苯—甲苯连续精馏塔的工艺设计综述

1、化工原理课程设计设计题目：苯一甲苯连续精馏塔的工艺设计学生姓名：学 号：专业班级：指导教师：摘要I第1章绪论11.1设计流程11.2设计思路1第2章精馏塔的工艺设计32.1产品浓度的计算 32.2最小回流比的计算和适宜回流比的确定 42.3物料衡算42.4精馏段和提馏段操作线方程 52.5逐板法确定理论板数及进料位置（编程） 52.6全塔效率、实际板数及实际加料位置 6第3章精馏塔主要工艺尺寸的设计计算83.1物性数据计算 83.2精馏塔主要工艺尺寸的计算 103.3塔板主要工艺尺寸的计算 123.4塔板流体力学校核 153.5塔板符合性能图 17第4章热量衡算214.1热量衡算示意图 214

2、.2热量衡算21第5章 塔附属设备的计算 255.1筒体与封头255.2除沫器255.3裙座255.4塔总体高度的设计 255.5换热器（进料预热器或产品冷却器）的设计计算 265.6进料管的设计 275.7泵的选型275.8贮罐的计算28第6章结论296.1结论296.2主要数据结果总汇 29结束语30参考文献错误！未定义书签。附录1主要符号说明31附录2程序框图错误！未定义书签。附录3精馏塔工艺条件图附录4生产工艺流程图教师评语错误！未定义书签。第1章绪论1.1设计流程本设计任务为分离苯一一甲苯混合物。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

3、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。该物系属易分物系，最小回流比较小，故操作回流比取最小回流 比的1.2倍。塔釜采用间接蒸汽加热，塔底产品经冷却后送至储罐。设计流程框图如下：任务书上规定的生产任务长期固定，适宜采用连续精流流程。贮罐中的原料液用 机泵加入精馏塔；塔釜再沸器用低压蒸汽作为热源加热料液；精馏塔塔顶设有全凝器， 冷凝液部分利用重力泡点回流；部分连续采出到产品罐。简易流程如下，具体流程见 附图。FD1-原料罐，2-进料罐，3-苯、甲苯精馏塔，4-塔顶全凝器，5-再沸器 1.2设计思路本次课程设计的任务是

4、设计苯一甲苯精馏塔，塔型为浮阀式板塔，进料为两组份 进料，且苯与甲苯的挥发度有明显差别，可用一个塔进行精馏分离。要分离的组分在常压下均是液体，因此操作在常压下即可进行，进料为泡点进料, 需预热器。同时在塔顶设置冷凝器，在塔底设置再沸器，由于塔顶不许汽相出料，故 采用全凝，又因所设计的塔较高，应用泵强制回流。1.2.1加料方式本设计的加料方式为泡点进料。1.2.2加热方式本设计的加热方式为塔底间接加热。1.2.3回流比的选择 选择操作回流比为最小回流比的1.2倍。1.2.4塔顶冷凝器的冷凝方式与冷却介质的选择 冷凝方式为全凝，冷却介质为冷水。1.2.5设计流程图第2章精馏塔的工艺设计2.1产品浓

5、度的计算M苯=78.11, M 甲苯=92.14摩尔分数0.4/78.11Xf=0.55/78.110.45/92.140.99/78.11= 0.4400.99/78.11 - 0.01/92.140.01/78.11= 0.992Xw=0.01/78.110.99/92.14摩尔质量Mf =XfM 苯,1Xf）M 甲苯=0.44 78.11 （10.44） 92.14 = 85.97kg/kmol= 0.012Md 二XdM苯（1Xd） M甲苯=0.992 78.11（1 0.992） 92.14 = 78.22kg/kmolMW 二 XWM 苯（1 -Xw） M甲苯=0.012 78.1

6、1 （10.012） 92.14 = 91.16kg/kmol2.2平均相对挥发度的计算温度计算表2.1苯一甲苯的气液平衡与温度的关系表1温度/0C苯/%（mol分率）温度/0C苯/%（mol分率）温度/0C苯/%（mol分率）液相气相液相气相液相气相110.60095.239.761.884.480.391.4106.18.821.292.148.971.082.390.395.7102.220.037.089.459.278.981.295.097.998.630.050.086.870.085.380.2100.0100.0用内插法求得tF、tD、tWtFtD95.2 -92.1tF -

