分离苯-甲苯混合物的精馏塔设计—化工原理课程设计.doc
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四川大学化学工程学院
化工原理课程设计
四川大学化工原理课程设计任务书
一、设计任务：
设计题目：
分离苯-甲苯混合物的精馏塔设计
给定条件：
原料液：
苯-甲苯混合物 组成：
xF=0.32（摩尔分率，下同）
处理量：
F=12400kg/h
温度：
29oC
馏出液：
组成：
xD=0.93
残液：
组成：
xW=0.02
操作压力：
常压
二、设计内容：
设计说明书一份，其内容包括
目录
题目及数据
工艺流程选择论证及说明、流程图
主要设备的设计（塔板数、塔径、塔板结构元件及尺寸，流体力学交校核）
塔板布置图，负荷性能图
主要辅助设备的选用与计算（塔顶冷凝器）
三、参考资料：
化工原理设计导论，成都科技大学《化工原理设计导论》编写组，成都科技大学出版社，1994
化工原理，下册，叶世超夏素兰易美桂杨雪峰等编，科学出版社，2002
化工原理（第二版），下册，陈敏恒等，化学工业出版社，2000
化工设备设计基础，化工设备设计基础编写组，上海科学技术出版社，1987
化学工程师手册，机械工业出版社，1999
PERRY化学工程手册（第六版），化学工业出版社，1984
化学工程手册（第二版），时钧等，化学工业出版社，1996
化学工程师简明手册，邓忠等，机械工业出版社，1997
化工生产流程图解，化学工业出版社，
精馏设计、操作和控制，吴俊生等，中国石化出版社，1997
塔型设备基础设计，石油化学工业部编，1975
塔设备设计，上海科学技术出版社，1988
塔的工艺计算，石油化学工业部设计院，1977\
目录
第一章方案选定
1.1操作条件的确定
1.1.1操作压力·············································4
1.1.2进料状态·············································4
1.1.3加热方式·············································4
1.1.4冷却剂与出口温度·····································4
1.1.5回流比的选择·········································4
1.2设备的选择
1.2.1塔设备的选择·········································4
1.2.2再沸器，冷凝器等附属设备的安排·······················4
1.3流程的确定
1.3.1物料的储和输送·······································5
1.3.2参数的检测和调控·····································5
1.4热能的利用
第二章总体工艺设计计算
2.1物料衡算与操作线方程
2.1.1原料及产品组成（xF,xD,xW,F）·······················6
2.1.2全塔总物料衡算······································6
2.1.3操作温度·············································6
2.1.4使进料达到泡点，预热原料液所需热·····················6
2.1.5相对挥发度（a）·······································7
2.1.6最小回流比（Rmin）·····································7
2.1.7精馏塔的气、液相负荷及操作线方程·····················8
2.2塔板数的确定
2.2.1理论塔板数···········································8
2.2.2实际塔板数···········································10
2.3精馏塔的工艺条件及有关物性数据的计算
2.3.1平均摩尔质量·········································10
2.3.2平均密度·············································11
2.3.3液相平均表面张力·····································12
2.3.4液相平均黏度·········································13
2.4精馏塔的塔体工艺尺寸计算
