(完整word版)苯—甲苯连续精馏塔的工艺设计.

化工原理课程设计

设计题目:苯-甲苯连续精馏塔的工艺设计 学生姓名： _____________ 学 号: __________ 专业班级: __ 指导教师： __________

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目 录

摘 要 ................................................................................................................................................ I 第 1 章 绪论 .......................................................................................................................... 0

1.1 设计流程 ........................................................................................................................... 0 1。2 设计思路 ........................................................................................................................ 0

第 2 章 精馏塔的工艺设计 .......................................................................................... 3

2。1 产品浓度的计算 ........................................................................................................... 3 2。2 最小回流比的计算和适宜回流比的确定 .................................................................. 4 2.3 物料衡算 ........................................................................................................................... 5 2。4 精馏段和提馏段操作线方程....................................................................................... 6 2.5 逐板法确定理论板数及进料位置（编程） ................................................................. 6 2.6 全塔效率、实际板数及实际加料位置 ......................................................................... 7

第 3 章 精馏塔主要工艺尺寸的设计计算 ......................................................... 8

3.1 物性数据计算 ................................................................................................................... 8 3.2 精馏塔主要工艺尺寸的计算 ........................................................................................ 11 3.3 塔板主要工艺尺寸的计算 ............................................................................................ 13 3.4 塔板流体力学校核 ........................................................................................................ 16 3.5 塔板符合性能图............................................................................................................. 19

第 4 章 热量衡算 ............................................................................................................. 23

4.1 热量衡算示意图............................................................................................................. 23 4。2 热量衡算 ...................................................................................................................... 23

第 5 章 塔附属设备的计算 ........................................................................................ 28

5。1 筒体与封头 .................................................................................................................. 28 5。2 除沫器 .......................................................................................................................... 28 5。3 裙座 .............................................................................................................................. 28 5。4 塔总体高度的设计 ..................................................................................................... 29 5.5 换热器（进料预热器或产品冷却器）的设计计算 .................................................. 29 5.6 进料管的设计 ................................................................................................................. 31 5.7 泵的选型 ......................................................................................................................... 31 5.8 贮罐的计算 ..................................................................................................................... 33

第 6 章 结论 ........................................................................................................................ 34

6.1 结论 ................................................................................................................................. 34 6。2 主要数据结果总汇 ..................................................................................................... 34

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结 束 语.................................................................................................................................... 36 参考文献......................................................................................................... 错误!未定义书签。 附录1主要符号说明 ........................................................................................................ 37 附录2 程序框图 ...................................................................................... 错误!未定义书签。 附录3 精馏塔工艺条件图 ................................................................. 错误!未定义书签。 附录4 生产工艺流程图 ...................................................................... 错误!未定义书签。 教 师 评 语 ................................................................................................ 错误!未定义书签。

I

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第 1 章 绪论

1.1 设计流程

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。该物系属易分物系，最小回流比较小，故操作回流比取最小回流比的1.2倍。塔釜采用间接蒸汽加热，塔底产品经冷却后送至储罐。

设计流程框图如下：

精馏塔的工艺设计 精馏塔主要工艺尺寸的设热量衡算 计 绘制工艺流程图和工艺条件图 塔的附属设备及主要附件的选型

任务书上规定的生产任务长期固定,适宜采用连续精流流程。贮罐中的原料液用机泵加入精馏塔；塔釜再沸器用低压蒸汽作为热源加热料液；精馏塔塔顶设有全凝器，冷凝液部分利用重力泡点回流；部分连续采出到产品罐。简易流程如下，具体流程见附图.

4

F

3

1

5

2

W D

1-原料罐，2—进料罐，3-苯、甲苯精馏塔，4-塔顶全凝器，5-再沸器

1.2 设计思路

本次课程设计的任务是设计苯—甲苯精馏塔，塔型为浮阀式板塔，进料为两组份进料，且苯与甲苯的挥发度有明显差别，可用一个塔进行精馏分离。

要分离的组分在常压下均是液体，因此操作在常压下即可进行，进料为泡点进料,需预热器。

0

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同时在塔顶设置冷凝器，在塔底设置再沸器，由于塔顶不许汽相出料，故采用全凝，又因所设计的塔较高，应用泵强制回流。

1

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1。2。1加料方式

本设计的加料方式为泡点进料. 1.2.2加热方式

本设计的加热方式为塔底间接加热. 1。2.3回流比的选择

选择操作回流比为最小回流比的1。2倍。 1。2.4塔顶冷凝器的冷凝方式与冷却介质的选择

冷凝方式为全凝,冷却介质为冷水。 1。2.5设计流程图

2

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第 2 章 精馏塔的工艺设计

2.1 产品浓度的计算

M苯=78。11 ， M甲苯=92.14 摩尔分数

0.4/78.110.440

0.55/78.110.45/92.140.99/78.110.992 XD=

0.99/78.110.01/92.140.01/78.110.012 XW=

0.01/78.110.99/92.14XF=

摩尔质量

MFXFM苯（1XF）M甲苯0.4478.11(10.44)92.1485.97kg/kmol

MDXDM苯（1XD）M甲苯0.99278.11（10.992）92.1478.22kg/kmolMWXWM苯（1XW）M甲苯0.01278.11（10.012）92.1491.16kg/kmol

2.2 平均相对挥发度的计算 温度计算

表2.1苯-甲苯的气液平衡与温度的关系表［1］

温度

/0C

苯/％(mol分率）

液相 气相 110。0 0 6

106。8.8 21。2 1

102。20。0 37.0 2

98。6 30。0 50。0

用内插法求得tF、tD、tW

温度 /0C

苯/%(mol分率)