7、95.239.7 -48.9 一 59-39.7 tF -88.70 C80.2-81.2 tD -80.2100.0-95.0 一 99.2 -100.0 一tD =80.36 CtW= 109.99 C丄110.6 1006.1tw -110.6tw :0-21.2 1.2-0故由上塔顶温度tD =81.16 C气相组成yD81.2-80.2 _ 80.36 -80.297.9 -100.0100yD -100.0yD =99.66%进料温度tF -88.70 C气相组成yF =81.09%95.2 -92.195.2 -88.70yF : 61.8 -70.0 一 61.8 -100yF

8、 塔底温度tw =109.99 C110.6 -106.1110.6 -109.99气相组成yW :yW =2.87%0 -21.20 -100yW由上温度和气相组成来计算相对挥发度0.8109/0.440 - 100 ywXF=0.59, yf = 0.8109 = ： f 厂Xd=0.992,= 0.9966 = 5.4577(1 -0.8109”(1 -0.44)0.9966/0.992=0.012, yw = 0.0287 =:W则精馏段平均相对挥发度提馏段平均相对挥发度2 -2.3639(0.9966)/(0.992)0.0287/0.0122.4328 (1 -0.0287)/(1

9、 -0.012)二仝3.91082d =W = 2.398422.2 最小回流比的计算和适宜回流比的确定2.2.1最小回流比的计算B 由Antonie方程，ln pp 温度T时的饱和蒸汽压T温度，KA,B,CAntonie 常数表 2.2 tF 下An to nie 常数1ABC苯6.30351211.033220.79甲苯6.079541344.8219.482则：ln p 苯=6.03055-1211.0332.12(88.70 十 220.79)1344.8p 苯=131.83kPaln P 甲苯 _6.07954(88.70219.482)_ 仁72p 甲苯=52.481kPa故一:=

10、13183 =2.51p。甲苯52.481最小回流比即为Rmin丄心(-Xd).。*1 Xf 1 -xf2.2.2适宜回流比的确定设计中令回流比 1.2R,in =1.2 1.08=1.302.3 物料衡算F :进料量（Kmol/s）X f =0.440原料组成（摩尔分数，下同）D :塔顶产品流量（Kmol/s） X D =0.992塔顶组成W :塔底残夜流量（Kmol/s） XW=0.012塔底组成 进料量 :350000 100.4/78.11（1 -0.4）/92.143,F25.59 10 一 kmol/s6313x3600卞=D +WFXf =DXdWXw:25.59 “o= D+W

11、E 、25.59d0域 0.44 = 0.992D+0.012WD =6.168 10 Kmol/s,W =4.29 103 Kmol/s 因 R=1.30L 二 R D =1.30 6.168 10 8.018 10Kmol /sL = L q F =8.018 1025.59 10 =18.48 10”Kmol/sV =V =（R 1）D =（1.30 1） 6.168 10=14.19 10Kmol/s表2.3物料衡算结果表1物料流量（kmol/s）组成进料F10.46X10苯 0.44 甲苯0.56塔顶产品D6.168x10苯 0.992 甲苯0.008塔底残夜W4.29X10，苯 0

12、.012 甲苯0.988表2.4物料衡算结果表2物料物流（kmol/s）精馏段上升蒸汽量V14.19x10提馏段上升蒸汽量V，14.190精馏段下降液体量L8.0180提馏段下降液体量L，18.48x102.4精馏段和提馏段操作线方程精馏段操作线方程：L D 8.018 100.9923y x X D3x36.168 10：y=0.56x 0.431 （ 1）V V 14.19 1014.19 10提馏段操作线方程：Ly vxWXW18.48 1014.19 10”4 29 10一x3 0.012二 y =1.3x -0.004 （ 2）14.19 102.5逐板法确定理论板数及进料位置（编程

