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1、青岛科技大学化工原理课程设计-苯-甲苯连续精馏筛板塔的设计专业年级 ： 09 级生物工程姓名 ：孙小雪0904040118指导教师 ： 王光明2023 年7 月苯-甲苯连续精馏筛板塔的设计名目 序 言3二 板式精馏塔设计任务书五4三 设计计算51.1 设计方案的选定及根底数据的搜集51.2 精馏塔的物料衡算71.3 精馏塔的工艺条件及有关物性数据的计算121.4 精馏塔的塔体工艺尺寸计算161.5 塔板主要工艺尺寸的计算181.6 筛板的流体力学验算201.7 塔板负荷性能图23四 设计结果一览表29五 板式塔得构造与附属设备305.1 附件的计算305.1.1 接收305.1.2 冷凝器32
2、5.1.3 再沸器325.2 板式塔构造33六 参考书目35七 设计心得体会35八 附录372苯-甲苯连续精馏筛板塔的设计 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，化工制图等所学学问，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育学生力量的重要作用。通过课程设计，要求更加生疏工程设计的根本内容，把握化工单元操作设计的主要程序及方法，熬炼和提高学生综合运用理论学问和技能的力量，问题分析力量，思考问题力量，计算力量等。精馏是分别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
3、程在能量剂驱动下有时加质量剂，使气液两相屡次直接接触和分别，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别。依据生产上的不同要求，精馏操作可以是连续的或间歇的，有些特别的物系还可承受衡沸精馏或萃取精馏等特别方法进展分 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别易挥发的苯和不易挥发的甲苯，承受连续操作方式，需设计一板式塔将其分别。3苯-甲苯连续精馏筛板塔的设计二 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
4、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) 生产力量：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)设计方案确实定及流程说明(2)塔的工艺计算(3) 塔和塔板主要工艺尺寸的设计塔高、塔径以及塔板构造尺寸确实定；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)关心设备选型与计算(6)绘制塔设备构造图：承受绘图纸徒手绘制五、时间及地点安排(1)时间：202
5、3.6.202023.7.3(第 18 周第 19 周)(2)地点：明德楼 A3181教室六、参考书目1谭天恩化工原理(其次版)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，20233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，20234苯-甲苯连续精馏筛板塔的设计三 设计计算1.1 设计方案的选定及根底数据的搜集本设计任务为分别苯一甲苯混合物。由于对物料没有特别的要求，可以在常压下操作。对于二元混合物的分别，应承受连续精馏流程。设计中承受泡点进料， 将原料液通过预热器加热至泡点后送人精馏
6、塔内。塔顶上升蒸气承受全凝器冷 凝，冷凝液在泡点下一局部回流至塔内，其余局部经产品冷却器冷却后送至储罐。该物系属易分别物系，最小回流比较小，故操作回流比取最小回流比的 1.8 倍。塔底设置再沸器承受间接蒸汽加热，塔底产品经冷却后送至储罐。其中由于蒸馏过程的原理是屡次进展局部汽化和冷凝，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，筛板塔塔板上开有很多均布的筛孔，孔径一般为38mm，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
7、主要优点有：() 构造比浮阀塔更简洁，易于加工，造价约为泡罩塔的 60，为浮阀塔的 80左右。() 处理力量大，比同塔径的泡罩塔可增加 1015。() 塔板效率高，比泡罩塔高 15左右。() 压降较低，每板压力比泡罩塔约低 30左右。筛板塔的缺点是：() 塔板安装的水平度要求较高，否则气液接触不匀。() 操作弹性较小(约 23)。() 小孔筛板简洁堵塞。以下图是板式塔的简单图：5苯-甲苯连续精馏筛板塔的设计表 1 苯和甲苯的物理性质工程分子式分子量 M沸点临界温度 tC苯 A甲苯 BC H6 6C H CH78.1192.1380.1110.6288.5318.57临界压强 PCkPa6833
8、.44107.76 53温度 0 C80.1859095100105110.6240.0表 2 苯和甲苯的饱和蒸汽压P 0 ,kPaA101.33116.9135.5155.7179.2204.2P 0 ，kPa40.046.054.063.374.386.0B表 3常温下苯甲苯气液平衡数据2： P8例 11 附表 2温度 0 C80.1859095100105液相中苯的摩尔分率1.0000.7800.5810.4120.2580.130汽相中苯的摩尔分率1.0000.9000.7770.6300.4560.262表 4 纯组分的外表张力(1： P附录图7)378温度8090100110120
9、苯，mN/m21.22018.817.516.2甲苯，Mn/m21.720.619.518.417.36 苯-甲苯连续精馏筛板塔的设计表 5 组分的液相密度(1： P附录图 8)382温度()8090100110120苯,kg/ m8143805791778763甲苯,kg/ m8093801791780768表 6 液体粘度 L1： P365温度()8090100110120苯mP .sa0.3080.2790.2550.2330.215甲苯mPa.s 0.3110.2860.2640.2540.228表 7 常压下苯甲苯的气液平衡数据温度 t液相中苯的摩尔分率x气相中苯的摩尔分率y110.