液相 气相 95。2 39.7 61。8 92.1 89.4

48.9 59.2

温度 /0C

苯/％（mol分率）

液相 气相 84。4 80.3 91。4

95.7 97。9

71。0 82。3 90.3 78。9 81.2 85.3

95.0

86。8 70.0

80。2 100。100.0

0

95.292.1tF95.2tF88.70C

39.748.95939.780.281.2t80.2DtD80.36C tD :

100.095.099.2100.0110.61006.1tW110.6tW109.99C tW :

021.21.20tF :

3

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故由上塔顶温度tD81.16C 气相组成 yD:81.280.280.3680.2yD99.66%

97.9100.0100yD100.095.292.195.288.70yF81.09%

61.870.061.8100yF110.6106.1110.6109.99yW2.87%

021.20100yW进料温度tF88.70C 气相组成 yF:塔底温度tW109.99C 气相组成 yW:由上温度和气相组成来计算相对挥发度

0.8109/0.445.4577

(10.8109)/(10.44)0.9966/0.992XD0.992,yD0.9966D2.3639

(10.9966)/(10.992)0.0287/0.012XW0.012,yW0.0287W2.4328

(10.0287)/(10.012)D3.9108 则精馏段平均相对挥发度1F2 提馏段平均相对挥发度2DW2.3984

2

XF0.59,yF0.8109F2.2 最小回流比的计算和适宜回流比的确定

2。2.1 最小回流比的计算

由Antonie方程 ,lnpAB TCp——温度T时的饱和蒸汽压

T——温度，K A,B,C-—Antonie常数

表2。2 tF下Antonie常数［1］

A 6。3035 6。07954

B

1211.033 1344.8

C

苯 甲苯

220。79 219。482

则 ： lnp苯6.03055-1211.0332.12

（88.70220.79） p苯131.83kPa

4

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lnp甲苯6.079541344.81.72

（88.70219.482） p甲苯52.481kPa

p苯131.832.51 故 p甲苯52.4811X(1XD)[D]1.08 最小回流比即为Rmin1XF1XF

2。2。2 适宜回流比的确定

设计中令回流比R1.2Rmin1.21.081.30

2.3 物料衡算

F : 进料量(Kmol/s) XF=0。440 原料组成（摩尔分数，下同） D ：塔顶产品流量（Kmol/s) XD=0.992 塔顶组成 W :塔底残夜流量（Kmol/s) XW=0。012塔底组成 进料量 ：

50000103[0.4/78.11(10.4)/92.14F25.59103kmol/s

63133600

3FDW25.5910DW3FXDXWXWDWF25.59100.440.992D0.012物料衡算式为 ： 因R=1.30

D6.168103Kmol/s,W4.29103Kmol/sLRD1.306.1681038.018103Kmol/s

LLqF8.01810325.5910318.48103Kmol/s

VV(R1)D(1.301)6.16810314.19103Kmol/s

表2。3物料衡算结果表1

物料 进料F 塔顶产品D 塔底残夜W

流量（kmol/s)

10.4610

3组成 苯 0。44 甲苯 0。56 苯 0。992 甲苯 0。008 苯 0.012 甲苯 0.988

6.16810

34.2910

35

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表2.4 物料衡算结果表2

物料

精馏段上升蒸汽量V 提馏段上升蒸汽量V 精馏段下降液体量L 提馏段下降液体量L

2.4 精馏段和提馏段操作线方程

物流（kmol/s） 14。19103 14。19103 8.018103 18。48103

精馏段操作线方程 ：

LD8.0181030.9923yxXDx6.16810y0.56x0.431（1) 33VV14.191014.1910提馏段操作线方程 :

LW18.481034.29103yxXWx0.012y1.3x0.004（2） 33VV14.191014.19102.5 逐板法确定理论板数及进料位置(编程）

因2.46，得出相平衡方程yyx2.51x或x（3） 2.511.51y1(1)x11.51x又因为塔顶有全凝器,所以y1XD0.992代入相平衡方程得x10.900代入(1)式得y20.980再代入（3）式得x20.951 反复计算得

y30.964,x30.914y40.943,x40.808y50.917,x50.815y60.887,x60.758y70.855,x70.701y80.824,x80.651y90.855,x90.701y100.855,x100.701XF0.59

将x8代入(2）式得y110.742代入（3)得x110.534 反复计算得

6

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y120.690,x120.470y130.607,x130.381y140.491,x140.278y150.357,x150.181y160.231,x160.107y170.135,x170.059y180.073,x180.030y190.035,x190.014y200.015,x200.006XW0.012

总理论板数为20块（包括再沸器），第10块板加料,精馏段需9块板，提馏段需11块。

2.6 全塔效率、实际板数及实际加料位置

板效率用奥康奈尔公式 ET0.49(L)0.245 塔顶与塔釜平均温度为tm计算

(tDtW)80.36109.9995.175C 22t=95。575C时，由《化学化工物性数据手册》查得A0.255mPas,B0.282mPas 则

lgLDXDlg0.255(1XD)lg0.2820.992lg0.255(10.992)lg0.2820.593LD0.255mPaslgLWXWlg0.255(1XW)lg0.2820.012lg0.252(10.012)lg0.2790.55LW0.282mPas(LW)0.2550.282LLD0.269mPas22

故ET0.49(2.460.269)0.2450.539 即全塔效率ET0.539

则精馏段实际板数N精9/0..53917块 提馏段实际板数N提(111)/0.53921块

故实际板数为N实N精N提172138块，实际加料位置为第18块塔板.