13、）因=2.46 得出相平衡方程十豈或而（3）又因为塔顶有全凝器，所以 =XD =0.992代入相平衡方程得 = 0.900代入（1）式得y2 = 0.980再代入(3)式得X2二0.951反复计算得y3 =0.964, X3 =0.914讨4 =0.943, X4 = 0.808目5 = 0.917,X5 = 0.815y6 = 0.887,x6 = 0.758y7 =0.855, x7 =0.701y8 =0.824, x =0.651屮二 0.855, X9 二 0.701y10 = 0.855,X10 = 0.701 ： XF = 0.59将X8代入(2)式得yn =0.742代入(3)

14、得刘=0.534反复计算得y12 = 0.690, x12 = 0.470y13 = 0.607, x13 = 0.381y14 = 0.491, x14 =0.278y15 = 0.357, x15 = 0.181y16 = 0.231, x16 =0.107y17 = 0.135, x17 =0.059y18 = 0.073, X18 = 0.030y19 =0.035,x19 =0.014y20 = 0.015, X20 =0.006 ： Xw = 0.012总理论板数为20块(包括再沸器)，第10块板加料，精馏段需9块板，提馏段需 11块。2.6全塔效率、实际板数及实际加料位置板效率用

15、奥康奈尔公式Et =0.49(Wl)45计算塔顶与塔釜平均温度为 垢二色 血二80.36 109.99二95.175 C2 2t=95.575 C 时，由 化学化工物性数据手册查得a =.255mPa s,% = .282mPa s则lg JLD =XD lg 0.255 (1 -XD)lg 0.282 =0.992lg 0.255 (1 - 0.992) Ig0.282 =-0.593=JLD =0.255mPa slg Jlw =Xwlg 0.255 (1 -Xw)lg 0.282 =0.012lg 0.252 (1 -0.012)lg 0.279 = 0.55= %w = 0.282mP

16、a s(%D-w)0.2550.282=0.269mPa s= 0.539故 Et -0.49(2.46 0.269) 245即全塔效率Et = 0.539则精馏段实际板数N精=9/0.539 =17块提馏段实际板数N提=(11 -1)/0.539 =21块故实际板数为N实二N精N提=17 21 =38块，实际加料位置为第18块塔板第3章精馏塔主要工艺尺寸的设计计算3.1物性数据计算3.1.1操作压强的计算塔顶操作压力 P =1.0atm 4kPa=105.325KPa取每层塔板压降为uP=0.5KPa进料板压力 FF =105.325 0.5 21 =113.825KPa塔底压力 P =11

17、3.825 0.5 21 =124.325KPa精馏段平均压力 P = (105.325 +113.825)/ 2 = 109.575KPa提馏段平均压力 P2 =(113.825 124.325)/2 =119.075KPa3.1.2操作温度的计算因tD =80.36 C,tF =88.70 C,tW =109.99 C则精馏段平均温度t (80.36 88.70)/2 =84.53 C提馏段平均温度 t2 =(88.70 109.99)/2 =99.35 C3.1.3平均摩尔质量的计算塔顶平均摩尔质量计算%二Xd =0.992由相平衡方程得X1 =0.980，贝UMvd =0.99278.

18、11(1-0.992)92.14 = 78.22kg/kmolMld =0.98078.11(1-0.980)92.14 = 78.39kg/kmol进料板平均摩尔质量计算Mvf 0.77278.11(1-0.772)92.14 = 81.31kg / kmolMlf -0.57478.11(10.574)92.14 = 84.09kg/kmol塔底平均摩尔质量计算Mvw =0.012 78.11 (1 -0.012) 92.14 = 91.97kg/kmolMlw -0.0287 78.11(1 -0.0287) 92.14 = 91.74kg/kmol精馏段平均摩尔质量计算Mv =(78.

