） - 14 - 塔顶 Dt P0/mmHg 试差 ix 组分 PD/Pa PD/mmHg ix 苯 105300 789.81 0.99 794.41 0.99057 甲苯 0.01 306.59 0.00943 塔底 Wt P0/mmHg 试差 ix 组分 PW/Pa PW/mmHg ix 苯 131700 987.83 0.01 2233.28 0.00907 甲苯 0.99 975.45 0.99093 经过几次试差后，计算结果如下： 塔顶温度： Dt81.5 塔顶温度：65.119Wt 精馏段平均温度： mt=（ Dt+ F）7 5.757 0)/2(81.5/2 提馏段平均温度： mt=（ Wt+ F）83.497 0)/2(119.6 5/2 4.3 平均摩尔质量的计算 4.3.1 塔顶平均摩尔质量计算 由99.01 Dxy,代入相平衡方程得976.01 x km olkgM mDV /25.7814.9299.0111.7899.0, km olkgmDL /45.7814.92976.0111.78976.0, 4.3.2 进料板平均摩尔质量计算 由上面理论板的算法，得Fy0.533， Fx=0.321 km olkgM mFV /66.8414.92533.0111.78533.0, - 15 - km olkgM mFL /64.8714.92321.0111.78321.0, 4.3.3 塔底平均摩尔质量计算 由01.0Wx,得024.0Wy km olkgM mDV /80.9114.92024.0111.78024.0, km olkgmDL /00.9214.9201.0111.7801.0, 4.3.4 精馏段平均摩尔质量 kmolkgMM mmm VFVDV /46.812 25.7866.842 kmolkgMM mmm LFLDL /45.832 64.8745.782 5)提馏段平均摩尔质量 kmolkgMMM mmm VFVWV /23.882 66.848.912 kmolkgML mmm FLWL /81.892 9264.872 4.4 平均密度的计算 4.4.1 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： 3/14.315.27375.75314.8 46.81*7.111 mkgRT MP m VmV mm - 16 - 提馏段的平均气相密度： 3/6.315.27383.94314.8 23.88*9.124 mkgRT MP m VmV mm 4.4.2 液相平均密度计算 塔顶液相平均密度的计算 由 Dt 81.5，查物性手册得 3/57.813 mkgA 3/07.810 mkgB 3/53.8 1307.8 1001.057.8 1399.0111 mkgxxBDADLD m 进料板液相平均密度的计算 由 Ft 93.665，查物性手册得 3/17.826 mkgA 3/42.821 mkgB 进料板液相的质量分率 求得 266.014.923.0111.78*3.0 11.78*3.0)1( BFAF AFA MxMx Mx3/68.8 2242.8 212 66.0118.8 262 66.011 mkgBAAALF m 塔底液相平均密度的计算 由 Wt 119.65，查物性手册得 3/95.768 mkgA 3/25.770 mkgB 3/7.76995.76801.025.77099.0111 mkgxxBWAWLW m - 17 - 4.4.3 精馏段液相平均密度为 3/11.8182 68.82253.8132 mkgmm LFLDLm 4.4.4 精馏段液相平均密度为 3/19.7962 68.8227.7692 mkgmm LFLwLm 4.5 液体平均表面张力的计算 由公式： nL LLLmx1 及查物性手册可以计算液体表面张力 4.5.1 塔顶液相平均表面张力的计算 由 Dt 81.5，查物性手册得 )/(94.20 mmNA )/(40.21 mmNB )/(94.2040.21*01.094.20*99.0, mmNDmL 4.5.2 进料板液相平均表面张力的计算 由 Ft 70，查物性手册得 )/(385.22 mmNA )/(70.22 mmNB )/(61.227.22*7.0385.22*3.0, mmNFmL 4.5.3 塔底液相平均表面张力的计算 由 Wt 119.6