1、Xx 學 院化工原理課程設計題 目 分離苯-甲苯篩板精餾塔的設計 系 （院） 化學與化工系 專 業應用化工技術班 級2021級5班 學生姓名學 號指導教師職 稱2021年6 月 6日設計任務書(一) 設計題目試設計一座苯甲苯連續精餾塔，要求年產純度為 97%的苯 7萬噸/年，塔頂餾出液中含苯不得低于 97% ，塔釜餾出液中含苯不得高于 2%，原料液中含苯 40% 。（以上均為質量分數）(二) 操作條件1) 塔頂壓力 常壓 2) 進料熱狀態 自選 3) 回流比 自選 4) 塔底加熱蒸氣壓力 0.5Mpa（表壓） 5) 單板壓降 0.7kPa (三) 塔板類型自選(四) 工作日每年工作日為300天

2、，每天24小時連續運行(7200小時)。(五) 設計說明書的內容1. 設計內容(1) 流程和工藝條件的確定和說明(2) 操作條件和基礎數據(3) 精餾塔的物料衡算； (4) 塔板數的確定； (5) 精餾塔的工藝條件及有關物性數據的計算； (6) 精餾塔的塔體工藝尺寸計算； (7) 塔板主要工藝尺寸的計算； (8) 塔板的流體力學驗算； (9) 塔板負荷性能圖； (10)主要工藝接管尺寸的計算和選取（進料管、回流管、釜液出口管、塔頂蒸汽管、人孔等）(11) 塔板主要結構參數表(12) 對設計過程的評述和有關問題的討論。2. 設計圖紙要求： 1) 繪制生產工藝流程圖（A3號圖紙）； 2) 繪制精餾

3、塔設計條件圖（A3號圖紙）。目錄1. 流程和工藝條件的確定和說明12. 操作條件和基礎數據12.1. 操作條件12.2. 基礎數據13. 精餾塔的物料衡算13.1. 原料液及塔頂、塔頂產品的摩爾分率13.2. 原料液及塔頂、塔底產品的平均摩爾質量23.3. 物料衡算24. 塔板數的確定24.1. 理論塔板層數NT的求取24.1.1. 繪t-x-y圖和x-y圖24.1.2.最小回流比及操作回流比的確定44.1.3.精餾塔氣、液相負荷的確定44.1.4. 求操作線方程44.1.5. 圖解法求理論板層數44.2. 實際塔板數的求取45. 精餾塔的工藝條件及有關物性的計算45.1. 操作壓力計算55.

4、2. 操作溫度計算55.3. 平均摩爾質量計算55.4.平均密度計算55.4.1. 氣相平均密度計算55.4.2. 液相平均密度計算65.5. 液體平均表面張力計算65.6.液體平均黏度計算75.7. 全塔效率計算75.7.1. 全塔液相平均粘度計算75.7.2. 全塔平均相對揮發度計算85.7.3. 全塔效率的計算86. 精餾塔的塔體工藝尺寸計算86.1. 塔徑的計算86.2. 精餾塔有效高度的計算97. 塔板主要工藝尺寸的計算107.1. 溢流裝置計算107.1.1. 堰長lW107.1.2. 溢流堰高度hW107.1.3. 弓形降液管寬度Wd和截面積Af107.1.4. 降液管底隙高度h

5、0117.2. 塔板布置117.2.1. 塔板分布117.2.2. 邊緣區寬度確定117.2.3. 開孔區面積計算117.2.4. 篩孔計算及其排列118. 篩板的流體力學驗算128.1. 塔板壓降128.1.1. 干板阻力hc計算128.1.2. 氣體通過液層的阻力h1計算128.1.3. 液體表面張力的阻力h計算128.2. 液面落差138.3. 液沫夾帶138.4. 漏液148.5. 液泛149. 塔板負荷性能圖149.1. 漏液線149.2. 液沫夾帶線159.3. 液相負荷下限線169.4.液相負荷上限線169.5.液泛線1610. 主要工藝接管尺寸的計算和選取1810.1. 塔頂蒸

6、氣出口管的直徑dV1810.2. 回流管的直徑dR1910.3. 進料管的直徑dF1910.4. 塔底出料管的直徑dW1911. 塔板主要結構參數表1912. 設計實驗評論2013.收獲與致謝2114.參考文獻2115.附圖（工藝流程簡圖、主體設備設計條件圖）211. 流程和工藝條件的確定和說明本設計任務為分離苯甲苯混合物。對于二元混合物的分離，應采用連續精餾流程。設計中采用泡點進料，將原料液通過預熱器加熱至泡點后送入精餾塔內。塔頂上升蒸氣采用全凝器冷凝，冷凝液在泡點下一部分回流至塔內，其余部分經產品冷凝冷卻后送至儲罐。該物系屬易分離物系，最小回流比較小，故操作回流比取最小回流比的1.4倍。塔

