苯-乙苯连续精馏塔的设计.doc

课程设计说明书

学 院： 生态与资源工程学院
专业班级： 2012级化学工程与工艺(1)班
课程名称： 化工原理课程设计
题 目： 苯-乙苯连续精馏塔的设计
学生姓名：蔡 学号： 20124121036
指导老师： 杨自涛

2015年6
目录
一、设计说明书 3
2.1塔设备在化工生产中的作用和地位 4
2.2筛板塔的结构特点及应用场合 4
2.3主要物性数据 4
三、精馏塔的物料衡算 5
3.1进料组成 5
3.2全塔的物料衡算 5
3.3相对挥发度和回流比的确定 5
3.4塔板数的计算 7
3.4.1理论塔板数的计算 7
3.4.2实际塔板数的计算 8
四、精馏塔的工艺条件及有关物性数据的计算 8
4.1平均压力PM 8
4.2平均温度tm 9
4.3平均分子量 9
4.4平均密度 10
4.5液体的平均表面张力 10
4.6液体平均粘度 11
五、汽液负荷计算 11
六、精馏塔的塔体工艺尺寸计算 11
6.1塔径 11
6.2溢流装置 13
6.3弓形降液管宽度Wd和截面Af 14
6.4降液管底隙高度 15
6.5塔高 15
七、塔板的流体力学验 16
7.1降液管液泛 16
7.2降液管内停留时间 17
7.3液沫夹带 17
7.4漏液 17
八、塔板负荷性能图 18
8.1液沫夹带线 18
8.2液泛线（气相负荷上限线） 18
8.3液相负荷上限线 19
8.4漏液线（气相负荷下限线） 19
8.5液相负荷下限线 20
8.6操作线与操作弹性 20
九、设计评述 21
十、参考文献 21

