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1、 江汉大学 《化工原理》课程设计说明书 题目 苯—甲苯溶液连续精馏塔设计 专业班级 过控141 学 生 陶翔 指导老师 刘红姣 成 绩 2023 年 7 月 5 日 化工原理课程设计任务书 一、设计名称： 苯-甲苯溶液连续精馏塔设计 二．设计条件 解决量： 10万吨/y 料液组成（质量分数）：
2、 45% 塔顶产品组成（质量分数）： 99% 塔顶易挥发组分回收率： 99% 每年实际生产时间： 7200h 精馏塔顶的压强：4kPa (表压) 加热蒸汽：低压蒸汽 单板压降：≯0.7kPa 三、设计任务 1、设备选型、设计方案的拟定和流程说明； 2、精馏塔的工艺计算：塔径、塔高、溢流装置、塔板的布置、升气道等的设计与排列； 3、流体力学性能的验算； 4、绘制塔板负荷性能图并结合流体力学验算进行调整； 5、有关附属设备的计算选型； 6、编写设计说明书和设计结果概要或设计一览表，绘制主体
3、设备工艺条件图 目录 1.流程和工艺条件的拟定和说明 3 2.操作条件和基础数据 3 2.1操作条件 3 2.2基础数据 3 3.设计计算 3 3.1精馏塔的物料衡算 3 3.2塔板数的拟定 4 3.2.１苯—甲苯混合物的ｔ-ｘ-ｙ图和x-y图 4 3.2.2拟定最小回流比Ｒｍｉｎ和回流比 6 3.2.3精馏塔气、液相负荷的拟定 6 3.2.4操作线方程 7 3.2.5图解法求理论板层数 7 3.2.6全塔效率的计算 7 3.2.7实际板层数 9 3.3精馏塔的工艺条件及有关物性数据的计算 9 3.3.1操作压力计算 9 3.3.2平均摩尔
4、质量计算 9 3.3.3平均密度计算 10 3.3.4液体平均表面张力计算 12 3.3.5液体平均粘度计算 13 3.4精馏塔的塔体工艺尺寸计算与板间距的拟定 13 3.4.1塔径的计算 13 3.4.2塔高度计算 15 3.5塔板重要工艺尺寸计算 16 3.5.1溢流装置的计算 16 3.5.2塔板布置 18 3.6筛板的流体力学验算 19 3.6.1精馏段筛板的流体力学验算 19 3.6.2提馏段筛板的流体力学验算 21 3.7塔板负荷性能图 23 3.7.1精馏段塔板负荷性计算 23 2.7.2提馏段塔板负荷性能计算 25 3.8塔的辅助
5、设备及附件的计算与选型 28 3.8.1全凝器 28 3.8.2再沸器 28 3.8.3接管管径计算与选型 29 3.8.4塔顶空间 31 3.8.5人孔 31 设计结果一览表 31 参考文献 35 1.流程和工艺条件的拟定和说明 本设计任务为分离苯—甲苯混合物。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入精馏塔内。塔顶上升蒸汽采用全凝器冷凝，冷凝液在泡点下一部分回流至塔内，其余部分经产品冷凝冷却后送至储罐。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1.6倍。塔釜采用间接蒸汽加热，塔底产品经冷
6、却后送至储罐。 2.操作条件和基础数据 2.1操作条件 塔顶压力：4kPa 进料热状态：泡点进料 回流比：1.6倍 加热蒸汽：低压加热 单板压降： 2.2基础数据 进料中苯的含量（质量分数）：45% 塔顶苯的含量（质量分数）：99% 塔顶易挥发组分回收率： 99% 生产能力（万吨/年）：10 3.设计计算 3.1精馏塔的物料衡算 苯的摩尔质量=78kg/kmol 甲苯的摩尔质量=92kg/kmol 进料组成（摩尔分数） 塔顶馏出液组成（摩尔分数） 进料平均摩尔质量 塔顶溜出液平均摩尔质量 根据全塔物料及轻组分衡算列平衡方程式，如
