化工原理课程设计_苯-甲苯精馏塔设计

化工原理课程设计------------苯-甲苯连续精馏筛板塔的设计

聊城大学

一序言 (3)

二板式精馏塔设计任务书五 (4)

三设计计算 (5)

1.1 设计方案的选定及基础数据的搜集 (5)

1.2 精馏塔的物料衡算 (7)

1.3 精馏塔的工艺条件及有关物性数据的计算 (12)

1.4 精馏塔的塔体工艺尺寸计算 (16)

1.5 塔板主要工艺尺寸的计算 (18)

1.6 筛板的流体力学验算 (20)

1.7 塔板负荷性能图 (23)

四设计结果一览表 (29)

五板式塔得结构与附属设备 (30)

5.1附件的计算 (30)

5.1.1接管 (30)

5.1.2冷凝器 (32)

5.1.3 再沸器 (32)

5.2 板式塔结构 (33)

六参考书目 (35)

七设计心得体会 (35)

八附录 (36)

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。

二板式精馏塔设计任务书五

一、设计题目

苯-甲苯连续精馏筛板塔的设计。

二、设计任务

(1)原料液中苯含量：质量分率＝75％(质量)，其余为甲苯。

(2)塔顶产品中苯含量不得低于98％(质量)。

(3)残液中苯含量不得高于8.5％(质量)。

(4)生产能力：90000 t/y苯产品，年开工310天。

三、操作条件

(1)精馏塔顶压强：4.0kPa(表压) (2)进料热状态：自选

(3)回流比：自选。 (4)单板压降压：≯0.7kPa

四、设计内容及要求

(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设计

塔高、塔径以及塔板结构尺寸的确定；塔板的流体力学验算；塔板的负荷性能图。

(4)编制设计结果概要或设计一览表

(5)辅助设备选型与计算

(6)绘制塔设备结构图：采用绘图纸徒手绘制

五、时间及地点安排

(1)时间：2011.6.20～2011.7.3(第18周～第19周)

(2)地点：明德楼A318（1）教室

六、参考书目

[1]谭天恩?化工原理(第二版)下册?北京：化学工业出版社，1998

[2]何潮洪,冯霄?化工原理?北京：科学出版社，2001

[3]柴诚敬,刘国维?化工原理课程设计?天津：天津科学技术出版社，1994

[4]贾绍义,柴敬诚?化工原理课程设计?天津：天津大学出版社，2002

三设计计算

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。

下图是板式塔的简略图：

项目分子式分子量M 沸点（℃）临界温度t C

（℃）临界压强P C （kPa ）苯A C 6H 6 78.11 80.1 288.5 6833.4 甲苯B

C 6H 5—CH 3 92.13 110.6 318.57 4107.7

温度C 0

80.1 85 90 95 100 105 110.6 0

A P ,kPa 101.33 116.9 135.5 155.7 179.2 204.2 240.0

B P ，kPa

40.0

46.0 54.0

63.3 74.3 86.0 表3 常温下苯—甲苯气液平衡数据（[2]：例1—1附表2）

温度C 0

80.1 85 90 95 100 105 液相中苯的摩尔分率 1.000

0.780

0.581

0.412

0.258 0.130 汽相中苯的摩尔分率

1.000 0.900 0.777 0.630

0.456

0.262 表4 纯组分的表面张力([1]：附录图7)

温度 80 90 100 110 120 苯，mN/m 甲苯，Mn/m

21.2 21.7

20 20.6

18.8 19.5

17.5 18.4

16.2 17.3

表5 组分的液相密度([1]：P附录图8)

表6 液体粘度μ（[1]：）

1.2 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

甲苯的摩尔质量 kmol kg M B /13.92=

780

.013.92/25.011.78/75.011

.78/75.0x F =+=

983

.013.92/02.011.78/98.011

.78/98.0x D =+=

099

.013.92/915.011.78/085.011

.78/085.0x W =+=

（2）原料液及塔顶、塔底产品的平均摩尔质量 )/(kg 0.2813.192)780.01(11.78780.0kmol M F =?-+?=

)/(kg 078.43.192)983.01(11.78983.0kmol M D =?-+?=

)/90.73(kg 3.192)099.01(11.78099.0kmol M W =?-+?= （3）物料衡算原料处理量

)

/(1049.12431020.81900000002h kmol F ?=??=

总物料衡算 2

1094.1W D ?=+

苯物料衡算 W D F 099.0983.0780.0+= 联立解得

kmol/h 101.19D 2

?= kmol/h 100.30W 2

式中 F------原料液流量 D------塔顶产品量 W------塔底产品量

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。 ①求最小回流比及操作回流比。采用恩特伍德方程求最小回流比。

?????∑∑+=Θ--=Θ-1)(1)

(,,m i m

i D i i i F i R a x a q a x a

解得，最小回流比

73.0=m R

取操作回流比为

31.18.1==m R R ②求精馏塔的气、液相负荷

)/(89.15511931.1h kmol RD L =?== )kmol/h (9.8274119)11.31()1(=?+=+=D R V

)/(89.27411931.2)1()1('h kmol F q D R V =?=--+= (泡点进料：q=1) )/(89.304149111931.1'h kmol qF RD L =?+?=+= ③求操作线方程精馏段操作线方程为

426.0567.0111+=+++=

+n D n n x R x

x R R y

提馏段操作线方程为

011

.0109.1'''