一、设计说明书
（一）、设计题目
苯-乙苯连续精馏塔的设计
（二）、设计要求
进精馏塔的料液含乙苯40%（质量分数，下同），其余为苯；塔顶的乙苯含量不得高于2%；残液中乙苯含量不得低于98%。
生产能力为年产4.6万吨、98%的乙苯产品。
（三）操作条件
1.塔顶压力：4kPa（表压）
2.进料热状态：自选
3.回流比：自选
4.加热蒸气压：0.5MPa（表压）
5.单板压降 ≤0.7kPa。
（四）塔板类型 ： 筛板塔
（五）工作日
每年工作日为300天，每天24小时连续运行。
（六）、设计内容
1、设计说明书的内容
1) 精馏塔的物料衡算；
2) 塔板数的确定；
3) 精馏塔的工艺条件及有关物性数据的计算；
4) 精馏塔的塔体工艺尺寸计算；
5) 塔板主要工艺尺寸的计算；
6) 塔板的流体力学验算；
7) 塔板负荷性能图；
8) 精馏塔接管尺寸计算；
9) 对设计过程的评述和有关问题的讨论。
2、设计图纸要求：
1) 绘制生产工艺流程图；
2) 绘制精馏塔装配图。
二、前言
2.1塔设备在化工生产中的作用和地位
塔设备是化工、石油化工、精细化工、医药。食品和环保等行业普遍使用的气液传质设备，主要应用与蒸馏、吸收、解吸、萃取、洗涤、闪蒸、增湿、减湿、干燥等单元操作。
2.2筛板塔的结构特点及应用场合
筛板塔其塔板上开有许多均匀的小孔。根据孔径的大小，分为小孔径筛板（孔径为3-8mm）和大孔径筛板（孔径为10-25mm）两类。工业应用以小孔径筛板为主，大孔径筛板多用于某些特殊的场合（如分离粘度大、易结焦的物系）。
筛板的优点是结构简单，易于加工，造价低，约为泡罩塔的60%，浮阀塔的80%；板上液面落差小，气体压降低，生产能力较大，比同直径泡罩塔增加20%-40%；气体分散均匀，传质效率较高；安装容易清理检修方便。其缺点是筛板易堵塞，不宜处理易结焦、粘度大的物料，且筛板塔的设计和操作不当，易产生漏液，使操作弹性减小，传质效率下降
2.3主要物性数据
1.苯、乙苯的物理性质
项目
分子式
分子量
沸点℃
临界温度℃
临界压力Pa
苯A
C6H6
78.11
80.1
288.5
6833.4
乙苯B
C8H10
106.16
136.2
348.57
4307.7
2.苯、乙苯在某些温度下的表面张力
t/℃
20
40
60
80
100
120
140
σ苯（mN/m）
28.8
26.25
23.74
21.27
18.85
16.49
14.17
σ乙苯（mN/m）
29.3
27.14
25.01
22.92
20.85
18.81
16.81
3.苯、乙苯在某些温度下的液相密度
t/℃
20
40
60
80
100
120
140
ρ苯（㎏/m³）
877.4
857.3
837.6
815.0
792.5
768.9
744.1
ρ乙苯（㎏/m³）
867.7
849.8
931.8
913.6
795.2
776.2
756.7
4.苯、乙苯在某些温度下的粘度
t/℃
0
20
40
60
80
100
120
140
μ苯（mPa·s）
0.742
0.638
0.485
0.381
0.308
0.255
0.215
0.184
μ乙苯（mPa·s）
0.874
0.666
0.525
0.426
0.354
0.300
0.259
0.226
5.不同塔径的板间距
塔径D/m³
0.3-0.5
0.5-0.8
0.8-1.6
1.6-2.4
2.4-4.0
板间距HT/㎜
200-300
250-350
300-450
350-600
400-600
三、精馏塔的物料衡算
原料液流率为F，塔顶产品流率为D,塔底产品流率为W，对精馏塔做全塔物料衡算。有：F=D+W FxF=DxD+Wxw
苯的摩尔质量：MA=78.11Kg/Kmol,乙苯的摩尔质量：MB=106.16Kg/Kmol。原料液及塔顶，塔底产品的平均摩尔质量
MF=（1-40%）×78.11+40%×106.16=89.33Kg/Kmol
MD=(1-2%)×78.11+2%×106.16=78.67Kg/Kmol
MW(1-98%)×78,11+98%×106.16=105.6Kg/Kmol
3.1进料组成
原料、塔顶、产品中的苯的摩尔分数
xF=(0.6/78.11)/ [ (0.6/78.11)+(0.4/106.16) ]=0.671
xD=(0.98/78.11)/ [(0.98/78.11)+(0.02/106.16) ]=0.985
xw=(0.02/78.11)/ [(0.02/78.11)+(0.96/106.16) ]=0.027
3.2全塔的物料衡算
产物的产量：W=(4.6×10^7)/(300×24×105.6)=60.50Kmol/h
求得F=60.50×(0.985-0.027)/(0985-0.671)=184.58 Kmol/h
D=F-W=184.58-60.50=124.08 Kmol/h
3.3相对挥发度和回流比的确定
饱和液体（泡点）进料，q=1，Xe=XF=0.671
T/℃
80
88
96
104
112
120
128
136
x
1.000
0.743
0.542
0.385
0.259
0.157
0.072
0.000
y
1.000
0.940
0.865
0.762
0.631
0.465
0.257
0.000

塔顶的温度：（示差法）
=(0.940-0.985)/(0.985-1)
解得：T=82℃
进料板温度：
=(0.542-0.671)/(0.671-0.743) ℃
解得：T=90.87℃
塔釜的温度：
=(0-0.027)/(0.027-0.072)
解得：T=133℃
由t-x-y曲线可知：
tD=83℃、tW=129.5℃、tF=90.5℃
全塔的平均温度t=( tD+tw+tF)/3=（83+129.5+90.5）/3=101℃
有由上表数据作图得x-y曲线及t-x(y)曲线，在x-y图上，因q=1，查得ye=0.910,而xe=xF=0.671，xD=0.985,故有
Rm==(0.985-0.910)/0.910-0.671)=0.31
因为二元物系平衡方程为y=,已知该方程过（0.671，0.910）
解得α=5.0
考虑到精馏段操作线离平衡线较近，理论最小回流比较小，故取操作回流比为最小回流比的2倍，即R=2Rm=2×0.31=0.62
3.4塔板数的计算
3.4.1理论塔板数的计算
精馏段操作线为y= +=0.38x+0.61
提馏段操作线为过（0.671 ，0.865）和（0.027,0.027）两点的直线。
提馏段操作线为y=1.3x-0.0081
平衡曲线为y=
采用逐板计算法理论塔板数，步骤如下：
精馏段 y1=xD=0.985 x1===0.929
y2=0.38x+0.61=0.38×0.929+0.62=0.973 x2=0.878
y3=0.944 x3=0.771
y4=0.903 x4=0.651 x6=0.2739
y7=0.3480 x7=0.0964
y8=0.1172 x8=0.0259个工业塔及实验塔板效率进行综合归纳，认为蒸馏塔可用相对挥发度与液相粘度的乘积作为参数来关联全塔效率，其经验式为：ET=0.49(αμL)^ -0.245
由示差法得在塔顶、进料、塔底温度下的粘度如下表