10、560.000.00109.911.002.50108.793.007.11107.615.0011.2105.0510.020.8102.7915.029.4100.7520.037.298.8425.044.297.1330.050.795.5835.056.694.0940.061.992.6945.066.791.4050.071.390.1155.075.580.8060.079.187.6365.082.586.5270.085.785.4475.088.584.4080.091.283.3385.093.682.2590.095.981.1195.098.080.6697.098
11、.880.2199.099.6180.01100.0100.01.2 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7 苯-甲苯连续精馏筛板塔的设计甲苯的摩尔质量 MB= 92 .13 kg / kmol0 .75 / 78 .11x=F0 .75 / 78 .11 + 0 .25 / 92 .13 0 .98 / 78 .11x=D0 .98 / 78 .11 + 0 .02 / 92 .130 .085 / 78 .11x= 0 .780= 0 .983= 0 .099W0 .085 / 78 .11 + 0 .915 / 92 .13（2） 原料液及塔顶、塔底产品的
12、平均摩尔质量M= 0 .780 78 .11 + (1 - 0 .780 ) 92 .1 3 = 81 .2 0 (kg / kmol )FM= 0 .983 78 .11 + (1 - 0 .983 ) 92 .1 3 = 78.4 0 (kg / kmol )DM= 0 .099 78 .11 + (1 - 0 .099 ) 92 .1 3 = 90.73(kg/ kmol )W（3） 物料衡算原料处理量90000000F =81 .20 310 24= 1 .49 10 2 ( kmol / h )总物料衡算 D + W = 1 .49 10 2苯物料衡算 0 .780 F = 0 .9
13、83 D + 0 .099 W联立解得D = 1.19 10 2 kmol/hW = 0.30 10 2 kmol/h式中 F原料液流量D塔顶产品量W塔底产品量3 塔板数确实定（1） 理论板层数 NT 的求取苯一甲苯属抱负物系，可采逐板计算求理论板层数。求最小回流比及操作回流比。 承受恩特伍德方程求最小回流比。 a ( xi)D ,im = R+1a - Qmi解得，最小回流比Rm = 0 .73a ( x)iF ,i=1- qa - Qi8 苯-甲苯连续精馏筛板塔的设计取操作回流比为R = 1 .8 Rm= 1 .31求精馏塔的气、液相负荷L = RD = 1 .31 119 = 155 .