7、下： 而，进料量流量 以塔顶苯为重要产品，回收率 可以解得 签残液平均摩尔质量 式中 F------原料液流量 D------塔顶产品流量 W------塔底产品流量 3.2塔板数的拟定 3.2.１苯—甲苯混合物的ｔ-ｘ-ｙ图和x-y图 由《化工工艺设计手册》查得的苯-甲苯物系的气液平衡数据，如表3-1 所示： 表3-1苯-甲苯物系的气液平衡数据表 苯的摩尔分数 温度/ 苯的摩尔分数 温度/ 液相 气相 液相 气相 0.00 0.00 110.6 0.592 0.7
8、89 89.4 0.088 0.212 106.1 0.700 0.853 56.8 0.200 0.370 102.2 0.803 0.914 84.4 0.300 0.500 98.6 0.903 0.957 82.3 0.397 0.618 95.2 0.950 0.979 81.2 0.489 0.710 92.1 1.00 1.00 80.2 根据表3-1作苯－甲苯混合液的ｔ－ｘ－ｙ相平衡图如图3-2所示 根据表3-1作苯－甲苯混合液的ｘ-y图，如图3-3所示 3.2.2拟定最小回流比Ｒｍｉｎ和回流比
9、 采用作图法求最小回流比。应为是泡点进料，则,在图3-3对角线上， （0.4911,0.4911）做垂线即为进料线（q线），该线与平衡线的交点坐标为 故最小回流比为 则操作回流比为 3.2.3精馏塔气、液相负荷的拟定 3.2.4操作线方程 精馏段操作线方程 提馏段操作线方程 3.2.5图解法求理论板层数 理论板图3-4 图解得总理论板层数为１７块，进料板为第9块。 3.2.6全塔效率的计算 （1）操作温度 由图3-2，画图可得 精馏段平均温度 提馏段平
10、均温度 (2)相对挥发度 塔顶相对挥发度 操作温度已知 则查手册，用内插法的 平均相对挥发度 （3）液体的平均粘度 表3-5 苯和甲苯的液体粘度 操作温度已知 通过表3-5，经内插法得 当时， 当时， 当时， 根据液相平均粘度公式 塔顶：当时， 进料板：当时， 塔底：当时， 则液相平均粘度为 (4)全塔效率 全塔效率 3.2.7实际板层数 精馏段的实际板层数： 提馏段的实际板层数： 总实际板层数： 3.3精馏塔的工艺条件及有关物性数据的计算 3.3.1操作压力计算 塔顶操作压力 每层塔
11、板压降 进料板压力 塔底操作压力 精馏段的平均压力 提溜段的平均压力 3.3.2平均摩尔质量计算 从图3-3可知 塔顶： 加料板： 塔底： 塔顶的平均摩尔质量计算 进料的平均摩尔质量计算 进料的平均摩尔质量计算 精馏段与提馏段的平均摩尔质量计算 3.3.3平均密度计算 精馏段的平均温度： 提馏段的平均温度： (1) 气相平均密度计算 精馏段与提馏段的平均气相密度计算如下： (２)液相平均密度计算 液相平均密度计算公式
12、 表3-6 苯和甲苯的液相密度 （1）塔顶液相平均密度： 当时，查表3-6由内插法得 （2）进料板液相平均密度： 当时，查表3-6由内插法得 进料板液相质量分率 （３）塔底液相平均密度： 当时，查表3-6由内插法得 精馏段液相平均密度为 提馏段液相平均密度为 3.3.4液体平均表面张力计算 液相平均表面张为依据下式计算，即 表3-7苯和甲苯的表面张力． （１）塔顶液相平均表面张力： 当时，查表3-7由内插法得 由，得 （2）进料板液相平均表面张力； 当时，查表
