苯甲苯精馏塔设计化工原理课程设计书doc.docx

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化工原理课程设计书

苯—甲苯精馏塔设计

（一）化工原理设计任务书3

（二）概述4

一、精馏基本原理5

二、设计方案的确定5

（三）塔工艺计算6

一、精馏塔物料衡算6

二、塔板数确定8

三、精馏塔的工艺条件及有关物性数据的计算10

四、精馏塔的塔体工艺尺寸设计15

五、塔板主要工艺尺寸计算17

六、筛板的流体力学验算19

七、塔板负荷性能图23

八、设计结果一览表29

（四）辅助设备的设定30

（五）设计评述心得32

（六）参考书目及附表33

（一）化工原理设计任务书

一、设计名称：

苯-甲苯精馏塔设计

二、设计条件：

在常压连续精馏塔中精馏分离含苯35%（质量%，下同）的苯-甲苯混合液，

要求塔顶流出液中苯的回收率为97%，塔底釜残液中含苯不高于2%。

处理量：

17500t/a，

料液组成（苯质量分数）：

35%，

塔顶产品组成（质量分数）：

97%，

塔顶易挥发组分回收率：

99%，

每年实际生产时间：

300天

三、设计任务

完成精馏塔的工艺设计，有关附属设备的设计和选型，绘制精馏塔系统工艺

流程图和精馏塔装配图，编写设计说明书。

四、基础数据或其他操作条件所需数据自己查阅资料或根据资料确定

五、设计说明书内容

1目录

2概述（设计方案的确定和流程说明、精馏基本原理等）

3.塔的物料恒算、塔板数的确定、塔的工艺条件及有关物性数据的计算；

4.塔和塔板的主要工艺尺寸的设计：

（1）塔体工艺尺寸的计算；

（2）塔板主要工艺尺寸的计算；

（3）塔板的流体力学验算；

（4）塔板负荷性能图。

5.设计结果概要或设计一览表

6.辅助设备的选型——对再沸器进行设计，对预热器进行选型

7.参考文献

8.对本设计的评述或有关问题的分析讨论。

（二）概述

一、精馏基本原理

精馏操作就是利用液体混合物在一定压力下各组分挥发度不同的性质，在塔

内经过多次部分汽化与多次部分冷凝，使各组分得以完全分离的过程。

二、设计方案的确定

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。

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

3~8mm，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：

（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2～3）。

（３）小孔筛板容易堵塞。

（三）塔工艺计算

一、精馏塔物料衡算

1．原料液及塔顶产品的摩尔分率

苯的摩尔质量

甲苯的摩尔质量

xF

0.35/78.11

0.35/78.11

0.388

0.65/92.13

xD

0.9778.11

0.974

0.9778.11

0.03

92.13

2.原料液及塔顶产品的平均摩尔质量

MF

0.388

78.11

0.612

92.13

86.568kg

kmol

MD

0.974

78.11

0.026

92.13

78.475kg

kmol

3.由物料衡算计算塔底产品的摩尔分率及平均摩尔质量

原料处理量F

17500

103

kmol/h28.08kmolh

300

24

86.568

总物料衡算28.08=D

＋W

苯塔顶回收率（D×0.974）/（F×0.388）=0.99

联立解得D＝11.07kmol/h

W=17.01kmol/h

式中F------

原料液流量

D------

塔顶产品量

W------

塔底产品量

由苯物料衡算28.08×0.388＝0.974×11.07＋xW×17.01

解得xW=0.00663

二、塔板数确定

1．苯-甲苯相对挥发度确定

根据表2计算各温度下相对挥发度，得以下计算结果：

T=80.1oC,

=2.53;

T=85oC,

=2.54;

T=90oC,

=2.51;

T=95oC,

=2.46;

T=100oC,

=2.41;

T=105oC,

=2.37;

由此得平均相对挥发度=2.47

2.回流比的确定

由于进料为泡点进料，q=1,

Rmin

1

[xD

（1

xD）]1.64

1

xF

1

xF

R

2Rmin

3.28

3.精馏塔气液相负荷

L

R

D3.28

11.07

36.31kmol/h

V

（R

1）D

4.2811.0747.38kmolh

V'

（R

1）D

（1

q）F

（3.821）11.0747.38kmol/h

L'RDqF3.2811.07128.0864.39kmol/h

4.求操作线方程

精馏段方程为：

yn1

R

xn

xD

0.766xn0.227

R

1

R

1

提馏段方程为：

ym1

L'

'xm

W'xw

1.36xm0.00238

V

V

5.逐板法求理论板数

相平衡方程

x

2.47x

y

11.47x

1

（1）x

y1xD=0.974

x1

y1

y1

=0.938

（1y1）

y12.47（1y1）

y1

y2Rx1xD0.766x10.2270.946

R1R1

根据相平衡与操作线方程依次计算得：

x20.877；y30.894，x30.773；y40.801，x40.620；y50.662，

x50.442；

y60.494，x60.283

精馏段理论板数n=5

x1'