7

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第 3 章 精馏塔主要工艺尺寸的设计计算

3.1 物性数据计算

3。1.1 操作压强的计算

塔顶操作压力PD1.0atm4kPa105.325KPa 取每层塔板压降为P0.5KPa

进料板压力PF105.3250.521113.825KPa 塔底压力P.8250.521124.325KPa W113精馏段平均压力P.325113.825)/2109.575KPa 1(105提馏段平均压力P2(113.825124.325)/2119.075KPa 3.1。2 操作温度的计算

因tD80.36C,tF88.70C,tW109.99C 则精馏段平均温度t1(80.3688.70)/284.53C 提馏段平均温度t2(88.70109.99)/299.35C 3.1.3 平均摩尔质量的计算

塔顶平均摩尔质量计算

y1XD0.992由相平衡方程得X10.980,则

MVD0.99278.11(10.992)92.1478.22kg/kmolMLD

0.98078.11(10.980)92.1478.39kg/kmol进料板平均摩尔质量计算

MVF0.77278.11(10.772)92.1481.31kg/kmolMLF0.57478.11(10.574)92.1484.09kg/kmol

塔底平均摩尔质量计算

MVW0.01278.11(10.012)92.1491.97kg/kmolMLW0.028778.11(10.0287)92.1491.74kg/kmol

精馏段平均摩尔质量计算

MV(78.2281.31)/279.77kg/kmol

ML(78.3984.09)/281.24kg/kmol提馏段平均摩尔质量计算

MV(81.3191.97)/286.64kg/kmol

ML(84.0991.97)/288.03kg/kmol3。1。4 液体平均粘度的计算

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液体平均粘度依lgixilgi计算

tD80.36C时，查得

LA0.308mPas,LB0.311mPas

lgLD0.992lg0.308(10.992)lg0.3110.51LD0.309mPas进料板液体平均粘度的计算

tF88.70C时，查得

LA0.282mPas,LB0.297mPas

lgLF0.574lg0.282(10.570)lg0.2970.54LF0.288mPas塔底液体粘度计算

tW109.99C时,查得

LA0.235mPas,LB0.246mPas

lgLW0.012lg0.235(10.012)lg0.2460.6095LW0.246mPas精馏段液相平均粘度为：L1(0.3090.288)/20.299mPas 提馏段液相平均粘度为：L2(0.2880.246)/20.267mPas 3.1。5 平均密度的计算

(1）气相平均密度的计算

由理想气体状态方程计算，即

PM109.57579.772.94kg/m3 精馏段V1VRT18.314(84.53273.15)提馏段VP2MV119.07586.643.33kg/m3 RT28.314(99.35273.15)1i（2）液相平均密度的计算 液相平均密度依又

1LMi

LMaALAaBLB(a为质量分数)

tD80.36C时，查得

LA814.53kg/m3,LB809.72kg/m3

1LD0.99210.992LD814.49kg/m3814.53809.72进料板，由加料板液相组成，xA0.574

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则aA0.57478.110.533

0.57478.11(10.574)92.14tF88.70C时,查得

LA805.63kg/m3,LB803.37kg/m3

1LF0.53310.533LF804.57kg/m3805.63803.37tW109.99C时，查得

LA780.71kg/m3,LB780.31kg/m3

1LW0.01210.012LW781.25kg/m3780.71780.31故精馏段平均液相密度为精（814.49804.57）/2809.53kg/m3 提馏段平均液相密度为提（804.57781.25）/2792.91kg/m3 3.1。6 液相平均表面张力的计算

有公式LMii计算 塔顶液相平均表面张力计算

tD80.36C时，查得

A21.22mN/m,B21.63mN/m

LD0.99221.22(10.992)21.6321.22mN/m进料板液相平均表面张力计算

tF88.70C时,查得

A20.13mN/m,B20.21mN/m

LF0.57420.13(10.574)20.2120.16mN/m塔底液相平均表面张力

tW109.99C时,查得

A17.67mN/m,B18.42mN/m

LW0.01217.67(10.012)18.4218.41mN/m精馏段平均表面张力为L(21.22120.16)/220.69mN/m 提馏段平均表面张力为L(20.1618.41)/219.29mN/m

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3.2 精馏塔主要工艺尺寸的计算

3.2。1 塔径的计算

气液相体积流量为 精馏段:

VSLSVMVV(MVDMVF)14.19103(78.2281.31)/20.385m3/s2.94VLMLV

L0.8018103m3/s提馏段：

VMV14.1910386064VS0.369m3/s3.33VLML18.4810388.03LS2.05103m3/s792.91

L则，精馏段由umaxCCC20(LV,C可由： V

LL)0.2求得，由史密斯关联图查得，图的横坐标为：S(L)1/220VSV30.801810809.531/2()0.034,取板间距HT0.45,板上液层高度hL0.06m0.3852.94则 HT-hL0.450.060.39m,

图3—1。史密斯关联图［1］

查史密斯关联图得C200.085,CC20(L20)0.20.084(20.690.2)0.085 2011

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umaxCLV809.532.94C1.41m/s V2.94取安全系数为0。7，则空塔气速为

u0.7umax0.71.410.987m/s 4VS40.385塔径D0.705mu3.140.987按标准塔径圆整后为D=1。0m

3.14(1.0)20.785m2 塔截面积为ATD240.3850.49m/s 实际空塔气速为u10.7854同理提馏段：由史密斯关联图查得，图的横坐标为： LSL1/2()0.11 VSV取板间距HT0.45m,板上液层高度hL0.06m，则