13、3-7由内插法得 由，得 （3）塔底液相平均表面张力： 当时，查表3-7由内插法得 精馏段液相平均表面张力为 提馏段液相平均密度为 3.3.5液体平均粘度计算 前面已经计算得 塔顶：当时， 进料板：当时， 塔底：当时， 精馏段平均粘度 提馏段平均粘度 3.4精馏塔的塔体工艺尺寸计算与板间距的拟定 3.4.1塔径的计算 （1）精馏段塔径计算 精馏段的气、液相体积流率 由 式中由 计算，式中是由《化工原理》（下）史密斯关联图查出， 图的横坐标为 取板间距，板上液层高度，则 由《化工原理》
14、下）史密斯关联图查出， 安全系数为0.7，则空塔气速为 按标准塔径圆整后为 （2）提馏段塔径计算 提馏段的气、液相体积流率 由 式中由计算，式中是由《化工原理》（下）史密斯关联图查出， 图的横坐标为 取板间距，板上液层高度，则 由《化工原理》（下）史密斯关联图查出， 安全系数为0.7，则空塔气速为 按标准塔径圆整后为 由此塔径都取1.6m 塔截面积为 实际空塔气速为 精馏段 提馏段 3.4.2塔高度计算 精馏段有效高度 提馏段有效高度 精馏与提馏各开一人孔，其高度为0.8
15、m. 所以精馏塔有效高度为 3.5塔板重要工艺尺寸计算 3.5.1溢流装置的计算 塔径D=1.6m，选用单溢流弓形降液管，采用凹型受液盘。 精馏段的各项计算如下： （１） 堰长 取 （２） 溢流堰高度 由 选用平直堰，堰上液层高度用弗兰西斯公式计算， 查《化工原理》（下）液流收缩系数计算图得： 板上清液高度 故 (3) 弓形降液管宽度和截面积 由 查《化工原理》（下）弓形降液管宽度与面积表得 故 依据验算液体在降液管中停留的时间， 故降液管设计合理。 （4）降液管底隙高度 取 则 故降
16、液管底隙高度设计合理。 选用凹型受液盘，深度 提馏段的各项计算如下： （1）堰长 取 （2）溢流堰高度 由 选用平直堰，堰上液层高度用弗兰西斯公式计算， 查《化工原理》（下）液流收缩系数计算图得： 板上清液高度 故 (3) 弓形降液管宽度和截面积 由 查《化工原理》（下）弓形降液管宽度与面积表得 故 依据验算液体在降液管中停留的时间， 故降液管设计合理。 （4）降液管底隙高度 取 则 故降液管底隙高度设计合理。 选用凹型受液盘，深度 3.5.2塔板布置 （1）塔板的分块 因,故塔板采用分块式
17、查表3-8，塔板分为4块。 表3-8 塔板分块数 （2）边沿区宽度计算 取 （3）开孔区面积计算 开孔区面积按公式计算 其中 故 （4）筛孔的设计及其排列 苯和甲苯无明显腐蚀，可选用的碳钢，取筛孔直径 筛孔按正三角形排列，孔中心距t为 筛孔数目n为 开孔率为 气体通过阀孔的气速为 精馏段： 提馏段： 3.6筛板的流体力学验算 3.6.1精馏段筛板的流体力学验算 （1）塔板压降 平板阻力计算 干板阻力由式 由，查《化工原理》（下）干筛孔的流量系数图得： 故液柱 气体通过液层阻力计算 气体通过液层阻力由式计算
18、 查《化工原理课程设计》充气系数关联图 故液柱 液体表面张力的阻力计算 液体表面张力的阻力由式计算， 液柱 气体通过每层塔板的液柱高度由式 计算， 液柱 气体通过每层塔板的压降为 (2)雾沫夹带 雾沫夹带量由式计算 设计的雾沫夹带量在允许范围内。 （3）漏液 对筛板塔，漏液点气速可由式计算 计算得 实际孔速 稳定系数为 故本设计中无明显漏液。 （4）泛液 为了防止塔内发生泛液，降液管内液层高度应服从公式的关系， 取，则 液柱 而,其中计算，算的液柱 则液柱 故在设计中不会发生泛液现象。 3.6.2提馏段筛板的流体力学
