苯—甲苯混合液筛板精馏塔设计

1、.荆楚理工学院课程设计成果学院：班级：学生姓名：学号：设计地点（单位）：教学楼A栋设计题目：苯甲苯混合液筛板精馏塔设计完成日期：年 月 日指导教师评语：成绩 (五级记分制 )：教师签名：'.目录一序言 .3二板式精馏塔设计任务书 .4三设计计算 .73.1设计方案的选定及基础数据的搜集 .73.2精馏塔的物料衡算 .103.3塔板数的确定 .103.4精馏塔的工艺条件及有关物性数据的计算 .153.5精馏塔的塔体工艺尺寸计算 .203.6塔板主要工艺尺寸的计算 .223.7筛板的流体力学验算 .253.8塔板负荷性能图 .30四设计结果一览表 .38五板式塔的结构与附属设备 .405.

2、1接管 .405.2冷凝器 .425.3再沸器 .435.4板式塔结构 .455.5加料泵 .错误! 未定义书签。5.6高位槽 .465.7贮槽 .47六参考书目 .48七设计心得体会 .49八附录 .50附录一 板式塔结构简图 .50附录二 带控制点的工艺流程图 .50'.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

3、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，

4、需设计一板式塔将其分离。工业上对塔设备的主要要求是： （1）生产能力大；（ 2）传热、传质效率高；（ 3）气流的摩擦阻力小； （4）操作稳定，适应性强，操作弹性大； （ 5）结构简单，材料耗用量少；（6）制造安装容易， 操作维修方便。 此外，还要求不易堵塞、耐腐蚀等。筛板是在塔板上钻有均布的筛孔，呈正三角形排列。上升气流经筛孔分散、鼓泡通过板上液层，形成气液密切接触的泡沫层（或喷射的液滴群） 。设计良好的筛板塔具有足够的操作弹性， 对易引起堵塞的物系可采用大孔径筛板， 故近年我国对筛板的应用日益增多，所以在本设计中设计该种塔型。'.二板式精馏塔设计任务书设计题目：苯甲苯混合液筛板精馏塔

5、设计学生姓名课程名称化工原理课程设计专业班级地点起止时间一、设计任务完成精馏塔工艺设计，精馏设备设计，有关附属设备的设计和选用，绘制带控制点工艺流程图，塔板结构简图和塔板负荷性能图，编制设计说明书。二、设计内容1. 工艺设计（ 1）选择工艺流程和工艺条件a. 加料方式 b. 加料状态 c. 塔顶蒸汽冷凝方式 d. 塔釜加热方式 e. 塔顶塔底产品的出料状态塔顶产品由塔顶产品冷却器冷却至常温。设（ 2）精馏工艺计算：计a. 物料衡算确定各物料流量和组成。内容 b. 经济核算确定适宜的回流比及根据生产经常费和设备投资费综合核算最经济原则，确定适宜回流比。要求 c. 精馏塔实际塔板数确定全塔理论塔板

6、数以及精馏段和提馏段各自的理论塔板数。然后根据全塔效率ET，求得全塔、精馏段、提馏段的实际塔板数，确定加料板位置。2. 精馏塔设备设计(1) 选择塔型和板型采用板式塔，板型为筛板塔。(2) 塔板结构设计和流体力学计算(3) 绘制塔板负荷性能图画出精馏段或提馏段某块的负荷性能图。(4) 有关具体机械结构和塔体附件的选定'.* 接管规格：根据流量和流体的性质，选取经验流速，选择标准管道。* 全塔高度：包括上、下封头，裙座高度。3. 附属设备设计和选用(1) 加料泵选型，加料管规格选型加料泵以每天工作 3 小时计（每班打 1 小时）。大致估计一下加料管路上的管件和阀门。(2) 高位槽、贮槽容

7、量和位置高位槽以一次加满再加一定裕量来确定其容积。贮槽容积按加满一次可生产 10 天计算确定。(3) 换热器选型对原料预热器，塔底再沸器，塔顶产品冷却器等进行选型。(4) 塔顶冷凝器设计选型根据换热量，回流管内流速，冷凝器高度，对塔顶冷凝器进行选型设计。4. 编写设计说明书设计说明书应根据设计指导思想阐明设计特点，列出设计主要技术数据，对有关工艺流程和设备选型作出技术上和经济上的论证和评价。应按设计程序列出计算公式和计算结果；对所选用的物性数据和使用的经验公式图表应注明来历。设计说明书应附有带控制点工艺流程图，塔板结构简图。5. 注意事项 :写出详细计算步骤 , 并注明选用数据的来源；每项设计