2.4.1塔径的计算···········································14
2.4.2精馏塔有效高度计算··································15
2.5塔板主要工艺尺寸的计算
2.5.1溢流装置计算·········································15
2.5.2塔板布置及浮阀数目与排列·····························16
2.6塔板流体力学验算
2.6.1气相通过浮阀塔板的压降···································17
2.6.2淹塔·····················································18
2.6.3雾沫夹带·················································18
2.7塔板负荷性能图
2.7.1雾沫夹带线···············································19
2.7.2液泛线···················································20
2.7.3液相负荷上限线···········································21
2.7.4漏液线···················································21
2.7.5液相负荷下线限···········································21
2.8计算结果汇总
2.9工艺流程图
第三章附属设备计算
3.1换热器热量计算
3.1.1塔顶冷却所需热···········································24
3.1.2原料液加热到泡点所需热量·································24
3.1.3塔釜加热所需热量·········································24
3.2塔顶冷凝器
3.2.1物性参数·················································25
3.2.2传热面积·················································25
3.2.3工艺尺寸结构·············································26
3.3进料预热器
3.3.1设计方案的确定···········································27
3.3.2物性数据·················································27
3.3.3传热面积估算·············································28
3.3.4工艺尺寸结构·············································28
3.4塔底再沸器
3.4.1设计方案的确定···········································29
3.4.2物性数据·················································29
3.4.3传热面积的估算···········································30
3.4.4工艺尺寸结构·············································31
3.5接管与法兰
3.5.1塔顶蒸汽出口管径·········································32
3.5.2回流液管径···············································32
3.5.3进料管直径···············································32
3.5.4釜液排出管径·············································33
3.6筒体与封头
3.6.1筒体·····················································33
3.6.2封头·····················································33
3.7人孔
主要参考文献
设计心得体会
第一章方案选定
1.1操作条件的确定