19、验算 （1）塔板压降 平板阻力计算 干板阻力由式 由，查《化工原理》（下）干筛孔的流量系数图得： 故液柱 气体通过液层阻力计算 气体通过液层阻力由式计算 查《化工原理课程设计》（下）充气系数关联图 故液柱 液体表面张力的阻力计算 液体表面张力的阻力由式计算， 液柱 气体通过每层塔板的液柱高度由式 计算， 液柱 气体通过每层塔板的压降为 (2)雾沫夹带 雾沫夹带量由式计算 设计的雾沫夹带量在允许范围内。 （3）漏液 对筛板塔，漏液点气速可由式计算 计算得 实际孔速 稳定系数为 故本设计中无明显漏液。 （4）泛液
20、为了防止塔内发生泛液，降液管内液层高度应服从公式的关系， 取，则 液柱 而,其中计算，算的液柱 则m液柱 故在设计中不会发生泛液现象。 3.7塔板负荷性能图 3.7.1精馏段塔板负荷性计算 （1）漏液线 由 联合整理得 在操作范围内，任取几个值，按公式计算出 ，计算结果如表3-9. 由上表3-9的数据可作出漏液线1. (2)液沫夹带线 以为限，求关系如下： 由 求得 整理的 在操作范围内，任取几个值，按公式计算出 ，计算结果如表3-10. 由上表3-10的数据可作出液沫夹带线2 （3）液相负荷下限线
21、对于平直堰，取堰上层清液作为最小液体负荷标准。由公式得 取E=1.024，则 整理得 由此可以作出与气体流量无关的垂直液相负荷下限线3 （4）液相负荷下限线 以作为液体在降液管中时间的下限 由 整理得 由此可以做出与气体流量无关的垂直液相负荷下限线4 （5）泛液线 令 由 联令两式得 忽略，并整理得 式中 代入数据整理得 在操作范围内，任取几个值，按公式计算出 ，计算结果如表3-11 由上表3-11的数据可做出泛液线5 根据以上各线方程，可作出精馏段筛板塔的负荷性能图，如图3-12所示 2.7.2提馏段塔板负荷性能计算 （1
22、漏液线 由 联合整理得 在操作范围内，任取几个值，按公式计算出 ，计算结果如表3-13. 由上表3-13的数据可作出漏液线1. (2)液沫夹带线 以为限，求关系如下： 由 求得 整理的 在操作范围内，任取几个值，按公式计算出 ，计算结果如表3-14 . 由上表3-14的数据可做出液沫夹带线2 （3）液相负荷下限线 对于平直堰，取堰上层清液作为最小液体负荷标准。由公式得 取E=1.024，则 整理得 由此可以作出与气体流量无关的垂直液相负荷下限线3 （４） 液相负荷下限线 以作为液体在降液管中时间的下限 由 整
23、理得 由此可以做出与气体流量无关的垂直液相负荷下限线4 （５） 泛液线 令 由 联令两式得 忽略，并整理得 式中 代入数据整理得 在操作范围内，任取几个值，按公式计算出 ，计算结果如表3-15 由上表3-15的数据可做出泛液线5 根据以上各线方程，可做出精馏段筛板塔的负荷性能图，如图3-16所示 3.8塔的辅助设备及附件的计算与选型 3.8.1全凝器 塔顶回流全凝器通常采用管壳式换热器，应为精馏塔解决量大，且板数较多，为避免给安装和检修带来不便，选择强制循环式，塔顶蒸汽温度，需冷却到,取冷却水进口温度，出口温度,查表由此温度范围内水的
24、比热容 故 查资料，K取为 由 得 故 所以换热面积 3.8.2再沸器 选用饱和水蒸气，取总传热系数 出料液温度： 走管程 水蒸汽湿度： 故 塔底组成近似作为纯甲苯 所以换热面积 3.8.3接管管径计算与选型 （1）进料管尺寸计算 料液质量流速 体积流速 取管内流速为 所以进料管管径为 进料口管径选取的标准管 法兰选取公称压力4.0MPa, 公称直径为70mm的平颈平焊钢制管法兰 （1）塔顶回流管管径计算 回流液质量流速 体积流速 取管内流速为 所以回流管管径为 塔顶