8、结束后 , 列出计算结果明细表；设计说明书要求字迹工整, 装订成册上交。原始数据：年处理量： 70000 吨设计料液初温： 35参料液浓度： 50%（苯质量分率）数塔顶产品浓度： 98%（苯质量分率）'.塔底釜液含甲苯量不低于98%(以质量计 )每年实际生产天数： 330 天（一年中有一个月检修）精馏塔塔顶压强： 4 kpa （表压）冷却水温度： 30饱和水蒸汽压力： 2.5kgf/cm 2( 表压 )设备型式：筛板塔第一天：根据课程设计任务书查阅相关资料。第二天：根据设计任务和工艺要求，确定设计方案。第三天：确定塔径、塔高等工艺尺寸。第四天：进行塔板设计。进度第五天：进行流体力学验算

9、要第六天：绘制负荷性能图，编写工艺计算结果。求第七天：进行塔附件设计第八天：进行附属设备设计及选型第九天：绘制带控制点工艺流程图，整理设计说明书第十天：答辩参 1 马江权等 . 化工原理课程设计 M. 北京：中国石化出版社， 2009考 2 陈英南 . 常用化工单元设备的设计 M. 上海：华东理工大学出版社， 1993资 3 谭天恩 . 化工原理 ( 第二版 ) 下册 . 北京：化学工业出版社， 1998料其它本表应在每次实施前一周由负责教师填写二份，教研室审批后交学院院备案，说一份由负责教师留用。明若填写内容较多可另纸附后。一题多名学生共用的，在设计内容、参数、要求等方面应有所区别。教研室主

10、任：指导教师：2013年11月18日'.三设计计算3.1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 2 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

11、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：() 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。() 处理能力大，比同塔径的泡罩塔可增加1015。() 塔板效率高，比泡罩塔高15左右。() 压降较低，每板压力比泡罩塔约低30左右。筛板塔的缺点是：() 塔板安装的水平度要求较高，否则气液接触不匀。() 操作弹

12、性较小 ( 约 23) 。( ) 小孔筛板容易堵塞。'.数据搜集：表 1苯和甲苯的物理性质临界压强 P项目分子式分子量 M沸点（）临界温度 t （）CC（ kPa）苯 AC6H678.1180.1288.56833.4甲苯 BCHCH92.13110.6318.574107.7653表 2苯和甲苯的饱和蒸汽压温度()80.1859095100105110.60101.33116.9135.5155.7179.2204.2PA,kPa240.00， kPa40.046.054.063.374.386.0PB表 3苯和甲苯的液相密度温度()8090100110120苯 ,kg/m38158

13、03.9792.5780.3768.9甲苯 ,kg/m 3810800.2790.3780.3770.0表 4液体表面张力温度8090100110120苯， mN/m21.2720.0618.8517.6616.49甲苯， mN/m21.6920.5919.9418.4117.31表 5液体粘度L温度 ()8090100110120苯（ mPa·s）0.3080.2790.2550.2330.215甲苯（ mPa·s） 0.3110.2860.2640.2540.228表 6 苯甲苯物系在总压101.3kPa 下的 tx(y) 关系t/ 80.184889296100104

14、108110.6x10.8160.6510.5040.3730.2560.1520.0570y10.9190.8250.7170.5940.4550.3000.1250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xy110.560.000.00'.109.911.002.50108.793.007.11107.615.0011.2105.0510.020.8102.7915.029.4100.7520.037.298.8425.044.297.1330.050.795.5835.056.694.0940.061.992.6945.066.791.405

15、0.071.390.1155.075.580.8060.079.187.6365.082.586.5270.085.785.4475.088.584.4080.091.283.3385.093.682.2590.095.981.1195.098.080.6697.098.880.2199.099.6180.01100.0100.0'.3.2精馏塔的物料衡算(1) 原料液及塔顶、塔底产品的摩尔分率苯的摩尔质量M A78.11kgkmol甲苯的摩尔质量M B92.13kgkmol0.5 / 78.110.541xF0.5/ 92.130.5 / 78.110.98 / 78.110.983

16、xD0.98 / 78.110.02 / 92.130.02/ 78.110.0235xW0.02 / 78.110.98 / 92.1311(2) 原料液及塔顶、塔底产品的平均摩尔质量M F0.578.110.592.1385.12kgkmol1M D0.9878.11(10.98)92.1378.39kgkmolM W（）78.110.9892.1391.85kgkmol1 -0.9811(3) 物料衡算原料处理量F70000000103.83kmol h 185.1233024总物料衡算D W103.83苯物料衡算0.983D0.0235W联立解得D56.00kmolhW47.83kmo