82℃
90.1℃
133℃
苯（mPa·s）
0.303
0.281
0.195
乙苯（mPa·s）
0.439
0.327
0.238
μ顶=0.303×xD+0.349×(1-xD)=0.304mPa·s
μ底=0.195×xW+0.238×(1-xW)=0.237
μ进料=0.281×xF+0.327×(1-xF)=0.296
μ=（μ顶+μ底+μ进料/3=0.279
全塔效率ET=0.49×（5.0×0.279）^-0.245=0.452
精馏段Np1= =≈7
提馏段Np1==4/0.452≈9
总塔板数NP=NP1+NP2=16块，实际加料板位置在第8块。
四、精馏塔的工艺条件及有关物性数据的计算
4.1平均压力PM
取每层塔板压降为0.7KPa
塔顶压力PD=P0+P表=101.3+4=105.3Kpa
加料板压力PF=PD+NP1×0.7=105.3+7×0.7=110.2KPa
塔底压力PW=PF+NP2×0.7=110.2+9×0.7=116.5KPa
精馏段平均压力PM1==(105.3+110.2)/2=107.75KPa
提馏段平均压力PM2==(116.5+110.2)/2=113.35KPa
全塔平均操作压力PM==(105.3+116.5)/2=110.9KPa
4.2平均温度tm
由试差法知tD=82℃、tW=133℃、tF=90.1℃
精馏段平均温度t1==86.05℃
提馏段平均温度t2==111.55℃
全塔平均温度t==107.5℃
4.3平均分子量
塔顶：y1=xD=0.985 x1=0.929
MVD,M=y1MA+(1-y1)MB=78.53Kg/Kmol
MLD,M=x1MA+(1-x1)MB=80.13Kg/Kmol
加料板：y4=0.903 x4=0.651
MVF,M=y4MA+(1-y4)MB=80.83Kg/Kmol
MLF,M=x4MA+(1-x4)MB=87.90Kg/Kmol
塔底：y8=0.0259 x8=0.1172
MVW,M=y8MA+(1-y8)MB=102.87g/Kmol
MLW,M=x8MA+(1-x8)MB=105.43Kg/Kmol
精馏段：ML,M1=（80.13+87.90）/2=84.02 Kg/Kmol
MV,M1=（78.53+80.83）/2=79.68 Kg/Kmol
提馏段：ML,M2=（87.90+105.43）/2=96.67 Kg/Kmol
MV,M2=（80.83+102.87）/2=91.85 Kg/Kmol
全塔平均摩尔质量：MLM=(84.02+96.67)/2=90.35 Kg/Kmol
MVM=(78.68+91.85)/2=85.77 Kg/Kmol
4.4平均密度
气相密度ρvm=
精馏段ρvm，1=107.75×79.68/[8.314×﹙273+86.05﹚]=2.88Kg/m³
提馏段ρvm，2=113.35×91.85/ [8.314×﹙273﹢111.55﹚]=3.26 Kg/m³
全塔ρvm==(2.88+3.26)/2=3.07 Kg/m³
液相密度 = + α为质量分率
由试差法求得塔顶、进料、塔底的苯、乙苯的密度

82℃
90.1℃
133℃
苯（Kg/m³）
812.75
803.64
752.78
乙苯（Kg/m³）
901.22
853.80
763.53
塔顶平均密度=0.98/812.75+0.02/901.22 ρDLM=814.3 Kg/m³
进料板平均密度=0.6/803.64+0.4/853.80 ρFLM=822.9 Kg/m³
塔釜平均密度0.02/752.78+0.98/763.53 ρWLM=763.3 Kg/m³
精馏段平均密度ρLM1=（ρDLM+ρFLM）/2=（814.3+822.9）/2=818.6 Kg/m³
提馏段平均密度ρLM2=（ρFLM+ρWLM）/2=(822.9+763.3)/2=793.1 Kg/m³
全塔液相平均密度ρLM=（ρLM1+ρLM2）/2=（818.6+793.1）/2=805.9 Kg/m³
4.5液体的平均表面张力
由试差法求得塔顶、进料、塔底的苯、乙苯的表面张力