14、89 ( kmol / h )V = ( R + 1) D = (1 .3 1 + 1) 119 = 274 .8 9 ( kmol/h )V ” = ( R + 1) D - (1 - q ) F = 2 .31 119 = 274 .89 ( kmol / h )(泡点进料：q=1)L” = RD + qF = 1 .31 119 + 1 149 = 304 .89 ( kmol / h )求操作线方程精馏段操作线方程为yn +1= Rx R + 1n x+ DR + 1= 0 .567 xn+ 0 .426提馏段操作线方程为yn +1= L”V ”Wxx+W nV ”= 1 .109 x
15、n- 0 .011（2） 逐板法求理论板又依据Rm in 1x=Da - 1xF- a (1 - x )可解得=2.47da1 - xf相平衡方程 a xy =2.475 x解得1 + (a - 1) x1 + 1.475 x 2 .47 xy =1 + 1 .47 x变形得 yx =2 .47 - 1 .47 y用精馏段操作线和相平衡方程进展逐板计算y= x= 0.983 ， x=y1=0.959y11D1y + a (1 - y )y111+ 2.475(1 - y )19苯-甲苯连续精馏筛板塔的设计y= 0 .567 x21+ 0 .426 = 0 .970 ，x 2 =y2 .47 -
16、 1 .47 y= 0 .9 5 9y= 0 .567 x32+ 0 .426 = 0 .953 ， yx=32.47 - 1.47 y3= 0 .8 9 1y= 0 .567 x43+ 0 .426 = 0 .931 ，x 4 =y= 0.845 2.47 - 1.47 y4y= 0 .567 x54+ 0 .426 = 0 .905 ， yx=52 .47 - 1 .47 y5= 0 .795y= 0 .567 x65+ 0 .426 = 0 .877 ，yx=62 .47 - 1 .47 y6= 0 .742由于,x= 0 .742 x= 0 .7806F故精馏段理论板 n=5，用提留段
17、操作线和相平衡方程连续逐板计算y= 0 .567 x76x+ 0 .426 = 0 .811 ， 7=y= 0 .635 2 .47 - 1 .47 y7y= 0 .567 x87+ 0 .426 = 0 .693 yx=，82 .47 - 1 .47 y8= 0 .478y= 0 .567 x98+ 0 .426 = 0 .519 yx=，92 .47 - 1 .47 y9= 0 .304y= 0 .567 x109x+ 0 .426 = 0 .326 ， 10=y2 .47 - 1 .47 y10= 0 .16410 苯-甲苯连续精馏筛板塔的设计y= 0 .567 x1110x=+ 0 .
18、426 = 0 .171 ， 11y2 .47 - 1 .47 y11= 0 .077由于，x= 0 .077 x11W= 0 .099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，m= 0 .272 ( mPa s )m= 0 .279 ( mPa s )AB平均粘度由公式，得m= 0 .780 0 .272 + 0 .22 0 .279 = 0 .274 ( mPa s )m全塔效率 ETE= 0 .17 - 0 .616 lg mTm= 0
19、.17 - 0 .616 lg 0 .274 = 0 .516（4） 求实际板数精馏段实际板层数5N=精0 .5 16= 9 .6 9 10块提馏段实际板层数5N=提0 .5 16= 9 .6 9 10块进料板在第 11 块板。11苯-甲苯连续精馏筛板塔的设计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 P4+101.3 kPa每层塔板压降 P0.7 kPa进料板压力 PF105.3+0.710112.2 kPa塔底操作压力 Pw=119.3kPa精馏段平均压力 P m1 105.3+112.32108.8 kPa提馏段平均压力 P m2 =112.3+119.
20、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t D = 80 .9 0 进料板温度tF85.53塔底温度tw=105.0精馏段平均温度tm= 80.9.+85.53/2 = 83.24提馏段平均温度tm=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 xD=y1=0.957,代入相平衡方程得 x1=0.959M= 0 .959 78 .11 + (1 - 0 .959 ) 92 .13 = 78 .69 ( kg / kmo
21、l )L , D mMV , D m= 0 .983 78 .11 + (1 - 0 .983 ) 92 .13 = 78 .35 ( kg / kmol )进料板平均摩尔质量计算12苯-甲苯连续精馏筛板塔的设计由上面理论板的算法，得 yF0.877， xF0.742MV , F m= 0 .877 78 .11 + (1 - 0 .877 ) 92 .13 = 79 .83 ( kg / kmol )ML , F m= 0 .742 78 .11 + (1 - 0 .742 ) 92 .13 = 81 .73 ( kg / kmol )塔底平均摩尔质量计算由 xw=0.077,由相平衡方程，
22、得 yw=0.171MV ,W m= 0 .171 78 .11 + (1 - 0 .171 ) 92 .13 = 89 .74 ( kg / kmol )ML ,W m= 0 .077 78 .11 + (1 - 0 .077 ) 92 .13 = 91 .05 ( kg / kmol )精馏段平均摩尔质量78 .35 + 79 .83M=V m278 .69 + 81 .73M=L m2= 79 .09 ( kg / kmol )= 80 .21 ( kg / kmol )提馏段平均摩尔质量79 .83 + 89 .74M=V m2= 84 .79 ( kg / kmol )M= 81 .