19、22 81.31)/2 = 79.77kg/kmolMl =(78.39 84.09)/2 = 81.24kg/kmol提馏段平均摩尔质量计算FMv =(81.3191.97)/2 =86.64kg/kmolFM l =(84.09 91.97)/2 = 88.03kg/kmol3.1.4液体平均粘度的计算液体平均粘度依lg叫 八Xjlg叫计算tD =80.36 C 时，查得la = 0.308mPa s, LB = 0.311mPa slg%D =0.992lg0.308 (1 -0.992)lg0.311=-0.51= %d =0.309mPa s 进料板液体平均粘度的计算tF 88.70

20、 C时，查得.Lla =0.282mPa s,.Llb =0.297mPa slg %f =0.574lg0.282 (10.570) lg0.297=0.54二L0.288mPa s 塔底液体粘度计算tw =109.99 C 时，查得iLA =.235mPa s,Lb =0.246mPa s精馏段*P M vRT1109.575 79.778.314 (84.53 273.15)=2.94kg/ m3提馏段VRM vRE119.075 86.648.314 (99.35 273.15)=3.33kg/m3lg JLW -0.012lg0.235 (1 - 0.012)lg 0.246 =-0

21、.6095二LW =0.246mPa s精馏段液相平均粘度为：L1 = (0.309 0.288) /2 二 0.299mPa s提馏段液相平均粘度为：JL2 (0.288 0.246)/2 = 0.267mPa s3.1.5平均密度的计算(1)气相平均密度的计算 由理想气体状态方程计算，即(2) 液相平均密度的计算液相平均密度依又丄二仝卫丄(a为质量分数)LMLALBtD =80.36 C 时，查得L = 814.53kg/m3, ?LB = 809.72kg/m310.9921 -0.992?LD -814.49kg/m3xA = 0.574=+=ld 814.53809.72进料板，由加

22、料板液相组成,则aA =0.574 78.=0.5330.574 78.11(1-0.574) 92.14tF =88.70 C 时，查得1a = 805.63kg/m3, 1b = 803.37kg/m310.5331 -0.533I = 804.57kg/m3=+二If 805.63803.37tW =109.99 C 时，查得：A =780.71kg/m3, ：B = 780.31kg/m310.0121-0.012?LW = 781.25kg/m3=+ *：、LW780.71780.31 -故精馏段平均液相密度为 精 (814.49 804.57) /2 =809.53kg/m3提馏段

23、平均液相密度为 t提(804.57 - 781.25)/ 2 = 792.91kg /m33.1.6液相平均表面张力的计算 有公式；LM计算塔顶液相平均表面张力计算tD 80.36 C时，查得二A =21.22mN/m, ；b =21.63mN/m；ld =0.992 21.22 (1 0.992) 21.63 = 21.22mN/m 进料板液相平均表面张力计算tF -88.70 C 时，查得=20.13mN/m, ；b =20.21mN/m二LF =0.574 20.13 (1 -0.574) 20.21 = 20.16mN/m 塔底液相平均表面张力tw 109.99 C 时，查得二 A =

24、 17.67mN/m,=18.42mN/m-LW =0.012 17.67 (1 -0.012) 18.42 =18.41mN/m精馏段平均表面张力为 J =(21.22 120.16)/2 =20.69mN/mF提馏段平均表面张力为 6 =(20.16 18.41)/2 =19.29mN/m3.2精馏塔主要工艺尺寸的计算3.2.1塔径的计算气液相体积流量为VMVsV(Mvd Mvf)14.19 10“(78.22 81.31)/2精馏段：Ls2.940.385m3 / s提馏段:lm l1 pVMv= 0.8018 10m3/s_ 14.19 10 86064V3.33L M l18.48

25、10” 88.03FI-792.91Vs=0.369m3 / sVV-2.05 10m3/sLs 二,C可由:则，精馏段由Umax由史密斯关联图查得,图的横坐标为：Vs日20.06mJ则 H T - n = 0.45 - 0.06 二 0.39m ,图3-1.史密斯关联图10.8018 10809.53 1/2F5-(科)“034,取板间距45,板上液层咼度hL查史密斯关联图得Umax - CC20 =0.085, C =C20R)0.2 = 0.084 (2069)0.2 = 0.08520 20809.53-2.94,1.41m/ s2.94取安全系数为0.7，则空塔气速为塔径D二4 0.