25、回流管选用的标准管 法兰选取公称压力4.0MPa, 公称直径为45mm的平颈平焊钢制管法兰 （１） 塔顶蒸汽出口管径计算 蒸汽出口管的允许气速不应产生过大压降，其值参照表 表3-17 蒸汽出口管中允许气速参照表 因,所以出口气速 故 塔顶蒸汽出口选用的标准管 法兰选取公称压力4.0MPa, 公称直径为400mm的平颈平焊钢制管法兰 （2）塔底出料管径的计算 取 出料液质量流速 体积流速 塔底出料管管径 塔底出料管选的标准管 法兰选取公称压力4.0MPa, 公称直径为50mm的平颈平焊钢制管法兰 3.8.4塔顶空间 塔顶空间 3.8.5
26、人孔 本塔开两个人孔，精馏与提馏各开一人孔，其高度为 设计结果一览表 项目 符号 单位 数值/形式 精馏段 提馏段 平均温度 tm ℃ 86.22 101.7 平均压强 Pm kPa 110.55 116.5 气相流量 Vs 1.85 1.83 液相流量 Ls 0.004694 0.0103 实际塔板数 N 块 15 17 板间距 m 0.50 塔有效高度 Z m 15.6 塔径 D m 1.6 空塔气速 u m/s 1.155 1.0394 溢流形式 单溢流 降液管形式 弓形降
27、液管 堰长 m 1.12 堰高 m 0.0428 0.0348 回流比 R 2.112 溢流堰宽度 Wd m 0.2416 管底与受液盘距离 m 0.0167 0.0259 板上清液层高度 m 0.06 安定区宽度 Ws m 0.080 边沿区宽度 Wc m 0.060 全塔效率 Et % 54.17 平均摩尔质量 kg/kmol 82.16 88.945 平均摩尔质量 kg/kmol 80.485 87.3 气相平均密度 2.98 3.27 液相平均密度 8
28、07.131 790.45 液相平均表面张力 mN/m 20.7235 19.2275 液相平均黏度 mPa·s 0.2915 0.2524 塔顶高度 m 0.72 具有人孔板的板距 m 0.8 开孔区面积 Aa 1.46 筛孔直径 mm 5 孔中心距 t mm 15 开孔率 % 10.1 筛孔气速 m/s 12.54 12.33 干板阻力 m 0.050 0.0524 气体通过液层阻力 m 0.0318 0.030 克服表面张力阻力 m 0.0021 0.001
29、9 塔板压强降 kPa 0.0839 0.0084 雾沫夹带线 kg液体/kg气体 0.0084 0.00811 漏液速度 m/s 5.65 5.73 稳定系数 K 2.21 2.15 液体在降液管停留时间 τ s 21.12 9.174 降液管内清液层高度 m 0.1527 0.1531 液相负荷上限 0.02362 0.02362 液相负荷下限 0.0009722 0.00095540 气相最大负荷 3.314 2.867 气相最小负荷 0.877 0.762 操作弹性 2.01 2.47 塔板分块形式 分块式 分块数目 4 冷凝器热负荷 Q 再沸器热负荷 Q 参考文献 【1】陈常贵，刘邦孚《化工原理下》[S]，天津科学技术出版社，2023，P158，P162，P163，P170 【2】陈常贵，刘邦孚《化工原理上 》[S]，天津科学技术出版社，2023，P367，P347 【3】吴俊，宋孝勇《化工原理上课程设计》[S]，华南理工大学出版社，2023，P73
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