HThL0.39m,查史密斯关联图得C200.080

L0.219.120.2CC20()0.080()0.0792020 V792.913.33umaxCL0.0791.22m/s3.33V取安全系数为0。7，则

u0.7umax0.71.220.854m/s塔径D 4VS40.3690.742mu3.140.854按标准塔径圆整后D1.0m

3.14(1.0)20.785m2 塔截面积为ATD244实际空塔气速为：u2VSAT0.3690.47m/s 0.7853.2。2 精馏塔有效高度的计算

精馏段有效高度为Z精（N精1）HT（171）0.457.2m

（N提1）HT（211）0.459.0m 提馏段有效高度为Z提故精馏塔的有效高度为:ZZ精Z提7.29.016.2m

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3.3 塔板主要工艺尺寸的计算

3.3。1 溢流装置计算

选用单溢流弓形降液管，采用凹形受液盘，各项计算如下： (1)堰长lW

取lW0.8D0.810.8m,(DD,故lWlW0.8m) (2）溢流堰高度hW

精馏段：由hWhLhOW，选用平直堰，堰上液层高度hOW近似取E=1，则hOW2.84Lh2/3E() 1000lW2.841.2810336002/31()9.126103m 10000.8取板上层清液高度hL0.06m,则：

hWhLhOW0.060.009130.051m

2.843.27810336002/31()0.017m 提馏段：hOW10000.8取hL0.06m,hWhLhOW0.060.0170.043m

（3）弓形降液管高度Wd和截面积Af 精馏段：由lW/D0.8/10.8，

图3-2。弓形降液管的宽度和面积［5]

查弓形降液管的参数图得：

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AfAT0.15,Wd0.2DAf0.15AT0.150.7850.118m2 Wd0.2D0.210.2m验算液体在降液管中停留时间,即： 0.1180.4541.49s5s故降液管设计合理

Lh1.28103提馏段:因DD1.0m,故AfAf0.118m2,WdWd0.2m

AfHT则0.1180.4516.20s5s,故降液管设计合理.

3.278103（4）降液管底隙高度h0

取降液管底隙的流速u0u00.18m/s，则

Lh1.28103h08.9103m精馏段：lWu00.80.18

hWh00.0510.00890.04210.009126Lh3.278103h00.0140.80.18提馏段： lWu0hWh00.0430.022760.0280.017故降液管底隙高度设计合理,选用凹形受液盘，深度hW40mm

14

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3.3.2 塔板布置

本设计塔径DD0.3m 取阀孔动能因子FF12，则 精馏段孔速u0F0122.82V7.15m/s

取d0d039mm,采用F型浮阀每层塔板上浮阀数目为：

NVS40.0463.14(0.039)27.1546个

d0u02取边缘区宽度WC0.05m，破沫区宽度WS0.06m 计算塔板上的鼓泡区面积，即：

r2x22arcsin)180rD0.3其中rRWC0.050.1m22

D0.3x(WdWS)(0.060.06)0.03223.140.120.0322则Aa2(0.10.10.03arcsin0.027m21800.1F0126.74m/s 同理提馏段孔速u03.17VAa2(xrx每层塔板上的浮阀数目为：

VS0.0439N6个

3.142d0u0(0.039)6.7444取边缘区宽度为WC0.05m，破沫区宽度WS0.06m

因DD,则rr,xx故塔板上的鼓泡区面积AaAa0.027m2

取孔心距t=75mm，采用正三角形叉排绘制排列图的浮阀数NN9功能因数，则：

4.28m/s3.142d0N(0.039)9精馏段： 44F0u01V4.282.827.19u01VS0.046塔板开孔率为：

u10.648100%15.14% u014.2815

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提馏段：

u02VS0.04393.14(0.039)2944d0N4.085m/s

F0u02V4.0853.177.27塔板开孔率为：

u20.618100%15.13% u024.0853.4 塔板流体力学校核

3.4.1 干板阻力

气体通过塔板的压强降相当的液柱高度，依据hPhChLh计算塔板压降 精馏段：uOC1.82573.173.16.0m/s 2.82V1.825因uOCu01，故：

Vu022.827.152hC5.345.340.0488m

L2g804.5529.8提馏段：uOC1.825因uOCu0,故：

hC73.11.82573.15.58m/s 3.17V3.176.7425.345.340.0497m

788.8729.8L2gVu03。4。2 塔板清液层阻力，克服表面张力hf

由于所分离的苯和甲苯混合液为碳氢化合物，可取充气系数000.5,已知板上液层高度

hLhL0.06m，所以hlhl0.5hL0.5hL0.50.060.03m

则，精馏段hfhChl0.04880.030.0788m

换算成单板压强降PphfLg0.0788804.559.8621.31KPa0.7KPa 提馏段hfhChl0.04970.030.0797m

换算成单板压降Pphffg0.0797788.879.8616.15KPa0.7KPa 3。4.3 淹塔（液泛)

为了防止发生淹塔现象，要求控制降液管中清液高度Hd(HThW),HdhPhLhd 单层气体通过塔板压降所相当的液柱高度: 精馏段：hPhf0.0788m 提馏段：hPhf0.0797m 液体通过降液管的压头损失：

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LS20.1051032精馏段：hd0.153()0.153()9.68104m

lWh00.240.0055LS20.2691032提馏段：hd0.153()0.153()9.81104m

0.240.014lWh0板上液层高度：精馏段hL0.06m，则

Hd0.07889.681040.060.1398m

提馏段hL0.06m，则： Hd0.07979.811040.060.1407m

取0.5,已选定HTHT0.45m,hWhW0.056m

则，精馏段(HThW)0.5(0.450.0528)0.253m

Hd(HThW)，所以符合防止淹塔的要求

提馏段(HThW)0.5(0.450.0528)0.251m Hd(HThW),所以符合防止淹塔的要求.