26、385 3.14 0.987u = 0.7umax = 0.7 1.41 = 0.987m/s=0.705m按标准塔径圆整后为D=1.0m塔截面积为 AtD2 工314 (1.0)2 =0.785m244实际空塔气速为5二0385 =0.49m/s0.785同理提馏段：由史密斯关联图查得，图的横坐标为:LsI1/ 2-(丄)=0.11VsV取板间距Ht -0.45m,板上液层高度hL - 0.06m,则Ht -hL = 0.39m，查史密斯关联图得C20 = 0.080C(许严080 (罟宀.079u max = C4079严.91 一333 十2m/s：V取安全系数为0.7，则3.33塔径D

27、 =4 0.369.3.14 0.854u = 0.7umax =0.7 1.22 = 0.854m/s= 0.742m按标准塔径圆整后D 71.0 m塔截面积为 Atd 2314 (1.0)0.785m244r实际空塔气速为：u2 = 036? = 0.47m/sA 0.7853.2.2精馏塔有效高度的计算精馏段有效高度为Z精(N精-1) Ht(17-1) 0.45= 7.2m提馏段有效高度为Z提(N提一1) Ht(21-1) 0.45=9.0m 故精馏塔的有效高度为：Z = Z精 Z提二7.2 9.0 = 16.2m3.3塔板主要工艺尺寸的计算 3.3.1溢流装置计算选用单溢流弓形降液管，

28、采用凹形受液盘，各项计算如下：(1)堰长lwF取lW =0.8D =0.8 1=0.8m,(D=D ,故lW =IW = 0.8m)溢流堰高度hW精馏段：由hw =hL -how,选用平直堰，堰上液层高度how284E(h)2/31000 lw近似取 E=1,则 how型 1 (1.28 10型)2/3=9.126 10“m1000 0.8取板上层清液高度hL = 0.06m ,则：提馏段：how 鼻84 1 严78 10 3600)2/3 = 0.0仆1000 0.8hw 二 hi_ - how= 0.06-0.00913 =0.051m取 hL =0.06m,hw = hL - how =

29、 0.06 - 0.017 = 0.043m(3) 弓形降液管高度wd和截面积Af精馏段：由 Iw/D =0.8/1 =0.8，23U 70 8图3-2.弓形降液管的宽度和面积查弓形降液管的参数图得:已 0.15, W10.2DAT2Af =0.15 at =0.15 0.785 = 0.118mWd =0.2D =0.2 1 =0.2m验算液体在降液管中停留时间，即：=0.118 ：5 =41.49s 5s故降液管设计合理 1.28 10Lh提馏段：因 D =D =1.0m,故 Af 二 Af =0.118m2,Wd 二 Wd =0.2m0 118 工0 45则- 0.118 0.45 =

30、16.20s 5s，故降液管设计合理。3.278D0（4）降液管底隙高度h。取降液管底隙的流速b =0.18m/s，则Lh1.28沢10 C “二b8.9 10 m精馏段：lwU00.8 0.18hw -h。=0.051 -0.0089 =0.0421 0.009126提馏段：二盒=0.0140.8 0.18hw -h0 =0.043 -0.02276 =0.0280.017故降液管底隙高度设计合理，选用凹形受液盘，深度hw =40 mm332塔板布置本设计塔径D = D = 0.3m取阀孔动能因子F二F =12,则精馏段孔速 uo Fo =12_=7.15m/sJPv 2.82取do二do

31、=39mm,采用F型浮阀每层塔板上浮阀数目为:=6个d02U04314 (0.039)2 7.150.046取边缘区宽度 Wc = 0.05m,破沫区宽度 Ws = 0.06m 计算塔板上的鼓泡区面积，即：AaVj2盘沁呻）D0.3其中 r = RWC0.05 = 0.1m2 2x 二 D 一 (Wd WS)=学 一 (0.06 0.06) = 0.03则Aa =2(0.1、0.12 -0.0323.14 0.11800.032arcsin 0.027m0.1同理提馏段孔速U0123.17F。= 6.74m/s每层塔板上的浮阀数目为:VsJI *d0 U040.04393 142T(.。39)

32、6.74=6个取边缘区宽度为 Wc =0.05m，破沫区宽度Ws0.06m因D二D,则r二r,x =x故塔板上的鼓泡区面积 Aa二Aa= 0.027m2取孔心距t=75mm采用正三角形叉排绘制排列图的浮阀数 N = M 则：=9功能因数,U01VsJI0.046精馏段:4切F。314o(0.039)2 9 4= 4.28、2.82=7.19=4.28m/s塔板开孔率为：旦U010648 100% =15.14%4.28提馏段:U02VsJl *匚dN0.04393142(0.。39)9二 4.085m/sF。=4.0853.17 =7.27塔板开孔率为：u2 0.618 100% =15.13