7、釜采用間接蒸汽加熱，塔底產品經冷卻后送至儲罐。2. 操作條件和基礎數據2.1. 操作條件塔頂壓力 常壓 101.325kPa進料熱狀態 泡點進料 回流比 1.6倍 塔底加熱蒸氣壓力 0.5Mpa（表壓） 單板壓降 0.7kPa。2.2. 基礎數據進料中苯含量（質量分數） 40%塔頂苯含量（質量分數） 97%塔釜苯含量（質量分數） 2%生產能力（萬噸/年） 9.73. 精餾塔的物料衡算3.1. 原料液及塔頂、塔頂產品的摩爾分率苯的摩爾質量 MA=78.11 kg/kmol甲苯的摩爾質量 MB=92.13 kg/kmolxF=0.440xD=0.974xW=0.0243.2. 原料液及塔頂、塔底產

8、品的平均摩爾質量MF= 0.440×78.11+（1-0.440）×92.13=85.96kg/kmolMD= 0.974×78.11+（1-0.974）×92.13=78.47 kg/kmolMW= 0.024×78.11+（1-0.024）×92.13=91.79 kg/kmol3.3. 物料衡算生產能力F=113.10 kmol/h總物料衡算 113.10=D+W苯物料衡算 113.10×0.440=0.974D+0.02W聯立解得 D=49.79 kmol/h W=63.31kmol/h4. 塔板數的確定4.1. 理

9、論塔板層數NT的求取苯甲苯屬理想物系，可采用圖解法求理論板層數。4.1.1. 繪t-x-y圖和x-y圖由手冊1查的甲醇-水物系的氣液平衡數據表一 苯甲苯氣液平衡苯（101.3KPa）/%（mol）沸點/110.56105.71101.7898.2595.2492.43氣相組成0.020.837.250.761.971.3液相組成0.010.020.030.040.050.0沸點/89.8287.3284.9782.6181.2480.01氣相組成79.185.791.295.998.0100.0液相組成60.070.080.090.095.0100.0由上數據可繪出和t-x-y圖和x-y圖。圖

10、一圖二4.1.2.最小回流比及操作回流比的確定采用作圖法求最小回流比。因為是泡點進料，則xF =xq，在圖二中對角線上，自點（0.440，0.440）作垂線即為進料線（q線），該線與平衡線的交點坐標為yq= 0.660 xq=0.440故最小回流比為Rmin=1.427則操作回流比為 R= 1.6Rmin =1.6×1.427=2.2834.1.3.精餾塔氣、液相負荷的確定L=RD=2.283×49.79=113.67kmol/hV=(R+1)D=（2.283+1）×49.79=163.46 kmol/hL=L+F=113.67+113.10=226.77 kmo

11、l/hV=V=163.46 kmol/h4.1.4. 求操作線方程相平衡方程精餾段操作線方程為提餾段操作線方程為4.1.5. 求理論板層數1)采用圖解法求理論板層數，如圖二所示。求解結果為總理論塔板數 NT=14（包括再沸器）進料板位置 NF=72) 逐板計算求理論塔板數xyxy10.9380.97490.2800.49020.8830.949100.1980.37930.8060.911110.1270.26540.7080.857120.0750.16750.6020.789130.0410.09560.5040.715140.0200.04870.4260.64780.3600.582x

12、7<xq 換提餾段方程逐板計算 進料板在NF=7x14<xw 總理論塔板數NT=144.2. 實際塔板數的求取全塔效率假設0.54塔內實際板數 N=(14-1)/0.54=24實際進料板位置 Nm=NR+1=14精餾段實際板層數 N精=7/0.54=13提餾段實際板層數 N提=6/0.54=115. 精餾塔的工藝條件及有關物性的計算5.1. 操作壓力計算塔頂操作壓力 PD=101.325 kPa每層塔板壓降 P=0.70 kPa進料板壓力 PF=101.325+0.70×13=110.43kPa精餾段平均壓力 Pm=(101.325+110.43) / 2=105.88