3。4。4 物沫夹带 由公式：泛点率=

VSVLV1.36LSZL100%

KCFAb板上液体流经长度：ZLZLD2Wd0.320.060.24m 板上液流面积：AbAbAT2Af0.07120.0110.049m2

图3—3 泛点负荷因数［1]

则精馏段：取物性系数K=1。0，泛点负荷系数图查得CF0.103，带入公式有： 泛点率F0.0462.821.360.1051030.24804.552.82100%54.73%

10.1030.04917

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提馏段:取系数K=1.0，泛点负荷系数图查得CF0.101 泛点率

0.0439F3.171.360.2691030.24788.873.17100%58.11%

10.1010.04918

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物沫夹带是指下层塔板上产生雾滴被上升气流带到上层塔板上的现象，物沫夹带将导致塔板效率下降.为了避免物沫夹带过量,应使每千克上升气体中带到上层塔板的液体量控制在一定范围内，才能保证一定的生产能力和塔板效率。物沫夹带量eV应满足小于0。1kg（液）/kg(干气体）的要求。对于大塔径泛点需控制在80%以下，从以上计算的结果可知，其泛点率低于80%,所以物沫夹带满足要求。

3.5 塔板符合性能图

3.5.1 物沫夹带线

泛点率=计算:

精馏段0.8VS2.821.360.24LS804.552.82

10.1030.049VSVLV1.36LSZLKCFAb100%据此可做出负荷性能图的物沫夹带线。按泛点率80%

整理得： 0.059VS4.041030.33,即VS0.0685.59LS

由上式可知物沫夹带线为直线，则在操作范围内取两个LS值，可算出VS：

表3-1物沫夹带曲线表1

3L（m/s) S0 0。068

0。01 0.012

VS(m3/s)

VS3.171.360.24LS788.873.17提馏段0.8 10.1030.049整理得:0.065VS3.961030.33LS,即VS0.0625.19LS 在操作范围内取两个LS值，可算出VS:

表3—2物沫夹带曲线表2

LS（m3/s) VS(m3/s)

0 0。062

0。01 0.010

3.5.2 液泛线

(HThW)hPhlhdhCh1hhLhd由此确定液泛线，忽略式中h

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Vu02L2.843600LS2/3(HThW)5.340.153(S)2(10)[hWE()]L2glWh010000.24

u0VS4d0N精馏段

2.82VSLS20.2535.340.153()22222805.089.80.7850.03990.240.00552.843600LS2/3(10.5)[0.056()]10000.24222/3VS0.020510630.74LS0.314LS

2整理得

提馏段

3.17VSLS20.2515.340.153()22222788.879.80.7850.03990.240.014 整理得

2.843600LS2/3(10.5)[0.0528()]10000.242VS20.0181429.57LS20.273LS2/3

在操作范围内，任取若干个LS值，算出相应的VS值

表3-3液泛线

精馏段

3L（Sm/s)

提馏段

VS(m3/s)

LS（m3/s)

VS(m3/s)

0 0。0002 0。0005 0.0008

3。5.3 液相负荷上限

0。143 0.138 0。126 0.105

0 0.0002 0。0005 0.0008

0.134 0.130 0.126 0。121

液体的最大流量应保证激昂也管中停留时间不低于3-5s 液体降液管内停留时间AfHTLS3-5s

以=5s为液体在降液管中停留时间的下限，则

(LS)maxAfHT5=

0.0110.450.00099m3/s 520

(完整word版)苯—甲苯连续精馏塔的工艺设计. 3.5。4 漏液线 对于F1型重阀，依F0=5作为规定气体最小符合的标准，则VS精馏段(VS)min提馏段(VS)min4d0Nu0 24d0N00.7850.03929252.8250.032m3/s 0.030m3/s 42d0N00.7850.039293.173.5。5 也想负荷下限线 取堰上液层高度hOW取E=1.0,则 (LS)min(0.00610003/2lW0.00610003/20.24)()1.04104m3/s 2.84136002.843600y = 409.48x2.843600(LS)min2/3E()lW=0。006m,作为液相负荷下限条件，依1000=0.006,计算出LS的下限值以此作出液相负荷下限线，该线为与气体流量无关的竖直线： 由以上1-5作出塔板负荷性能图 精馏段塔板负荷性能图0.261-物沫夹带线2-液泛线243-液相负荷下限线4-液相负荷上限线5-漏液线5Vs/（m3/s）0.13100Ls/（m3/s）0.0026-操作线 图3—4精馏段塔板负荷性能图

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(完整word版)苯—甲苯连续精馏塔的工艺设计. 提留段塔板负荷性能图0.334620.1500.001Ls'/(m3/s)0.0021y = 163.2x1-物沫夹带线2-液泛线3-液相负荷下限线4-液相负荷上限线5-漏液线6-操作线Vs'/(m3/s)0.20 图3-5提留段塔板负荷性能图

由塔板负荷性能图可看出

(1) 在任务规定的气液负荷下的操作点P（设计点）处在适宜操作区的适中位置。 (2) 踏板的气相负荷上限完全由雾沫夹带控制,操作下线由漏液控制。

(3) 按照固定的液气比由塔板负荷性能图查出踏板的气相负荷上限(VS)max=0.068（0。0625）

m3/s，气相负荷下限(VS)min=0.032(0.030)m3/s ，所以精馏段操作弹性为

(VS)max0.0625(VS)max0.0681.42 1.48,提馏段操作弹性为

0.0439VS0.046VS

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第 4 章 热量衡算

4.1 热量衡算示意图

4.2 热量衡算

4。2.1 加热介质的选择

选择饱和水蒸气，温度133.3C,工程大气压为300KPa

原因：水蒸气清洁易得，不易结垢，不腐蚀管道，饱和水蒸气冷凝放热值大，而水蒸气压力越高,冷凝温差越大,管程数相应越小，但水蒸气不宜太高。 4.2.2 冷却剂的选择

本设计建厂选在吉林，平均气温为25C,故选用25C的冷却水，温升10C，即冷却水的出口温度为35C. 4。2.3 热量衡算 （1）冷凝器的热负荷 蒸发潜化热的计算：