33、%u024.0853.4塔板流体力学校核341干板阻力hp二hC 九 h；_计算塔板压降气体通过塔板的压强降相当的液柱高度，依据精馏段：uOC =1.825 73.1 =1.825 73.1 = 6.0m/s Pv 2.82因 Uoc : U01，故：_ 2= 5.34 ： vU0=2g= 5.342.82 7.152804.55 2 9.8=0.0488m故:提馏段：U173 1叫而58m/sUoc : U，hcU0= 5.341 2g= 5.343.17 6.742788.87 2 9.8=0.0497m3.4.2塔板清液层阻力，克服表面张力hf由于所分离的苯和甲苯混合液为碳氢化合物，可取

34、充气系数；0二飞=0.5，已知板上液层高度 二 = 0.06m，所以 hl = hl =0.5h0.5hL = 0.5 0.06 = 0.03m 贝U，精馏段 hf 二怩 h 二 0.0488 0.03 二 0.0788m换算成单板压强降Pp 二 hf=0.0788 804.55 9.8 = 621.31KPa ： 0.7KPaFFF提馏段 hf =% hl =0.04970.03 = 0.0797m换算成单板压降:Pp =hf 4 g =0.0797 788.87 9.8 = 616.15KPa :：: 0.7KPa3.4.3淹塔(液泛)为了防止发生淹塔现象，要求控制降液管中清液高度Hd空“

35、Ht hW)，H d = hP hL hd单层气体通过塔板压降所相当的液柱高度：精馏段：IV 二 hf = 0.0788mFF提馏段：hP 二 hf = 0.0797m液体通过降液管的压头损失：精馏段：hd =0.153(亘)2 =0.153( 0.105 10)2 =9.68 10，mlwh00.247.0055F_3提馏段：hd =0.153()2 = 0.153(269 10 )2 =9.81 10，mI h0.240.014lw I Io板上液层高度：精馏段hL = 0.06m，贝UHd =0.0788 9.68 10,0.0 0.1398m提馏段% = 0.06m ,则:Hd =0.

36、07979.81 100.06 = 0.1407m取 =0.5,已选定 H 丁 = H 丁 = 0.45m, % = hw = 0.056m则，精馏段 (Ht %) =0.5 (0.45 0.0528) = 0.253mH (Ht hw),所以符合防止淹塔的要求提馏段 (Hthw ) =0.5 (0.45 0.0528) =0.25imH : (H/ hw ),所以符合防止淹塔的要求。3.4.4物沫夹带I1 乂1.36LsZlS 对 p _ pS L由公式：泛点率= L v100%Ab板上液体流经长度：Zl =Zl 二 D2Wd =0.3 -2 0.06 = 0.24mF板上液流面积：Ab =

37、Ab 二 At -2Af =0.071 -2 0.011 = 0.049m2则精馏段：取物性系数K=1.0，泛点负荷系数图查得Cf = 0.103，带入公式有:0.046泛点率F二2.82+ 1.36X0.105 沢10江0.24804.55 - 2.82100% =54.73%1 0.103 0.049提馏段：取系数K=1.0，泛点负荷系数图查得Cf = 0.101 泛点率0.0439F =3.17+ 1.36 汉 0.269 汉 10 汉 0.24788.87 -3.17100% = 58.11%1 0.1010.049物沫夹带是指下层塔板上产生雾滴被上升气流带到上层塔板上的现象，物沫夹带 将导致塔板效率下降。为了避免物沫夹带过量，应使每千克上升气体中带到上层塔板 的液体量控制在一定范围内，才能保证一定的生产能力和塔板效率。 物沫夹带量ev应 满足小于0.1kg（液）/kg（干气体）的要求。对于大塔径泛点需控制在80鸠下，从以上 计算的结果可知，其泛点率低于 80%所以物沫夹带满足要求。3.