0.283，y2'

L'

'xm

W'xw1.36x1'

0.002380.382

V

V

根据相平衡和操作线方程依次计算得：

x2'

0.201

；y3'

0.270，x3'

0.130；y4'

0.175

，x4'

0.079；

y5'

0.105

，x5'

0.045；y6'

0.0594，x6'

0.0249

；y7'

0.0315，x7'

0.0130；

y8'

0.0153，x8'

0.00625<

xW0.00663

所以提馏段板数为

7，总理论塔板数为12，进料板为第

6块板。

取全塔板效率为0.5，可得实际板数为24，进料板为第11块板。

三、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PD=101.33+4=105.33kPa

每层塔板压降△P＝0.7kPa

塔底操作压力Pw=105.33+0.724=122.13kPa

进料板操作压力PF=105.33+0.711=113.03kPa

精馏段平均压力Pm＝（105.33+113.03）/2＝109.18kPa

提馏段平均压力Pm=（113.033+122.13）/2=117.58kPa

2.操作温度计算

依据操作压力，由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，计算过程略。

计算结果如下：

塔顶温度tw＝82.65℃，进料板温度tF＝98.85℃，塔底温度tw=117.03℃

精馏段平均温度tm=（82.65＋98.85

）/2=90.75

℃

提馏段平均温度tm=（98.85+117.03

）/2=107.94

℃

3.平均摩尔质量

塔顶平均摩尔质量计算

由y1

xD=0.974，x1

0.938

ML,Dm

0.938

78.11

（1

0.938）

92.13

78.98kg

kmol

MV,Dm

0.974

78.11

（1

0.974）

92.13

78.47kg

kmol

进料板平均摩尔质量计算

由上面理论板的算法，得

yF＝0.610，

xF＝0.388

MV,F,m

0.610

78.11

（1

0.610）

92.13

83.58kgkmol

ML,Fm

0.388

78.11

（1

0.388）

92.13

86.69kgkmol

塔底平均摩尔质量计算

由xw=0.00663,yw=0.0162

MV,Wm

0.0162

78.11

（10.0162）92.13

91.90kgkmol

ML,wm

0.00663

78.11

（10.00663）92.13

92.03kgkmol

精馏段平均摩尔质量

M

M

V,m

L,m

78.4783.58kgkmol81.16kgkmol

2

78.9886.69kgkmol82.83kgkmol

2

提馏段平均摩尔质量

MV,m

83.58

91.90

87.74kgkmol

kgkmol

2

ML,m

92.03

86.69kgkmol

89.36kgkmol

2

4.平均密度计算

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即

PmMv,m

107.4381.16

3

v,m

2.95kg

m

RTm

8.314（273.1590.75）

提馏段的平均气相密度

'

PmMv,m

111.6387.74

3

v,m

3.12kg

m

RTm

8.314（273.15107.94）

2）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tD＝82.65℃，查表得

A

811.61kgm3,

B

806.88kgm3

塔顶液相的质量分率

A

0.974

78.11

0.969

0.974

78.11

92.13

0.026

1

L,Dm0.969811.61

0.031806.88,L,Dm811.46kgkmol

进料板液相平均密度的计算

由tF＝98.85℃，查表得

A

792.61kgm3,

B

792.15kgm3

进料板液相的质量分率

A

0.388

78.11

0.35

0.388

78.11

92.13

0.612

1

L,Fm0.35792.61

0.65/792.15,L,Fm792.31kgkmol

塔底液相平均密度的计算

由tw＝117.03℃，查表得

A

767.46kg

m3,B

771.56kgm3

塔底液相的质量分率

A

0.00663

78.11

0.00564

0.00663

78.11

92.13

0.99337

1

L,wm0.00564/767.46（1

0.00564）/771.56,L,wm771.54kgkmol

精馏段液相平均密度为

L,m

811.46

792.31

801.89kgkmol

2

提馏段液相平均密度为

'