蒸发潜化热与温度的关系：HV2HV1(式中HV——蒸发潜热 Tr—-对比温度

表4。1 沸点下蒸发潜热列表[6]

物质 苯

沸点/C 80.01

23

1Tr20.38) 1Tr1蒸发潜热

HV/kJkg

1TC/k

393.9 562。10

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甲苯 110。63 363 591.72

由表2。1使用内插法，计算出tVD,tLD

10095.780.2tVDtVD82.25C10097.980.281.2

95.795.0tLD81.2tLD81.06C10095.080.281.2T273.1582.25tVD82.25C时,苯：Tr220.632TC562.10Tr1T1273.1580.100.628TC562.1010.6320.38蒸发潜热HV苯393.9（）392.29kJ/kg10.628

T1273.1582.25同理，甲苯：Tr20.601591.72TCTr1T2273.15110.630.649TC591.7210.6010.38)381.12kJ/kg10.649蒸发潜化热HV甲苯363(由上知0.6Tr1.0,故由Pitzer偏心因子法

HV7.08(1Tr)0.35410.95(1Tr)0.456 RTC式中—-偏心因子 Tr——对比温度

故:IVDILDXDHV苯（1XD)HV甲苯0.957392.29（10.957）381.12359.03kJ/kg式中

IVD-—塔顶上升蒸汽的焓

ILD-—塔顶溜出液的焓

又QC(R1)D(IVDILD) 式中D——塔顶液体质量分数 R=1。78

DMDD78.710.57131030.045QC(1.781)0.045359.0344.91kJ/s

（2)冷却水消耗量

WCQC

CPC(t2t1)式中WC--冷却水消耗量，kg/s

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CPC——冷却介质在平均温度下的比热容，kJ/(kgC） t1,t2——冷却戒指在冷凝器进出口的温度，C

故tt1t2253530C 22此温度下冷却水的比热容CPC4.25kJ/(kgC)，所以：

WCCQC(t44.911.06kg/s

PC2t1)4.25(3525)（3）加热器热负荷及全塔热量衡算

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表4.2 苯、甲苯液态比热容[6］

温度 0 20 40 60 80 100 120

苯 1.507 1。716 1。767 1。828 1.881 1。953 2.047

甲苯 1。630 1。681 1.757 1。834 1.902 1.970 2.073

表4。3 计算得苯、甲苯在不同温度下混合物的比热容CP(kJ/kgC) 物质 苯 甲苯

塔顶 1.885 1.906

塔釜 1。999 2。021

进料 1。934 1.952

精馏段 1。909 1.929

提馏段 1.964 1。982

由表4.3 ，精馏段 ：

苯：CP1(tLDtF)1.964(81.0694.79)26.21kJ/kg 甲苯：CP2(tLDtF)1.929(81.0694.79)26.49kJ/kg 提馏段：

苯:CP1(tWtF)1.964(109.9994.79)29.85kJ/kg 甲苯:CP2(tWtF)1.982(109.9994.79)30.13kJ/kg 塔顶流出液的比热容：

CP1CP1XD(1XD)CP21.9090.950.051.9291.910kJ/(kgC)

塔釜溜出液的比热容:

CP2CP1XW(1XW)CP21.9640.01(10.01)1.9821.982kJ/(kgC)

以进料焓,即tF94.79C时的焓值为基准：

D0.5713103kmol/s,W0.7887103kmol/sQDDCP1dtDCP1t0.57131031.910(81.0694.79)0.015kJ/s

tFtDQWWCP2dtWCP2t0.78871031.982(109.9994.79)0.024kJ/stFtW对全塔进行热量衡算：

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QFQSQDQWQCQF0所以，QS0.0150.02444.9144.919kJ/s

塔釜热损失为10％，则90% 故QSQS/44.919/0.949.91kJ/s 式中QS—-加热器理想热负荷

QS—-加热器实际热负荷

QD——塔顶溜出液带出热量

QW-—塔底溜出液带出热量

加热蒸汽消耗量：

查得HV水蒸气2168.1kJ/kg(133.3C,300kPa

QS0.023kg/s 故 WhHV水蒸气表4.4 热量衡算结果表

符号 数值

QC/kJ/s WC/kg/s QF/kJ/s QD/kJ/s QW/kJ/s QS/kJ/s Wh/kg/s

44。91 1.06 0 -0.015 0。024 49。91 0.023

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第 5 章 塔附属设备的计算

5.1 筒体与封头

筒体 1.0563000.21.04mm

212500.9壁厚选4mm，所选材质为A3.

封头 选取椭圆形封头,由公称直径300mm，查得曲面高度h1400mm,直边高度h030mm,故选用封头Dg3002,JB112072

5.2 除沫器

空塔气速较大，塔顶带液严重以及工艺过程中不许出塔气速夹带雾滴的情况下，设置除沫器，以减少液体夹带损失,确保气体纯度，保证后续设备的正常操作.