82℃
90.1℃
133℃
苯（mV/m）
21.03
20.04
14.98
乙苯（mV/m）
22.71
21.87
17.52
塔顶表面张力σMD=0.985×21.03+（1-0.985）×22.71=21.06mN/m
进料板表面张力σMP=0.671×20.04+（1-0.671）×21.87=20.64 mN/m
塔底表面张力σMW=0.027×14.98+（1-0.027）×17.52=17.45 mN/m
精馏段液体表面张力σM1=（σMD+σMP）/2=20.85 mN/m
提馏段液体表面张力σM2=（σMW+σMP）/2=19.05 mN/m
全塔液体平均表面张力σM=（σM1+σM2）/2=19.95 mN/m
4.6液体平均粘度
知μMD =0.304 mPa·s μMF =0.296 mPa·s μMW =0.237 mPa·s
精馏段平均粘度μM1=（μMF+μMD）/2=0.300mPa·s
提馏段平均粘度μM2=（μMF+μMW）/2=0.267 mPa·s
全塔平均温度μM=（μM1+μM2）/2=0.284 mPa·s
五、汽液负荷计算
精馏段
汽相摩尔流率V=（R+1）D=（0.62+1）×124.08=201.010Kmol/h
气相体积流率VS=VMVM1/3600ρVM1=(201.010×79.68)/(3600×2.88)=1.545m ³/s
液相回流摩尔流率L=RD=0.62×124.08=76.930 Kmol/h
液相体积流率
LS= LMLM1/3600ρLM1=（76.930×84.02）/（3600×818.6）=2.193×10^¯³
提馏段
汽相摩尔流率V’=（R+1）D=（0.62+1）×124.08=201.010Kmol/h
气相体积流率
VS’=VMVM2/3600ρVM2=(201.010×91.85)/(3600×3.26)=1.573m ³/s
液相回流摩尔流率L’=F+L=184.58+76.930=261.51 Kmol/h
液相体积流率
LS’= L’MLM2/3600ρLM2=（261.51×96.67）/（3600×793.1）=8.854×10^¯³
六、精馏塔的塔体工艺尺寸计算
6.1塔径
塔径的计算按照下式计算：

式中 D —— 塔径m；
Vs —— 塔内气体流量m3/s；
u —— 空塔气速m/s。
空塔气速u的计算方法是，先求得最大空塔气速umax，然后根据设计经验，乘以一定的安全系数，即

因此，需先计算出最大允许气速。

式中 umax——允许空塔气速，m/s；
ρV，ρL——分别为气相和液相的密度，kg/m3 ；
C——气体负荷系数，m/s，
对于气体负荷系数C可用史密斯关联图（如下确定；而史密斯关联图是按液体的表面张力为=0.02N/m时绘制的，故气体负荷系数C应按下式校正：

①初选塔板间距HT=450mm及板上液层高度hL=70mm,则
HT-hL=0.45-0.07=0.39m
②按Smith法求取允许的空塔气速
()()½=(0.002193/1.545) ×(805.9/3.07) ½=0.023
查Smith关联图,得C20=0.082
负荷因子:=0.082×﹙20.85/20﹚^0.2=0.083
泛点气速：
取安全系数0.7，则
操作气速
精馏段的塔径
提馏段塔径的计算

提馏段的汽，液相平均密度为：

查上图smith关联图，得，依式校正到物系表面张力
为19.05mN/m时的C

调整塔径为1.6m，综上，则取塔径为1.6m
6.2溢流装置
采用单溢流，弓形降液管，平行受液盘及平行溢流堰，不设进口堰。
溢流堰长Lw
取堰长为0.6D，则
出口堰高hw
由,选用平直堰,堰上液层高度
式中 how──堰上液流高度，m；
ls──塔内平均液流量，m3/h；
lw ──堰长，m；
E ──液流收缩系数。如下图一般情况下可取E=1，对计算结果影响不大。近似取E=1。