L,m

792.31771.54

781.93kgkmol

2

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tD＝82.65℃，查表得

σA=20.88mN/mσB=21.41mN/m

σLDm=0.974×20.88+（1-0.974）×21.41=20.89mN/m

进料板液相平均表面张力的计算

由tF＝98.85℃，查表得

σA=18.94mN/mσB=19.63mN/m

σLFm=0.388×18.94+0.612×19.63=19.36mN/m

塔底液相平均表面张力的计算

由tW＝117.03℃，查表得

σA=16.59mN/mσB=17.63mN/m

σLwm=0.00663×16.59+（1-0.00663）×17.63=17.62mN/m

精馏段液相平均表面张力为

σLm=（20.89+19.36）/2=20.13mN/m

提馏段液相平均表面张力为

σ‘Lm=（19.36+17.62）/2=18.49mN/m

6．液体平均粘度计算

液相平均粘度依下式计算，即

lgμLm=Σxilgμi

塔顶液相平均粘度的计算

由tD＝82.65℃，查表得

μA=0.300mPa·sμB=0.304mPa·s

lgμLDm=0.974×lg（0.300）+（1-0.974）×lg（0.304）

解出μLDm=0.300mPa·s

进料板液相平均粘度的计算

由tF＝98.85℃，查手册得

μA=0.258mPa·sμB=0.267mPa·s

lgμLFm=0.388×lg（0.258）+（1-0.388）×lg（0.267）

解出μLFm=0.263mPa·s

塔底液相平均粘度的计算

由tw＝117.03℃，查手册得

μA=0.220mPa·sμB=0.236mPa·s

lgμLwm=0.00663×lg（0.220）+（1-0.00663）×lg（0.236）

解出μLwm=0.236mPa·s

精馏段液相平均粘度为

μLm=（0.300+0.263）/2=0.282mPa·s

提馏段液相平均粘度为

μ‘Lm=（0.263+0.236）/2=0.250mPa·s

7．气液负荷计算

精馏段：

V

R

1D

（3.28

1）11.07

47.38Kmol/h

VS

V

MVm

47.38

81.16

0.36m3/s

3600vm

3600

2.95

L

RD

3.28

11.07

36.31Kmol/h

LM

Ls

3600

Lm

Lm

36.31

89.36

0.00112m3/s

3600

801.89

Lh0.0011236004.04m3/h

提馏段：

V'

V

（q

1）F

47.38Kmol/h

V'S

V

MVm

47.38

87.74

0.37m3/s

3600

'vm

3600

3.12

L'

L

qF

36.311

28.08

64.39Kmol/h

'LM

Ls

3600

Lm

'

Lm

64.39

89.36

0.00204m3/s

3600

781.93

L'h0.0020436007.36m3/h

四、精馏塔的塔体工艺尺寸设计

1.塔径计算

初选板间距HT0.40m，取板上液层高度hL0.06m，

1

0.400.060.34m；LS

2

故HThL

Lm

VS

vm

0.00112801.89

0.362.95

1

2

0.0513

0.2

查教材P161图得C20=0.07；依式CC20

20

0.2

0.2

校正物系表面张力为

20.13mN/m时C

C20

0.07

20.13

0.0701

20

20

maxC

L

V

0.0701

801.89

2.95

1.154m/s

V

2.95

可取安全系数为

0.8，则

0.8max

0.8

1.154

0.923m/s

故D

4VS

4

0.36

0.70m

3.14

0.923

所求塔径符合标准，不需圆整，空塔气速为0.923m/s

对提馏段：

初选板间距HT0.40m，取板上液层高度hL0.06m，

1

0.400.060.34m；LS

2

故HThL

Lm

VS

vm

0.00204781.93

0.373.12

1

2

0.087

0.2

查教材P161图得C20=0.068；依式CC20

20

0.2

0.2

校正物系表面张力为

18.49mN/m时C

C20

0.068

18.49

0.0669

20

20

'

C

L

V

0.0669

781.93

3.12

max

1.06m/s

V

3.12

可取安全系数为

0.8，则

'

0.8max

0.81.06

0.848m/s

故D

4VS

4

0.37

0.75m

3.14

0.848

按标准,塔径圆整为0.8m,

则空塔气速0.84m/s

。

精馏段和提溜段塔径不一致，根据塔径的选择规定，对于相差不大的二塔径取二

者中较大的，因此塔径取0.8m

2.精馏塔有效高度计算

精馏段有效高度为

Z

HT（N

1）

0.40

（10

1）

3.6m

提馏段有效高度为

Z'

HT（N'

1）

0.40

（14

1）

5.2m

在进料板上方开一人孔，其高度为0.8m，故精馏塔的有效高度为：

Z3.65.20.89.6m

五、塔板主要工艺尺寸计算

1.溢流装置计算

因塔径D＝0.8m，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：

1）

溢流堰长lw：

取堰长lw为0.66D=0.66×0.8=0.53m

2）

出口堰高hW：

hW

hL

hOW，取hL=0.06m

2

2.84

Lh

3

E

，近似取E=1

，

依式how

lw

1000

2

2.84E

3

可得hOW

Lh

1000

lW

2.84

4.04

2

3

1

0.53

0.011m

1000

故hw0.060.0110.049m

3）降液管的宽度Wd与降液管的面积Af：

由lw/D

0.66查教材图3—10得Wd/D

0.124，Af/AT0.0722

故Wd0.124D

0.1240.8

0.099m，

Af

0.0722

D2

0.