这里选用丝网除沫器,其具有比表面积大，质量轻，空隙大及实用方便等优点。 设计气速选取：uku0.107LV,系数k0.107 V804.552.821.80m/s

2.824VS40.046除沫器直径：D0.18m

u3.141.80故选取不锈钢除沫器，类型：标准型,规格40-100，材料：不锈钢丝网（1Cr18Ni9Ti），丝网尺寸，圆丝0.23

5.3 裙座

塔底常用裙座支撑,裙座的结垢性能好，连接处产生的局部阻力小,所以它是设备的主要支座形式,为了制作方便，一般采用圆筒形。裙座内径为300mm，取裙座壁厚16mm，则基础环内径：

Dbi(300216)(0.2~0.4)103132mm

基础环外径：Dbo(300216)(0.2~0.4)103532mm

圆整：Dbi200mm,Db0600mm，基础环厚度，考虑到腐蚀余量取18mm，考虑到再沸器裙座高取2m,地角螺栓直径去M30。

5.4 手孔

由于本次设计的塔径较小，所以应设置手孔。手孔的设置应便于人的手臂可以伸入塔内，一般每隔4—5m才设一个手孔，本塔中共34块板,须设5个手孔，每个孔直径为100mm。

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5.5 塔总体高度的设计

5.4.1塔顶部空间高度是指塔顶第一层到塔顶封头的直线距离，取除沫器到第一块板的距离为600mm，塔顶部空间高度为1200mm. 5.4。2塔的底部空间高度

塔的底部空间高度是指塔底最末一层塔盘到塔底下封头切线的距离，釜液停留时间取10min。

HB(tLS60RV)/AT(0.5~0.7)(100.269103600.142)/0.0710.60.87m 5.4.3

塔总体高度

HlHTN精HTN提450(341)15015000mm15.0m

HHlHBH群H封H顶15.00.8720.431.219.5m5.6 换热器（进料预热器或产品冷却器）的设计计算

5。5.1 冷却器

选取管壳式冷凝器,冷凝水循环与气体方向相反，即逆流式。当气体流入冷凝器时，使其液膜厚度减薄,传热系数增大,利于节省面积，减少材料费用。

取冷凝器传热系数：K550Kcal/(m2hC)，又吉林地区平均温度25C，10C 对于逆流：

T 81.06C82.25C t 25C35C

tmt2t1(81.0625)(82.2535)51.52C t2(81.0625)lnln(82.2535)t1故冷凝器冷凝面积：

AQC44.91360044.9136001.36m2 Ktm2302tm230251.52表5.1 选取的冷凝器参数表[7]

公称直径/mm 159

管程数 1

管数 13

管长/mm 2000

换热面积/m2

2 1.94公称压力/MPa 25

注:摘自《金属设备》上册P118表2—2-5和P135表2—2-8

标准图号:JB1145—71-2-38 设备型号G273I-25—5

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5.5。2 加热器

选用U型管加热器,经处理后，放在塔釜内.蒸汽选择133.3C饱和水蒸气，传热系数：

K1000Kcal/(m2hC)4186kg/(m2hC) t133.310033.3C

由热量衡算知QS44.913600179676kJ/h

换热面积AQSkt179676418633.31.29m2

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表5.2 所选加热器参数表[7］

公称直径/mm 159

管程数 1

管数 13

管长/mm 2000

换热面积/m2

2 1.94公称压力/MPa 25

注：摘自《金属设备》上册P118表2-2-5和P135表2—2-8 标准图号：JB1145—71-2—39 设备型号:G273Ⅱ—25—4

5.7 进料管的设计

本次加料选择高位槽加料，所以WF可取0.4-0.8m/s.本次取WF0.6m/s.

tLD81.06C,查化学化工物性数据手册得

苯813.81kg/m3,甲苯808.96kg/m3 则

1LDXD（1XD）0.950.051.23103LD813.01kg/m3 苯甲苯813.15809.9641.3610386.400.018m

3.140.6813.014FdFWFLD式中F—-进料液质量流量，kg/s

L--进料条件下的液体密度，kg/m3,圆整后dF18mm

表5。3 所选进料管参数表［8]

内管

d2s2 183

外管d1s2

764

半径R 75

H1 H2

内管重/（kg/m) 1。63

120 150

注：摘自《浮阀塔》P197表5—3

5.8 泵的选型

为确定泵输送一定流量所需的扬程H，应对输送系统进行机械能衡算，这里选择原料罐内的液面与进料口处的管截面建立机械能衡算式:

Pu2 HZhf1hf2hf3

g2g式中：Z—-两截面处位头差

P-—两截面处静压头差 u2 ——两截面处动压头差

2g31

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h h hf1f2—-直管阻力

——管件、阀门局部阻力 —-流体流经设备的阻力

f3对进料管uF可取1.5—2。5m/s 取uF2m/s，LD813.01kg/m3

VS34000001.45104m3/s36008000813.01 V0.000145进管流速uFS1.28m/s20.7850.0122D4uF1.280.065m 提升压头h2g29.8设料液表面至加料空位置为10m,管长为20m,有两个90弯头，0.75， Le/dF35,Le350.010.35m,料液FLD813.01kg/m3F0.269mPas0.269103PasRedFuFF0.011.28813.01438685.9810为湍流30.26910F

0.3164Re0.250.3164(38685.98)0.250.023PPFPD107.825101.3256.5kPa在原料液内的液面与进料口建立机械能衡算：

uFLLe200.351.282HF()(0.0230.75)3.975mdF2g0.0129.8uFP1.286.5103HeZHF103.97514.872gFg29.8813.019.822

表8—3泵的参数表［7]