精馏段：

提馏段：

取
6.3弓形降液管宽度Wd和截面Af
由 查右图得：
、
则有

计算液体在降液管中停留时间，
以检验降液管面积

故符合要求。
取边缘区宽度 WC =0.060 m ，破沫区宽度 WS =0.1 m 。
开孔区面积按计算

故
6.4降液管底隙高度

式中u0 ──降液管底隙处液体流速，m/s
根据经验一般u0=0.07-0.25m/s
取降液管底隙处液体流速为0.08m/s，则

6.5开孔数和开孔率
筛孔按正三角形排列，筛板采用碳钢，取其厚度δ=3mm,取孔径，,故孔心距t=3×5=15 则
开孔率

筛孔数
每层塔板的开孔面积
气体通过筛孔的孔速 u0===12.88m/s
6.5塔高
由表（2-5）可见，当塔径为0.8 m时，其板间距可取450 mm，因此，所设板间距可用。
塔高
精馏段塔高
七、塔板的流体力学验
7.1降液管液泛
取板厚，， ，查《化工原理课程设计》下册图（5-33），确定孔流系数
干板压降
所以气体速率为
故气相动能因子
查《化工原理课程设计》图5-35确定充气系数
气体通过塔板的压降液柱
液体通过降液管的压降

计算降液管内清夜层高度,并取泡沫相对密度0.5,

而
可见，满足
降液管内不会发生液泛。
7.2降液管内停留时间

可见停留时间足够长，不会发生气泡夹带现象。
7.3液沫夹带
液沫夹带将导致塔板效率下降。通常塔板上液沫夹带量要求低于0.1kg液体/kg干气体，则有

可见液沫夹带量可以允许
7.4漏液
克服液体表面张力的作用引起的压降

则漏液点气速

可见不会发生严重漏液现象。
由塔板校核结果可见，塔板结构参数选择基本合理，所设计的各项尺寸可用。八、塔板负荷性能图
8.1液沫夹带线
则由
式中

于是
简化得
在操作范围内,任取几个LS值，由上式算出对应的VS值，列于下表
LS（m³/s）
0.001
0.005
0.010
0.015
VS（m³/s）
3.747
3.351
2.997
2.701
根据表中的数据，在负荷性能图上作出液沫夹带线1。
8.2液泛线（气相负荷上限线）

即
在操作范围内,任取几个LS值，由上式算出对应的VS值，列于下表
LS（m³/s）
0.001
0.005
0.010
0.015

VS（m³/s）
2.499
2.283
1.812
1.494
根据表中的数据，在负荷性能图上作出液泛线2。
8.3液相负荷上限线

根据上式在负荷性能图上作出液相负荷上限线3。
8.4漏液线（气相负荷下限线）

漏液点气速

在操作范围内,任取几个LS值，由上式算出对应的VS值，列于下表
LS（m³/s）
0.001
0.005
0.010
0.015
VS（m³/s）
0.538
0.597
0.644
0.682
根据表中的数据，在负荷性能图上作出漏液线4。
8.5液相负荷下限线
取平堰堰上液层高度

根据上式在负荷性能图上作出液相负荷下限线5。

8.6操作线与操作弹性
操作气液比
过点（0，0）和(0.002193,1.545)两点，在负荷性能图上作出操作线6。
从图中看出，操作线的上限由液泛所控制，下限由漏夜所控制，其操作弹性为：

九、设计评述
因为苯—乙苯不能形成恒沸点的混合物，所以可直接采用传统的精馏法制备高纯度的乙苯溶液，本设计进行苯—乙苯的分离，采用直径为1.6米的精馏塔，选用效率较高、结构简单、加工方便的单溢流方式、并采用了弓形降液盘。 
由于在设计过程中，对板式塔只有一个整体的直观认识以及简单的工作原理的了解，而对于设备中重要部件——塔板、管路等缺乏了解，查询了各种相关书籍，走了很多弯路，但终于通过自己努力解决了其中的难题。 
在设计过程中，考虑到设计踏板所构成的板式塔，不但要具有应有的生产能力，满足工艺 要求，还要考虑到能耗，经济，污染等问题，为今后走向工作岗位很有价值。
十、参考文献
[1] 谭天恩，窦梅.化工原理第四版（上下册）. 北京：化学工业出版社，2013.6.
[2] 路秀林，王者相. 化工设备设计全书塔设备[M]. 北京：化学工业出版社，2004.
[3] 王为国. 化工原理课程设计[M]. 北京：化学工业出版社，2010.11
[4] 马沛生. 化工数据. 北京：中国石化出版社，2003.
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