化工原理毕业课程设计_苯-甲苯精馏塔设计.doc

1、( 此文档为 word 格式，下载后您可任意编辑修改！)湖南科技大学化工原理课程设计说明书题目：苯甲苯连续精馏塔的设计学生姓名：彭雨学院：化学化工学院专业班级：环境工程三班学号：指导教师：罗娟陈东初刘和秀汪朝旭时间： 2012 年 12 月 30 日1目录一序 言 .1二精馏塔设计任务书 .2三符号说明 .3四设计内容 .41.1设计方案的选定及基础数据的搜集 .41.2精馏塔的物料衡算 . .61.3精馏塔的工艺条件及有关物性数据的计算 .121.4精馏塔的塔体工艺尺寸计算 .151.5塔板主要工艺尺寸的计算 .161.6筛板的流体力学验算 . .181.7塔板负荷性能图 . .20五设计结

2、果一览表 .25六参考书目 .26六设计心得体会 .26七附 录 .27一序 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

3、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。二精馏塔设计任务书一、设计题目苯甲苯连续精馏塔的设计二、设计任务及操作条件1、进塔料液：含苯33%，其余为甲苯2、产品中的苯含量不得小于95%（质量）3、釜液中苯含量不得高于3%（质量）4、生产能力为：每

4、小时处理原料液5 吨5、操作条件：（ 1）精馏塔顶压强： 4kPa（表压）（ 2）进料状态：泡点进料（ 3）加热蒸汽： 506kPa 的饱和水蒸气（ 4）回流比：（ 5）单板压降： 0.7kPa三、设备型式筛板塔四、厂址湘潭地区（年平均水温20°C）五、设计内容1、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计算（ 1） 塔高、塔径及塔板结构尺寸的确定（ 2） 塔板的流体力学验算（ 3） 塔板的负荷性能图4、设计结果概要和设计一览表5、对本设计的评述和有关问题的分析讨论6、精馏塔的工艺条件图六、参考资料化工原理、化工原理课程设计指导书、化工工艺手册、物理化学手册

5、七、时间安排2012.12.24 2013.1.4 （十七周十八周）三符号说明英文字母2Aa 塔板开孔区面积 ,m2Af 降液管截面积 ,m20 筛孔总面积 ,mAc 0 流量系数 , 无因次C 计算 umax时的负荷系数 ,msCS 气相负荷因子 ,msd 填料直径 ,md0 筛孔直径 ,mD 塔径 ,mev液体夹带量 ,kg （液） kg（气）E液流收缩系数 , 无因次ET 总板效率 , 无因次F1212气相动能因子 ,kg (s ·m ）1212F0 筛孔气相动能因子， kg(s ·m )g 重力加速度 ,9.81m s 2hc 与干板压降相当的液柱高度 ,m 液柱h

6、d 与液体流过降液管的压降相当的液柱h 与阻力表面张力的压降相当的液柱高度 ,m 液柱H 板式塔高度 ,mHd 降液管内清液层高度 ,m HD 塔顶空间高度 ,mHF 进料板处塔板间距 ,m HP 人孔处塔板间距 ,m HT 塔板间距 ,mK 稳定系数 , 无因次LW堰长 ,m3Lh 液体体积流量 ,m hm 相平衡系数 , 无因次NT 理论板层数； P 操作压力 ,Pa P压力降 ,PaPP 气体通过每层筛板的降压 ,Pa t 筛孔的中心距 ,m u 空塔气速 ,msu0 气体通过筛孔的速度 ,ms Vh 气体体积流量 ,m3h3Vs 气体体积流量 ,m swL 液体质量流量 ,kgwV气体

7、质量流量 ,kgsWc 边缘无效区宽度 ,mWd 弓形降液管宽度 ,mx 液相摩尔分数X 液相摩尔比y 气相摩尔分数Y 气相摩尔分比Z 板式塔的有效高度 ,m润湿速率 ,m3(m· s)下标max最大的min最小的L 液相的V 气相的 液体在降液管内停留时间,s 粘度 ,mPa· s 开孔率或孔流系数，无因次 表面张力 ,Nm 密度 ,kgm3四设计内容1.1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人精馏塔内。塔顶