17、lh103.830.541113.3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'.求最小回流比及操作回流比查得苯甲苯物系的气、液平衡数据（表6），绘出 tx( y) 图，采用作图法求最小回流比。泡点进料q1 ，在 tx( y) 图中对角线上，自点f(0.541,0.541)作垂线 fe 即为进料线 ( q 线 ) ，该线于平衡线的交点坐标为：e (0.541 ， 0.7442) ，故最小回流比为：RminxDye0.9830.74421.175yexe0.74420.541故操作回流比为： R2Rmin21.1752.35求精馏塔的气、液相

18、负荷LRD2.3556.00131.60kmol h 1V(R1)D(2.351)56.00187.60kmol h 1LLqF131.60103.83235.43kmolh 1VV(q1)F187.60 kmolh 1求操作线方程精馏段操作线方程为：yn 1RxnxD0.7010.293R1R 1xn'.提馏段操作线方程为： ym 1LWxW1.255xm0.00599xmVV 逐板计算法求理论板层数又根据 （）1xD(1xD )， 可解得Rmin q 11xF1xF相平衡方程 yx，即 y2.469x，1 1.469 x1(1) x变形得 xy，2.4691.469y精馏段用精馏段

19、操作线方程和相平衡方程进行逐板计算，y1xD0.983 ，x1y11.469 y12.469y20.701x10.2930.965 ， x2y21.469 y22.469y30.701x20.2930.937 ， x3y31.469 y32.469y40.701x30.2930.894 ， x4y41.469 y42.469y50.701x40.2930.835 ， x5y51.469 y52.469y60.701x50.2930.764 ， x6y61.469 y62.469y70.701x60.2930.691， x7y71.469 y72.4692.4690.959 ，0.918 ，0.

20、857 ，0.773 ，0.672 ，0.568 ，0.475 ，提馏段用提馏段操作线方程和相平衡方程进行逐板计算，y81.255x70.005990.591 ， x8y80.369，1.469 y82.469'.y91.255x80.005990.457 ， x9y90.254 ，1.469 y92.469y101.255x90.005990.313， x10y100.156，1.469 y102.469y111.255 x100.005990.189 ， x11y110.086，2.4691.469 y11y121.255x110.005990.103， x12y120.044，1

21、.469 y122.469y131.255x120.005990.050 ， x13y130.021，1.469 y132.469因此，理论板数为 N T13 （包括再沸器），进料板位置为第七层板，(2) 实际板层数的求取板效率可用奥康奈尔公式 ET0.49( L ) 0.245 计算，式中塔顶与塔底平均温度下的相对挥发度；L 塔顶与塔底平均温度下的液相粘度mPas ，平均温度利用表 7 中数据和 xF ， xD ， xW ，由拉格朗日插值可求得tF 、 tD 、 tW ,t F： 91.490.11tF91.4，t F90.3450.055.054.150t D ： 80.6680.21t

22、D80.66 ，t D80.3797.099.098.397tW： 109.91108.79tW109.91 ， tW109.15132.351精馏段平均温度：90.3480.3785.36t12提馏段平均温度：90.34109.1599.74t22组成'.精馏段：液相组成 x1： 85.4485.36x175.0 ， x10.753885.4484.4080.075.0气相组成 y1： 85.4485.36y188.5 ， y10.887185.4484.4091.288.5提馏段：液相组成 x2： 100.7599.74x220 ，x20.2264100.7598.842520气相

23、组成100.7599.74y237.2， y20.40902y ：98.8444.237.2100.75相对挥发度精馏段挥发度：由 xA0.7538 ， yA0.8871得 xB0.2462，yB0.1129所以yA xB0.88710.24622.566 ，yB xA0.11290.7538提馏段挥发度：由 xA0.2264 ，yA0.4090得 xB0.7736，yB0.5910所以y AxB0.40900.77362.365 ，yB xA0.59100.2264粘度精馏段， t185.36 ，查手册得，苯：甲苯：故AB0.3033mPas0.3058mPas1A xAB xB0.3033

24、0.75380.30580.24620.3039mPa s提馏段， t299.74 ，查手册得，A0.2633mPas ， B0.2683mPas故'.2A xAB xB0.26330.22640.26830.77360.2672mPas板效率精馏段， ET0.49(1 ) 0.2450.49( 2.5660.3039)提馏段， ET0.49(2 ) 0.2450.49(2.3650.2672)0.2450. 2450.52 ，0.55， 实际板层数精馏段实际板层数N 精611.5412 ，0.52提馏段实际板层数N 提60.5510.9111 ，故全塔所需实际塔板数：N PN 精N提

25、121123，全塔效率： ETN T1310.52 ,N P23加料板位置为第13 块板。3.4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pD101.34105.3kPa每层塔板压降p0.7kPa进料板压力pF105.30.712113.7kPa塔底操作压力pW105.30.723121.4kPa精馏段平均压力pm(105.3113.7) 2109.5kPa提馏段平均压力pm(113.7121.4) 2117.55kPa(2) 平均摩尔质量计算塔顶平均摩尔质量计算：'.由 x10.959 ， y10.983 可得MML, DmV , Dm0.95978.11(