23、73 + 91 .05 = 86 .39 ( kg / kmol )L m2（4） 平均密度计算气相平均密度计算由抱负气体状态方程计算，精馏段的平均气相密度即r= PV M VmRTm=108 .8 79 .098 .314 (83 .24 + 273 .15 )= 2 .90 ( kg / m 3 )提馏段的平均气相密度13 苯-甲苯连续精馏筛板塔的设计=r ,= PV 115 .8 84 .79M= 3 .21 ( kg / m 3 )VmRTm8 .314 (95027+ 273 .15 )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 80.94，查手册得Dr=
24、 814 .0 ( kg / m 3 ); rAB= 809 .1( kg / m 3 )塔顶液相的质量分率求得 aa= 0 .981rL , D m=0 .98814 .0+ 0 .02809 .1; 得rL , D m= 813 .9 kg / m 3进料板液相平均密度的计算由 t 85.53，查手册得Fr= 808 .6 ( kg / m 3 ); rAB= 804 .36 ( kg / m 3 )进料板液相的质量分率a=0 .742 78 .11= 0 .71A0 .742 78 .11 + (1 - 0 .742 ) 92 .131rL , D m=0 .71808 .86+0 .2
25、9804 .36; 得rL , F m= 807 .4 kg / m 3塔底液相平均密度的计算由 tw105.0，查手册得r= 786 .4 ( kg / m 3 ); rAB= 785 .3( kg / m 3 )塔底液相的质量分率0 .077 78 .11a=A0 .077 78 .11 + (1 - 0 .077 ) 92 .13= 0 .06614 苯-甲苯连续精馏筛板塔的设计1rL ,W m= 0 .066 +786 .40 .934785 .3; 得rL ,W m= 784 .9 kg / m 3精馏段液相平均密度为r= 813 .9 + 807 .4Lm2= 810 .6提馏段液
26、相平均密度为807 .4 + 784 .9r=Lm2= 796 .15 kg / m 3(5) 液体平均外表张力计算液相平均外表张力依下式计算，即塔顶液相平均外表张力的计算由 t 80.94，查手册得Ds= 21 .25 ( mN / m ); sAB= 21 .59 ( mN / m )sL , Dm= 0 .983 21 .25 + 0 .017 21 .59 = 21 .26 ( mN / m )进料板液相平均外表张力的计算由 t 85.53，查手册得Fs= 21 .60 ( mN / m ); sAB= 21 .08 ( mN / m )sL , Fm= 0 .742 20 .60 +
27、 0 .258 21 .08 = 20 .72 ( mN / m )塔底液相平均外表张力的计算由 t 105.0，查手册得Ws= 18 .26 ( mN / m ); sAB= 19 .18 ( mN / m )sL ,Wm= 0 .077 18 .26 + 0 .923 19 .18 = 21 .50 ( mN / m )精馏段液相平均外表张力为s= 21 .26 + 20 .72Lm2= 20 .99 ( mN / m )提馏段液相平均外表张力为s= 21 .50 + 20 .72Lm2= 21 .11 ( mN / m )(6) 液体平均粘度计算液相平均粘度依下式计算，即 Lm=xi i
28、塔顶液相平均粘度的计算由 t 80.94，查手册得Dm= 0 .305 ( mPa s ); mAB= 0 .309 ( mPa s )mL , Dm= 0 .983 0 .305 + 0 .017 0 .309 = 0 .311 ( mPa s )进料板液相平均粘度的计算15苯-甲苯连续精馏筛板塔的设计由 t 85.53，查手册得Fm= 0 .292 ( mPa s ); mAB= 0 .297 (mPa s )mL , Dm= 0 .742 0 .292 + 0 .258 0 .297 = 0 .294 ( mPa s )塔底液相平均粘度的计算由 tw105.0，查手册得m= 0 .244
29、 ( mPa s ); mAB= 0 .259 ( mPa s )mL , Dm= 0 .077 0 .244 + 0 .923 0 .259 = 0 .258 ( mPa s )精馏段液相平均粘度为mL , m= 0 .311 + 0 .2942= 0 .303 ( mPa s )提馏段液相平均粘度为mL , m= 0 .294 + 0 .2592= 0 .276 ( mPa s )7气液负荷计算精馏段：V = ( R + 1) D = (1 .31 + 1) 119 = 274 .89 (kmol / h )V MV=Vm=s3600 rVm274 .89 79 .093600 2 .90