1-=+=+n W n n x V Wx x V L y

（2）逐板法求理论板

又根据min (1)

1[]11d D F f

x x R x x α-=

-α-- 可解得 α=2.47 相平衡方程 2.4751(1)1 1.475x x

y x x

αα=

=+-+ 解得

x x y 47.1147.2+=

变形得

y y x 47.147.2-= 用精馏段操作线和相平衡方程进行逐板计算

1D y x = = 0.983 ， 11

11111(1) 2.475(1)

y y x y y y y =

=+α-+-=0.959

970.0426.0567.012=+=x y ，

959

.047.147.22=-=

y y

x 953.0426.0567.023=+=x y ，

891

.047.147.23

3=-=

y y

931.0426.0567.034=+=x y ，

845

.047.147.244

=-=

y y

905.0426.0567.045=+=x y ，

795

.047.147.25

5=-=

y y

877.0426.0567.056=+=x y ， 742

.047.147.26

6=-=

y y

因为,

780

.0742.06=<=F x x

故精馏段理论板 n=5，用提留段操作线和相平衡方程继续逐板计算

811.0426.0567.067=+=x y ，

635

.047.147.27

7=-=

y y

x 693.0426.0567.078=+=x y ，

478

.047.147.28

8=-=

y y

x 519.0426.0567.089=+=x y ，

304

.047.147.29

9=-=

y y

326

.0426.0567.0910=+=x y ，

164

.047.147.210

10=-=

y y

x 171.0426.0567.01011=+=x y ，077

.047.147.211

11=-=

y y

因为，

099.0077.011=<=W x x

所以提留段理论板 n=5（不包括塔釜）（3）全塔效率的计算

查温度组成图得到，塔顶温度TD=80.94℃，塔釜温度TW=105℃，全塔平均温度Tm =92.97℃。

分别查得苯、甲苯在平均温度下的粘度

)(272.0s mPa A ?=μ，)(279.0s mPa B ?=μ

平均粘度由公式，得

)(274.0279.022.0272.0780.0s mPa m ?=?+?=μ

全塔效率E T

516.0274.0lg 616.017.0lg 616.017.0=-=-=m T E μ

（4）求实际板数精馏段实际板层数

（块）精109.6916.505

≈==

提馏段实际板层数

（块）提109.6916.505

≈==

进料板在第11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+101.3 kPa 每层塔板压降 △P ＝0.7 kPa

进料板压力F P ＝105.3+0.7×10＝112.2 kPa 塔底操作压力w P =119.3 kPa

精馏段平均压力 P m1 ＝（105.3+112.3）／2＝108.8 kPa

提馏段平均压力P m2 =（112.3+119.3）/2 =115.8 kPa （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，计算过程略。计算结果如下：塔顶温度0.980t =D ℃ 进料板温度F t ＝85.53℃

塔底温度w t =105.0℃

精馏段平均温度m t =（ 80.9.+85.53）/2 = 83.24℃

提馏段平均温度m t =（85.53+105.0）/2 =95.27℃ （3）平均摩尔质量计算塔顶平均摩尔质量计算

由x D=y 1=0.957,代入相平衡方程得x 1=0.959

)

/(69.7813.92)959.01(11.78959.0m ,kmol kg M D L =?-+?=

)

/(35.7813.92)983.01(11.78983.0m ,kmol kg M D V =?-+?=

进料板平均摩尔质量计算

由上面理论板的算法，得F y ＝0.877， F x ＝0.742

)/(83.7913.92)877.01(11.78877.0m ,kmol kg M F V =?-+?=

)

/(73.8113.92)742.01(11.78742.0m ,kmol kg M F L =?-+?=

塔底平均摩尔质量计算

由xw=0.077,由相平衡方程，得yw=0.171

)

/(74.8913.92)171.01(11.78171.0m ,kmol kg M W V =?-+?=

)

/(05.9113.92)077.01(11.78077.0m ,kmol kg M W L =?-+?=

精馏段平均摩尔质量

)

/(09.79283

.7935.78m kmol kg M V =+=

)

/(21.80273

.8169.78m kmol kg M L =+=

提馏段平均摩尔质量

)

/(79.84274

.8983.79m kmol kg M V =+=

)

/(39.86205

.9173.81m kmol kg M L =+=

（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

)/(90.2)

15.27324.83(314.809.798.1083m kg RT PV m M Vm =+??==

提馏段的平均气相密度

)/(21.3)15.27395027(314.879

.848.1153,m kg RT PV m M Vm

=+??==

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t D ＝80.94℃，查手册得

)/(1.809);/(0.8143

3m kg m kg B A ==ρρ 塔顶液相的质量分率

98.0=a a 求得

）（得3m ,m

,/kg 9.813;1

.80902

.00.81498.01

m D L D L =+=

ρρ

进料板液相平均密度的计算由t F ＝85.53℃，查手册得

)/(36.804);/(6.80833m kg m kg B A ==ρρ

进料板液相的质量分率

.013.92)742.01(11.78742.011

.78742.0=?-+??=

A α

）

（得3m ,m

,/kg 4.807;36

.80429

.086.80871.01

m F L D L =+=

ρρ

塔底液相平均密度的计算由t w ＝105.0℃，查手册得

)/(3.785);/(4.7863

3m kg m kg B A ==ρρ