1.1.1操作压力
根据生产要求，本设计选择常压下的连续蒸馏。
常压操作对设备要求低，操作费用低，适用于苯-甲苯这类非热敏沸点在常温（工业低温段）物系分离，连续蒸馏集成度高，可控性好，产品质量稳定。
1.1.2进料状态
本设计采用泡点进料。
在29摄氏度时苯与甲苯的状态均为油状液体，所以采用q>1。
在进料前将冷液体通过预热器加热到泡点后送入精馏塔内。
1.1.3加热方式
由于蒸汽质量不易保证，采用间接蒸汽加热。
用饱和水蒸汽作为加热剂，选用较高的蒸汽压力，可以提高传热温度差，从而提高传热效率。
1.1.4冷却剂与出口温度
冷却剂选用经济的常温水。
1.1.5回流比的选择
采用泡点回流。
根据实验和生产数据统计，一般最适宜回流比的范围为R＝（1.1~2）Rmin，该物系属易分离物系，最小回流比较小，所以在设计中把操作回流比取最小回流比的1.5倍。
1.2设备的选择
1.2.1塔设备的选择
精馏操作课选用的塔设备有很多。
在实际的生产操作中，由于浮阀塔具有结构简单、生产能力和操作弹性大、板效率高等优点，因而是一种综合性能较优异的板型，所以本实验采用浮阀塔。
1.2.2再沸器，冷凝器等附属设备的安排
塔底设置再沸器，塔顶蒸汽完全冷凝后再冷却至回流入塔。
冷凝冷却器安装在较低的框架上，通过回流比控制期分流后，用回流泵打回塔内，馏出产品进入储罐。
塔釜产品接近纯水，一部分用来补充加热蒸汽，其余储槽备稀释其他工段污水排放。
1.3流程的确定
1.3.1物料的储存和输送
在流程中应设置原料槽、产品槽以及离心泵。
原料可有泵直接送入塔内，也可以通过高位槽送料，以免受泵操作波动的影响。
为使过程连续稳定地进行，产品还需用泵送入下一个工序。
1.3.2参数的检测和调控
流量、压力和温度等是生产中的重要参数，必须在流程中的适当位置装设仪表，以测量这些参数。
同时，实际生产过程中，物流的状态（流率、温度、压力）、加热剂和冷却剂的状态都不可能避免地会有一定程度的波动，因此必须在流程中设置一定的阀门（手动或自动）进行调节，以适应这种波动，保证产品达到规定的要求。
1.4热能的利用
精馏过程是组分反复汽化和反复冷凝的过程，耗能较多，如何节约和合理地利用精馏过程本身的热能是十分重要的。
选取适宜的回流比，使过程处于最佳条件下进行，可使能耗降至最低。
与此同时，合理利用精馏过程本身的热能也是节约的重要举措。
若不计进料、馏出液和釜液间的焓差，塔顶冷凝器所输出的热量近似等于塔底再沸器所输入的热量，其数量是相当可观的。
然而，在大多数情况，这部分热量由冷却剂带走而损失掉了。
如果采用釜液产品去预热原料，塔顶蒸汽的冷凝潜热去加热能级低一些的物料，可以将塔顶蒸汽冷凝潜热及釜液产品的余热充分利用。
此外，通过蒸馏系统的合理设置，也可以取得节能的效果。
例如，采用中间再
沸器和中间冷凝器的流程，可以提高精馏塔的热力学效率。
因为设置中间再沸器，可以利用温度比塔底低的热源，而中间冷凝器则可回收温度比塔顶高的热量。
第二章总体工艺设计计算
以下设计计算中，A代表苯，B代表甲苯，苯、甲苯可视为理想溶液。
苯的摩尔质量MA=78kg/kmol甲苯的摩尔质量MB=92kg/kmol
进料液平均摩尔质量
2.1物料衡算与操作线方程
2.1.1原料及产品组成（xF,xD,xW,F）
=0.32=0.93=0.02
kmol/h
2.1.2全塔总物料衡算
总物料
易挥发组分
解方程
解得
2.1.3操作温度
由上述操作条件知，在进料处采用泡点进料，蒸馏塔顶采用泡点回流。
所以根据物料组成，结合苯-甲苯的物系相图中的压强一定下（P=101.325pa）的温度组成图[t-x（y）图]，可以查得：
冷液体进料温度=29oC
塔顶xD=0.93=81oC
塔板xF=0.32=98oC
塔底xW=0.02=109oC
精馏段平均温度=89.5o
提馏段平均温度=103.5oC
2.1.4使进料达到泡点，预热原料液所需热
泡点下的饱和液体进料则：
q=1
其中，苯的质量分数为：
则甲苯的质量分数为：
苯的比热容=1.7kJ/（kg·K）
甲苯的比热容=1.7kJ/（kg·k）
进料板xF=0.39,，=98oC所以所需热量为
2.1.5相对挥发度（a）
用安托因方程计算:
苯的安托因常数为：
甲苯的安托因常熟为：
苯与甲苯的饱和蒸汽压
塔顶=81oC则代入数值得
2.0071.597
进料板=98oC
2.22231.8373
塔底=109oC
2.3491.979542.4029
则全塔的平均相对挥发度2.47
2.1.6最小回流比（Rmin）
平衡方程————A式
q=1则q线方程为————B式
联立A、B两式的
由此可得最小回流比为
操作过程中去回流比为最小回流比的1.5倍，则
2.1.7精馏塔的气、液相负荷及操作线方程
kmol/h
kmol/h