30、= 2 .08 (m 3/ s )L = R D = 1 .31 119 = 155 .89 (kmol / h )提馏段：V ML=LmS3600 rLm= 155 .89 80 .213600 810 .6= 0 .0043 (m 3/ s )V = ( R + 1) D + (q - 1) F = (1 .31 + 1) 119 = 274 .89 (kmol / h )V MV=Vms3600 rVm= 274 .89 84 .793600 3 .21= 2 .02 (m 3/ s )L = R D + qF = 1 .31 119 + 149 = 304 .89 (kmol / h
31、)V ML=Lm=S3600 rLm304 .89 86 .393600 796 .15= 0 .0092 (m 3/ s )1.4 精馏塔的塔体工艺尺寸计算(1) 塔径的计算塔板间距 HT的选定很重要，它与塔高、塔径、物系性质、分别效率、塔的操作弹性，以及塔的安装、检修等都有关。可参照下表所示阅历关系选取。表 7 板间距与塔径关系塔径 D ，m0.30.50.50.80.81.61.62.42.44.0T板间距 H ，200300250350300450350600400600T16苯-甲苯连续精馏筛板塔的设计mm对精馏段：初选板间距 HT= 0.40 m ，取板上液层高度hL= 0 .06
32、 m ，故 H- hTL= 0.40 - 0.06 = 0.34 m ； L r 0 .5 0 .0043 810 .65 0 .5 V S r L = 2 .082 .9= 0 .0346S V =查史密斯关联图 得 C=0.070；依式 s 0 .220CC20 20 校正物系外表张力为20 .99 ( m N / m ) 时C = C s= 0.072 20.98 = 00.0077103720 20 20m= Cmax= 0 .0707rL- rVrV= 1 .1 8 0( m / s )810 .6 - 2 .902 .90可取安全系数为 0.7，则安全系数 0.60.8，故4VSp
33、mm = 0 .7 mD =max= 0 .7 1 .180 = 0 .826 ( m / s )4 2 .083 .14 0 .826= 1 .791 ( m )按标准,塔径圆整为 2.0m,则空塔气速 0.66m/s。对提馏段：初选板间距 HT= 0.40 m ，取板上液层高度hL= 0 .06 m ，11故； L r 200.00077157 783.4 2VH- h= 0.40 - 0.06 = 0.34 mTLS rLm = = 0.090S vm 1.37 2.90查2：图 38 得 C=0.068；依式 s 0 .2 =0.069P16520C = C20 20 校正物系外表张力
34、为19.58 mN / m 时m= Cmax= 0 .069= 1 .08 ( m / s )rL- rVrV796 .15 - 3 .213 .214VSpmm = 0 .7 mD =max= 0 .7 1 .08 = 0 .759 ( m / s )4 2 .023 .14 0 .759= 1 .84 ( m )按标准,塔径圆整为 2.0m,则空塔气速 1.56m/s。将精馏段和提溜段相比较可以知道二者的塔径不全都，依据塔径的选择规17苯-甲苯连续精馏筛板塔的设计定，对于相差不大的二塔径取二者中较大的，因此在设计塔的时候塔径取2.0m。1.5 塔板主要工艺尺寸的计算(1) 溢流装置计算精馏
35、段因塔径 D2.0m，可选用单溢流弓形降液管，承受平行受液盘。对精馏段各项计算如下：a) 溢流堰长lw：单溢流去 l =0.60.8D，取堰长W为 0.60D=0.602.0=1.20mlwb) 出口堰高h： hWW= h- hLOWl/ D = 0 .60 ,LhWl2 .5W= 0 .0043 36001 .2 2 .5= 9 .81查图可得， E = 1 .04，则2 .84 0 .0043 3600 2 / 3h= 1 .04 = 0 .016ow10001 .2故h w = 0 .06 - 0 .016 = 0 .044 ( m )c) 降液管的宽度Wd与降液管的面积 A：f由l/ D= 0 .66 查2：Pw170图 313得Wd/ D= 0 .124 ，A/ AfT= 0 .0722故 W= 0.124 D = 0.124 1.6 = 0.198 m ，dA= 0.0722 pf4D 2 = 0.07223.144 1.6 2= 0.1452 m 2利用(2： P170式 310)计算液体在降液管中停留时间以检验降液管面积，即t= A f H T= 0.1452 0.40= 15.70 s 大于 5s，符合要求L0.0037