8、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。其中由于蒸馏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馏，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

9、：（ 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 10 15。（ 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分子量 M临界压强 PC项目分子式沸点（）临界温度 t（C）（ kPa）苯 AC6H678.1180.1288.56833.4甲苯 BC6H5 CH392.13110.6318.574107

10、.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， kPa40.046.054.063.374.386.0101.33表 3常温下苯甲苯气液平衡数据（2：例 11附表 2）温度80.1859095100105液相中苯的摩尔分1.0000.7800.5810.4120.2580.130率汽相中苯的摩尔分1.0000.9000.7770.6300.4560.262率表 4 纯组分的表面张力 (1：附录图 7)温度8090100110120苯， mNm21.22018.817.516.2甲苯，

11、 Mnm21.720.619.518.417.3表 5组分的液相密度(1 ：附录图 8)温度()8090100110120苯 ,kg814805791778763甲苯 ,kg809801791780768表 6 液体粘度 （1：）温度()8090100110120苯（ mP.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气相中苯的摩尔分率xy110.560.000.00109.911.002.50108.793.007.11107.615.0011.2105.

12、0510.020.8102.7915.029.4100.7520.037.298.8425.044.297.1330.050.795.5835.056.694.0940.061.992.6945.066.791.4050.071.390.1155.075.580.8060.079.187.6365.082.586.5270.085.785.4475.088.584.4080.091.283.3385.093.682.2590.095.981.1195.098.080.6697.098.880.2199.099.6180.01100.0100.01.2精馏塔的物料衡算(1) 原料液及塔顶、塔底产

13、品的摩尔分率苯的摩尔质量甲苯的摩尔质量0.33 / 78.110.367xF0.67 / 92.130.33 / 78.110.95 / 78.110.957xD0.05 / 92.130.95 / 78.110.03 / 78.110.035xW0.97 / 92.130.03 / 78.11（ 2）原料液及塔顶、塔底产品的平均摩尔质量MF0.36778.11(10.367)92.1386.98(kg / kmol )MD0.95778.11(10.957)92.1378.71(kg / kmol )M W0.03578.11(10.035)92.1391.64( kg / kmol )（

14、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（ 4）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。(a) 求最小回流比及操作回流比。苯的沸点为 80.1 ，甲苯的沸点为 110.6 ，混合液的气液相平衡温度在 80.1 到 110.6 之间两组分的饱和蒸汽压，80.1 时分别为、； 110.6 时均为、。80.1时，110.6时，12101.33 / 40.02.533240 / 101.332.368从计算结果可知，温度高，小。的平均值为122.5332.3682.449代入相平衡方程，得又因为是

15、泡点进料， q=1，代入相平衡方程得则RminxDyP0.9570.5871.68yPxP0.5870.367取操作回流比为R1 . 785 R min3 . 00(b) 求精馏塔的气、液相负荷V(R1) D(31) 20.7082 .8(kmol / h)V '( R1) D(1q) FV82 .8(kmol / h)(泡点进料： q=1)L'RDqF320.70157.48 119.58(kmol / h)(c) 求操作线方程精馏段操作线方程为RxnxDyn 10.750 xn 0.239R1R 1提馏段操作线方程为yn 1L' xnW xw 1.444xn 0.0

16、16V 'V '（ 2）逐板法求理论板相平衡方程变形得用精馏段操作线和相平衡方程进行逐板计算= 0.957， x5y50.4452.4491.449 y 5，因为 ,x60.354xF0.367故精馏段理论板n=6 ，用提留段操作线和相平衡方程继续逐板计算y7 1.444 x6 0.016 0.495 ， x7y70.2852.4491.449 y7y8 1.444x7 0.016 0.395 ， x8y80.2102.4491.449 y 8y9 1.444x8 0.016 0.287，x9y90.1412.4491.449y9y10y101.444x9 0.016 0.18