26、10.959)92.1378.68kgkmol0.98378.11(10.983)92.1378.35kgkmol11进料板平均摩尔质量计算：由理论板计算，得 xF0.475 ， y0.691 ，FMML, FmV , Fm0.47578.11(10.475)92.1383.63kgkmol0.69178.11(10.691)92.1382.44kgkmol11塔釜平均摩尔质量计算：由理论板计算，得 xW0.021， yW0.050 ，MML, WmV , Wm0.02178.11(10.021)92.1391.84kgkmol0.05078.11(10.050)92.1391.43kgkmo

27、l11精馏段平均摩尔质量78.6883.6381.16kgkmolM Lm278.3582.4480.40kgkmolM Vm2提馏段平均摩尔质量1183.6391.84kmolM Lm87.74kg282.4491.43kmolM Vm86.94kg211'.(3) 平均密度计算 气相平均密度计算由理想气体状态方程计算，精馏段pm M Vm109.5 80.40mVmRTm8.314(85.362.95kg273.15)提馏段pm M Vm117.5586.94mVmRTm8.314(99.743.30kg273.15)液相平均密度计算1aAaBLmLALB塔顶：33aAx10.95

28、9 ， aB0.041由 tD80.37 ，查手册，得A814.82kgm 3 ，B811.19kgm 3 ，则10.9590.041L, Dm814.70kgm 3L , Dm814.82811.19，进料板：aAxF0.541， aB0.459由 tF90.34 ，查手册，得A803.67kgm 3 ，B801.18kgm 3 ，则10.5410.459L , Fm802.51kgm 3L , Fm803.67801.18，塔釜：aAx130.021， aB0.979由 tF109.15 ，查手册，得A781.94kgm 3 ，B781.78kgm 3 ，则10.0210.979L, Wm

29、781.78kgm 3L ,Wm781.94781.78，'.精馏段提馏段L mL m814.70802.51808.61kgm 32802.51781.78792.15kgm 32(4) 液体平均表面张力计算液相平均表面张力依下式计算，即：nLmxiii1塔顶液相平均表面张力的计算：由 tD80.37 ，查手册，得A21.08mNm 1 ， B21.53mNm 1L , Dm0.959 21.080.041 21.5321.10mNm 1进料板液相平均表面张力的计算：由 tF90.34 ，查手册，得A19.83mNm 1 ， B20.41mNm 1L , Fm0.54119.830.

30、459 20.4120.10mNm 1塔釜液相平均表面张力的计算：由 tW109.15 ，查手册，得A17.55mNm 1 ， B18.34mNm 1L ,Wm0.02117.550.979 18.3418.32mNm 1精馏段液相平均表面张力为：L m21.1020.1020.60mN m 12提馏段液相平均表面张力为：L m20.1018.3219.21mN m 12'.(5) 液体平均粘度计算液相平均黏度依下式计算，即：lgLmxi lgi塔顶液相平均粘度的计算：由 tD80.37 ，查手册，得A0.319mPa s ， B0.320mPa s ，lg得L, DmL, Dm0.9

31、59lg 0.3190.041lg 0.320 ，0.319mPas，进料板液相平均粘度的计算：由 tF90.34 ，查手册，得A0.289mPas ，B0.292mPas ，lg得L, FmL, Fm0.541lg0.2890.459lg 0.292 ，mPas ，0.290塔釜液相平均粘度的计算：由 tW109.15 ，查手册，得A0.241mPas，B0.246mPas ，lg得L, DmL, Dm0.021lg 0.2410.979lg 0.024 ，0.246mPas，精馏段液相平均粘度为：L m0.3190.2900.305mP S，2提馏段液相平均粘度为：L m0.2900.24

32、620.268mPS'.3.5精馏塔的塔体工艺尺寸计算(1) 塔径的计算对于精馏过程， 由于精馏段和提提馏段的气、液相符合及物性数据不同， 故设计中两段的塔径应分别计算。（一）精馏段精馏段的气、液相体积流率为：VSVM Vm187.680.401.42m3s13600 Vm36002.95LSLM L m131.681.160.0037m3s136003600808.61Lm由 umaxCLVV0.2式中 C由式 CCL计算，其中 C20 由史密斯关系图查取，图的横坐标为：202011Lh20.00373600808.612L0.0431Vh1.4236002.95V取板间距 H T0.40m ，板上液层高度 hL0.06m ，则：H ThL0.40.060.34 m查史密斯关系图得C200.0780.20. 2C0.078L0.07820.600.07852020