由于泡点进料q=1
所以kmol/h
kmol/h
精馏段操作线方程
带入数值的
提馏段操作线方程
带入数值得
2.2塔板数的确定
2.2.1理论塔板数
苯—甲苯属于理想体系，可采用逐板计算法来计算理论塔板数，由精馏段和提馏段的操作线方程联立
得交点为
相平衡方程式即
第1块板上升的蒸汽组成
第1块板下降的液体组成
第2块板上升的气相组成
第2块板下降的液体组成
如此反复计算
因为所以第8块板为加料板
第9块板上升的蒸汽组成
第9块板下降的液体组成
如此反复计算得
因为，所以总理论板数为16，精馏段8块，第8块板为进料板。
2.2.2实际塔板数
对精馏塔，采用相对挥发度与液相黏度的乘积为参数来表示全塔效率，相对挥发度与黏度取塔顶塔底平均温度下的值，对苯——甲苯双组份，由上述的计算可得相对挥发度，黏度为液相平均黏度。
则根据上面所述并查相关手册得：
=81oC
=109oC
已知
由得：
所以塔板的实际数为
2.3精馏塔的工艺条件及有关物性数据的计算
2.3.1平均摩尔质量
已知：
苯的摩尔质量MA=78
甲苯的摩尔质量MB=92
塔顶处：
进料板处：
塔底处：
精馏段气、液混合物的平均摩尔质量：
提馏段气、液混合物的平均摩尔质量：
总体塔的气、液混合物的平均摩尔质量：
2.3.2平均密度
A气相平均密度，由理想气态方程计算：
塔顶
进料板
塔底
精馏段
提馏段
气相平均密度
B液相平均密度，计算公式：
塔顶=81oC
进料板=98oC
液相的质量分数：
塔底=109oC
液相的质量分数：
精馏段液相平均密度：
提馏段液相平均密度：
全塔液相平均密度：
2.3.3液相平均表面张力
液相平均表面张力计算公式：
塔顶液相平均表面张力=81oC
查图得
进料板液相平均表面张力=98oC
塔底液相平均表面张力=109oC
精馏段液相平均表面张力：
提馏段液相平均表面张力：
全塔平均表面张力：
2.3.4液相平均黏度
液相平均黏度计算公式
塔顶液相平均黏度=81oC
进料板液相平均黏度=98oC
塔底液相平均黏度=109oC
精馏段液相平均黏度：
提馏段液相平均黏度：
全塔液相平均黏度：
2.4精馏塔的塔体工艺尺寸计算
2.4.1塔径的计算
气、液相体积流率：
C表示气体负荷系数（m/s）
根据
取板间距板上液层高度
则有
查图可知
取安全系数为0.7则
塔径
塔截面积
实际空塔气速为
2.4.2精馏塔有效高度计算
精馏段有效高度：
提馏段有效高度：
在精馏段、提馏段各设一人孔，其高度均为0.8m.。
所以精馏塔的有效高度为
2.5塔板主要工艺尺寸的计算
2.5.1溢流装置计算
因塔径D=1.4m,可选用但溢流弓形降液管，采用凹形受液盘。
各项计算如下：
（1）堰长
由液体负荷及溢流形式可知，单溢流堰长满足,本设计采用
（2）溢流堰高度
溢流堰高度计算公式：
选用平直堰，堰上液层高度依下列计算公式
取上层液高度
得
（3）弓形降液管宽度以及截面积
由,得
所以
液体在降液管中停留的时间θ，一般不小于3~5s，以保证溢流液中的泡沫有足够的时间在降液管中得到分离。
在求的降液管截面积之后，应按照下列验算降液管内液体的停留时间，即：
带入数据得：
故降液管设计合理。
（4）降液管底隙高度
计算公式取
则：
故降液管底隙高度设计合理
2.5.2塔板布置及浮阀数目与排列
取阀孔动能因数F0=10，孔速为u0
每层塔板上的浮阀数：
其中为阀孔直径，取值为
取边缘区宽度Wc=0.06m,破沫区宽度Ws=0.07m，鼓泡区面积为Aa，即：
由于在阀孔的排列中，叉排气液接触较好，而且对于大塔，当塔板采用分块式结构时，不便按正三角形，所以对本设计的浮阀排列方式采用等腰三角形交叉，取同一横排的孔心距t=75mm,则估算排间距为
考虑到塔的直径较大，必须采用分块式塔板，而个快的支承与衔接也要占去一部分鼓泡区面积，因此排间距不宜采用67.6mm，应小于此值。
故去t'=65mm
按t=75mm,t'=65mm以等腰三角形叉排方式作图，得阀数
N=207
按N=207重新核算孔速及阀孔动能因数：
阀孔动能因数变化不大，仍在9~12范围内。
塔板开孔率=％
2.6塔板流体力学验算
2.6.1气相通过浮阀塔板的压降
可根据计算塔板压降
（1）干板阻力
临界孔速
因,则可按下式计算：
（2）板上充气液层阻力本设计分离苯和甲苯的混合液，即液相为碳氢化合物，可取充气系数，可得
（3）客服表面张力所造成的阻力因本设计采用浮阀塔，其很小，可忽略不计。
因此，气体流经一层浮阀塔板的压降相当的液柱高度为：
单板压降
2.6.2淹塔
为了防止淹塔现象的发生，要求控制降液管中清夜层高度可用下列公式计算。
即
（1）与气体通过塔板的压降相当的液
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