17、7， x10 0.085 2.449 1.449 y10y11y111.444x10 0.016 0.106 ， x11 0.046 2.449 1.449y11y12 1.444x11 0.016 0.050 ， x12y120.0212.4491.449y12因为，x120.021xW0.035所以提留段理论板n=6 （不包括塔釜）（ 3）全塔效率的计算混合液的气液相平衡温度在80.1 到 110.6 之间，其平均温度为95.35 。绘制苯，甲苯黏度与温度的曲线图：在平均温度下苯和甲苯的黏度分别为平均粘度由公式，得m0.3670.2710.6330.2760.274(mPa s)全塔效率

18、ETE T0.170.616 lgm0.516（ 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 12 块板。1.3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+101.3kPa每层塔板压降P0.7kPa进料板压力 105.3+0.7 ×12113.7kPa精馏段平均压力Pm1（105.3+113.7） 2 109.5kPa（ 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，其中苯、甲苯的饱和蒸气压由安托尼方程计算：联立苯，甲苯的Antoine 方程，6.0231206.356.0781343.96P xA 10t 220.

19、 34xB 10t 219.58计算结果如下塔顶温度进料板温度 97.5 精馏段平均温度 =（ 82.1+97.5） 2 = 89.8 （ 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=0.901ML,DM0.90178.11(10.901)92.1379.50( kg / kmol )MV, DM0.95778.11(10.957)92.1378.71( kg / kmol )进料板平均摩尔质量计算由上面理论板的算法，得，0.354MV, FM0.57378.11(10.573)92.1384.09(kg / kmol )ML, FM0.354

20、78.11(10.354)92.1387.17(kg / kmol )精馏段平均摩尔质量78.7184.09M VM81.4( kg / kmol )279.587.17M LM83.34(kg / kmol )2(4) 平均密度计算(a) 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即PMm109.5 78.713Vm8.314 89.8 273.152.85(kg / m )RTm(b) 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 D82.1 ，查手册得10.950.05 , LM D 8 1 .25(kg / m3 )LM D812.78 0.

21、79进料板，由加料板液相组成aA0.35478.110.31778.11(10.354)0.35492.13进料板温度可知：，故精馏段平均液相密度为Lm (精 )1 (812.5 792.7) 802.6kg / m32(5) 液体平均表面张力计算液相平均表面张力依下式计算，即塔顶液相平均表面张力的计算由 t D 82.1 ，查手册得(mNm) (mNm)m,顶0.957 20.98 0.043 21.4721.00mn/ m进料板液相平均表面张力的计算由 t F97.5 ，查手册得(mNm) (mNm)m, 进0.354 19.05 （1- 0.354） 19.78 19.52mN/ m精馏

22、段液相平均表面张力为21.00 19.52m(精）20.26mn/ m2(6) 液体平均粘度计算液相平均粘度依下式计算，即Lm=xi i塔顶液相平均粘度的计算由 t D 82.1 ，查手册得(mPa.s) (mPa.s)L( 顶）0.9570.3010.0430.3020.301mPa.s进料板液相平均粘度的计算由 t F97.5 ，查手册得(mPa.s) (mPa.s)L （进）0.3540.2660.6460.2720.269mPa.s精馏段液相平均粘度为Lm （精）0.2720.2690.271mPa.s2（ 7）气液负荷计算精馏段：V(R1)D(31) 20.7 82.8kmol /

23、hVSVM VM (精）82.881.40.64 m3 / s3600vm（精）36002.92LRD320.762.1kmol / hLSLM Lm（精）62.183.340.0018m3/ s36003600802.6Lm （精）LhLS36006.45m3 / s1.4精馏塔的塔体工艺尺寸计算(1) 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 DT，m 0.3 0.50.5 0.80.8 1.61.6 2.42.4 4.0板间距 HT，250 3503004