流量/m/h

3扬程/H/m 15.7

转数/r/min 3400

叶轮直径/mm 125

允许吸上真空度

/m 7。5

效率/% 53

6。0

1设备型号：1BA7A

2

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5.9 贮罐的计算

以回流罐为例，回流罐通过的物流量

Lh(R1)D(1.781)0.57131031.59103kmol/s1.5910386.040.137kg/s设凝液在

回流罐中停留的时间为10min，罐的填充系数为0。7,则该罐的容积V计算如下 VLh/L0.1372060/805.080.70.29m3

故回流罐容积可取V=0.3m3

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第 6 章 结论

6.1 结论

我们的课程设计任务:苯-甲苯浮阀式连续精馏塔的设计在历时进5个星期后，终于完成了。这次对苯-甲苯浮阀式连续精馏塔的设计，我们了解任务设计的基本内容，掌握了它的主要程序和方法，培养了分析和解决工程实际问题的能力，更重要的是树立正确的设计思想，加强了 个人的独立完成任务的能力。

根据4个多星期的数据计算处理，得出了一些主要的基本数据，由所选参数在进行校核可知： 冷却水消耗量Wc=4.6103Kg/h ，塔顶馏出液带出热量QD=—2617。96KJ/h ，塔底馏出液带出热量QW=5188.40KJ/h ，加热蒸汽消耗量Wh = 101。47Kg/h。由精馏塔的附属设备的计算可知：塔顶冷凝器的型号为G159I—25-2,塔底再沸器的型号为G273II—25—3.

本次设计计算结果均符合设计要求，故本次设计是合理的.

6.2 主要数据结果总汇

表6。1 设计浮阀塔板的主要结果汇总表

项目 符号 单位 计 算 数 据 精馏段 塔径 板间距 空塔气速 堰长 堰高 板上清液层高度 降液管底隙高 浮阀数 阀孔气速 浮阀动能因子 临界阀孔气速 孔心距 h0 N 提馏段 0.3 0。45 0。618 0。24 00528 。D HT m m m/s m m m m 0.3 0。45 0。648 0.24 0.056 0。06 00055 9 7.15 7。19 6.0 0。075 。u lw hW hL 0.06 0。014 9 6.74 7。27 5.58 0.075

m/s F00C m/s m 34

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单板压降 降液管内液层高度 泛点率 气相负荷上限 气相负荷下限 操作弹性 塔板类型

Pp Hd Pa 1 m ％ 621.301398 。7 616.15 0.14058.11 0.0625 0.030 1。42 F (VS)max (VS)min 54。73 0068 0032 1。48 单溢流弓形降液管 。。m3/s m3/s 35

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结束语

化工原理课程设计是化工原理教学中的一个环节，它要求对化工原理课程的各个方面都比较熟悉,特别是计算部分对化工原理课程掌握的要求度更高，并且对设备的选型及设计要有一定的了解，对化工绘图能力要有一定的要求.通过这段期间的课程设计，我对化工原理设计有了进一步的认识,而且对化工原理精馏这一个章节的知识更加熟悉，可以说是进一步的巩固了。

此外,课程设计是对以往学过的知识加以检验，它能够培养我们理论联系实际的能力，尤其是这次精馏塔设计更使我们深入的理解和认识了化工生产过程,使我们所学的知识不局限于书本,并锻炼了我的逻辑思维能力。

设计过程中还培养了我的自学能力，设计中的许多知识都需要查阅资料和文献,并要求加以归纳、整理和总结。通过自学及老师的指导，不仅巩固了我所学的化工原理知识,更极大地拓宽了我的知识面,让我更加深刻地认识到实际化工生产过程和理论的联系和差别，这对将来的毕业设计及工作无疑将起到重要的作用.

在此次化工原理设计过程中，我的收获很大，感触也很深，特别是当遇到难题感到束手无策时就想放弃,但我知道那只是暂时的。在老师和同学们的帮助下，我克服了种种困难课程设计圆满完成了。我更觉得学好基础知识的重要性，以便为将来的工作打下良好的基础。

在此，特别感谢潘万贵老师，您的指导使得我的设计工作得以圆满完成。此外,在设计过程中还得到了许多同学的热心帮助,一并给以衷心的感谢!

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附录1主要符号说明

符号 M F D W q x y R L V NT Np P t ρ σ μ VS LS umax HT hL 意义 摩尔质量 进料率 塔顶采出率 塔底采出率 进料热状况 液相摩尔分率 气相摩尔分率 回流比 液相负荷 气相负荷 理论塔板数 实际塔板数 操作压力 温度 密度 表面张力 粘度 气相体积流率 液相体积流率 最大空塔气速 板间距 板上清液高度 37 计量单位 kg/kmol kmol/s kmol/s kmol/s kmol/s kmol/s — - Pa ℃ kg/m3 mN/m mPa·s m3/s m3/s m/s m m

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C20 C u D AT Z lW hW hOW Wd Af  负荷系数 负荷因子 空塔气速 塔径 塔截面积 有效高度 堰长 溢流堰高度 堰上液层高度 降液管宽度 截面积 降液管中停留时间 降液管底隙高度 边缘区宽度 无效区宽度 开孔区面积 孔中心距 浮阀数目 开孔率 阻力 液流收缩系数 塔板效率 稳定系数 降液管内液层高 38

m/s m/s m m2 m m m m m m2 s m m m m2 mm 个 h0 Ws Wc Aa t n φ h E ET K Hd Pa — - m

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CP Q H Wh 比热容 热量 潜化热 蒸汽用量 气体的阀孔动能因子 重力加速度 塔板数目 与干板压强降相当的液柱高度 下标 kJ/（kmol℃) kJ/h kJ/kg kg/h kg0。5/（s·m0。5) m/s2 — m Fo g N hc A，1 B，2 D F m W L V 轻组分 重组分 馏出液 加料 平均值 釜液 液相 气相 39

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