24、50350600400 600mm200300参考表 7初选板间距，取板上液层高度，故 H T hL0.300.050.25m ；11LsL20.0018802.6 20.047VsV0.642.85查史密斯关联图得 C20=0.051 ；换算到表面张力为 20.26时的 C为：0.20.2CC 200.05120.260.0512020maxCL - V0.051 802.6 - 2.850.854V2.85取安全系数为 0.70 则0.70 max0.700.8780.59D4VS4 0.641.175m0.59取塔径为 1.2m则空塔气速为 0.57ms1.5塔板主要工艺尺寸的计算(1)

25、 溢流装置计算因塔径 D1.2m，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：采用单溢流，弓形降液管，平形受液盘及平形溢流堰，不设进口烟，各项计算如下。(a) 溢流堰长取堰长为 0.6D ，即 =0.6 ×1.2=0.72m(b)出口堰高：Lh /l2. 536000.0018mw0.722.514.73查图 4-9知 E 为 1.04 ，依式 4-25 即2.842/ 32.8436000.00182 / 3howLh0.013Elw10001.0410000.72hwhLhow0.050.0130.037(c) 降液管的宽度与降液管的面积：，查图 4-11 得故

26、 wd 0.10D0.10 1.20.120Af H T0.05650.309.42 5 (符合要求）Ls0.0018s(d) 降液管底隙高度：取液体通过降液管底隙的流速（0.07-0.25）依式 4-30 计算Ls0.0018ho'0.031ml w * uo0.72 0.08(2)塔板布置(a) 取边缘区宽度安定区宽度为(b) 依式 4-31 计算开孔区面积A a 2 xR 2x 2R2 sin 1x180R2 0.4150.56520.41520.5652 sin 1 0.4150.8451800.565D( wd ws )1.2x(0.120 0.06)5 0.41 522D1

27、.20.0350.565Rwc22(c) 开孔数 n 与开孔率取筛空的孔径为，正三角形排列，一般碳的板厚为取 3.5，故孔中心距 t=3.5 ×5=17.5mm依式 4-33计算筛孔数 n 即n(115810 3) Aa1158 1030.845 3195(孔）t217.52依式 4-32 计算筛板上开孔去的开孔率Ao%0.907 %7.4(在 5 15%范围内）Aa3.52每层塔板上的开孔面积为 A oA a 0.074 0.845 0.0625气体通过筛孔的气速(d) 塔有效高度 Z（精馏段 )Z=（ 12-1 ）× 0.3=3.3m1.6筛板的流体力学验算塔板的流体力

28、学计算，目的在于验算预选的塔板参数是否能维持塔的正常操作，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依式 4-32(a) 干板压降相当的液柱高度：依，查干筛孔的流量系数图得，C0=0.84 由式uo27.312v2.85hc 0.0510.0510.0137CoL0.8480.26(b) 气体穿过板上液层压降相当的液柱高度：Vs0.64ua0.596m/ s ， Fa ua V 0.596 2.85 1.006AT Af1.13 0.0565由与关联图查得板上液层充气系数=0.63 ，依式hlohL（hwhow） 0.63 0.

29、05 0.0315o(c) 克服液体表面张力压降相当的液柱高度：依式h4420.2610 30.00206L gdo802.69.810.005hP0.01370.03150.002060.0473P hP L g0.0473 802.69.81372.4Pa 0.7kPa ( 设计允许值）(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) 雾沫夹带依式 4-41 ：5.7 10-6ua5.71060.5963.23.2kg液kg气（)/eVH T20.2610 30.3 2.5 0.050.014hf小于 0.1 ，故在设计负荷下不会发生过量雾

30、沫夹带。(4) 漏液u ow 4.4Co 0.00560.13hL hL/ V 5.4uo10.24(1.5 2.0)k1.89uow5.4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依式hd0.153(Ls)20.1530.0018)20.00099 m(l w ho0.72 0.031H d0.05530.050.0009850.107取，则H Thw0.50.41.170.785故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，可认为精馏段塔径及各项工艺尺寸是适合的。1.7塔板负荷性能图(1) 雾沫夹带线依式 4-41VsVs(a

31、)uaAf0.932VsAT1.13 0.05652 / 3h f 2.5(hwhow )2.5 hw 2.84 10 3 E3600Lsl w近似取 E 1.0 ，2.5 0.037 2.84 10 3 3600Ls2 / 3故 hf0.093 2.115Ls2 3(b)0.70取雾沫夹带极限值 ,已知m并将（ a）（b）式代入式 4-41 得下式：3.25.710 60.932Vs0.110 32 / 320.260.3 0.093 2.115Ls整理得（1）在操作范围内，任取几个值依（ 1）式算出相应的值附表1 中附表 1，1.161.091.030.97由上表数据即可作出雾沫夹带线。(

32、2) 液泛线联立式 4-44 及式 4-46( H Thw )hphwhowhd近似取2.84 10 3 E 3600 L s2 / 3howl w(c)由式 4-3422hc0.051 uov0.051Vs2.850.0657Vs2由式 4-35C oL0.84 0.0625802.6由式 4-37 及（ C）hl2 / 32 / 3o (hw how ) 0.63(0.037 0.8304Ls )0.0233 0.5231Lshp 0.0233 0.5231Ls2 3 0.00206 0.0657Vs20.02536 0.0657Vs20.5231Ls2 3 (d)Ls2Ls由式 4-45

33、 ， hd 0.1530.153()2307Ls2(e)l w * ho0.720.031将，及（ c）（d）（e）代入( H Thw )hphwhowhd 联立式得：0.5(0.30.037)0.025360.0657Vs20.5231Ls2 / 30.037307Ls20.8304Ls2 / 3Vs21.62 4673Ls220.6Ls2/ 3在操作范围内取若干个值， ，依（ 2）式计算值，列于附表 2，依表中数据做液泛线附表 2，1.271.151.030.90由上表数据即可作出液泛线2。(3) 液相负荷上限线取液体在降液管中停留时间为 4 秒，由式H T . Af0.3 0.0565L

34、s,max0.004244液相负荷上限线（ 3）在 - 坐标图上为与气体流量无关的垂直线(4) 漏液线 ( 气相负荷下限线 )由 hL hw how 0.037 0.8304Ls2 / 3uow4.4Co0.00560.13hLhL /VVs,min4.4 0.84 0.0056 0.13 0.037 0.8304Ls2/ 3802.6Ao0.002062.85前面已算出为 0.0625代入上式整理得：Vs, min 3.88 0.0084 0.11Ls 2/ 3（4）此即气相负荷下限关系式，在操作范围内任取n 个值，依（ 4）式计算相应的值，列于附表 3，附表 3，0.1010.1030.1

35、060.108由上表数据即可作出液泛线4。(5) 液相负荷下限线取平堰，堰上液层高度作为液相负荷下限条件依式 4-45取则how2.84 10 3 E(3600Ls, min ) 2 / 3l w0.006 2.84 10 3 (3600 Ls,min )2/ 30.72整理上式得依此值在 -图上做线（ 5）即为液相负荷下限线。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。五设计结果一览表项目符号单位计算数据精馏段各段平均压强PmkPa109.5各段平均温度t m89.8气相S30.64Vms平均流量LS30.0018液相ms实际塔板数N块12板间距HTm0.30塔的有效高度Zm3.3塔径Dm1.2空塔气速ums0.57塔板液流形式单流型溢流管型式弓形堰长l wm0.72溢流装堰高hm0.037w置溢流堰宽度dm0.12W管底与受业盘距hm0.031离o板上清液层高度hLm0.05孔径domm5.0孔间距tmm17.5孔数n个3195开孔面积m20.0625筛孔气速uoms10.24塔板压降PPkPa0.372液体在降液管中停留时间s9.