13、kPa5.2. 操作溫度計算1）由圖二得出塔頂溫度 tD=80.7ºC進料板溫度 tF=94.6ºC精餾段平均溫度 tm=（80.7+94.6）/2=87.65ºC2）示差法計算 依據操作壓力，由泡點方程通過試差法計算出泡點溫度，其中苯、甲苯的飽和蒸氣壓由安托尼方程計算，計算過程略。計算結果如下： 塔頂溫度tD80.7進料板溫度 tF94.6精餾段平均溫度 tm（80.794.6）/2 = 87.655.3.平均摩爾質量計算1）塔頂平均摩爾質量計算由xD=y1=0.974，逐板計算得 x1=0.938 MVDm=0.974×78.11+（1-0.974）

14、×92.13=78.47 kg/kmolMLDm= 0.938×78.11+（1-0.938）×92.13=78.98 kg/kmol2）進料板平均摩爾質量計算由逐板計算解理論板，得 yF=0.647 xF=0.426MVFm=0.647×78.11+（1-0.647）×92.13= 83.06 kg/kmol MLFm=0.426×78.11+（1-0.426）×92.13= 86.16 kg/kmol3）精餾段平均摩爾質量MVm=（78.47+83.06）/2=81.77 kg/kmolMLm=（78.98+86.16）

15、/2=82.57 kg/kmol5.4.平均密度計算5.4.1. 氣相平均密度計算由理想氣體狀態方程計算，即Vm=kg/m35.4.2. 液相平均密度計算液相平均密度依下式計算，即1/Lm=塔頂液相平均密度的計算有tD=80.7ºC，查手冊2得A=814.2kg/m3B=809.4 kg/m3LDm= kg/m3進料板液相平均密度計算有tF=94.6ºC，查手冊2得A=798.1 kg/m3B=796.0kg/m3進料板液相的質量分率A=LFm= kg/m3精餾段液相平均密度為Lm=（814.08+796.69）/2=805.39 kg/m35.5. 液體平均表面張力計算液

16、相平均表面張力依下式計算，即塔頂液相平均表面張力的計算有tD=80.7ºC，查手冊2得A=21.30 mN/m B=21.50 mN/mLDm=0.974×21.30+0.026×21.50=21.31 mN/m進料板液相平均表面張力的計算有tF=94.6ºC，查手冊2得A=19.60 mN/m B=20.54 mN/mLFm=0.360×19.60+0.640×20.54=20.20 mN/m精餾段液相平均表面張力為Lm= （21.31+20.20）/2=20.26 mN/m5.6.液體平均黏度計算液相平均粘度依下式計算，即塔頂液相

17、平均粘度的計算由tD=80.7 ºC，查手冊2得A=0.315 mPa·s B=0.319 mPa·s解出LDm=0.315mPa·s 進料板液相平均粘度的計算由tF=94.6 ºC，查手冊2得A=0.271 mPa·sB=0.277 mPa·s解出LFm=0.275mPa·s 精餾段液相平均粘度為Lm=（0.315+0.275）/2=0.2955.7. 全塔效率計算5.7.1. 全塔液相平均粘度計算塔頂液相平均粘度為 LDm=0.315mPa·s 塔釜液相平均粘度的計算由tW=117.2ºC，

18、查手冊2得A=0.22 mPa·s B=0.24 mPa·s解出LWm=0.24mPa·s 全塔液相平均粘度為L=（0.315+0.24）/2=0.28 mPa·s5.7.2. 全塔平均相對揮發度計算相對揮發度依下式計算，即（理想溶液）塔頂相對揮發度的計算由tD=80.7ºC，查手冊2得PA°=105.53KPa PB°=40 KPa由tW=117.2 ºC，查手冊2得PA°=250 KPa PB°=100.60 KPa全塔相對揮發度為5.7.3. 全塔效率的計算查精餾塔全塔效率關聯圖3得全塔效

19、率E0'=0.50篩板塔校正值為1.1故E0=1.1E0'=1.1×0.50=0.55 與假定值相當接近，計算正確。6. 精餾塔的塔體工藝尺寸計算6.1. 塔徑的計算精餾段的氣、液相體積流率為m3/sm3/s由 umax=式中C=0.2，查手冊史密斯關聯圖4其中橫坐標為=0.042取板間距HT=0.45 m，板上液層高度hL=0.08m,則HT-hL=0.45-0.08=0.37m查史密斯關聯圖可得 C20=0.082C=0.2=0.082×=0.0822umax=0.0823×=1.379m/s取安全系數為0.7，則空塔氣速為u= 0.7umax

20、=0.70×1.379=0.965m/sD=1.303 m按標準塔徑圓整后為 D=0.80 m塔截面積為AT=m2實際空塔氣速為u=0.836 m/s6.2. 精餾塔有效高度的計算精餾段有效高度為Z精=(N精-1)×HT=(13-1)×0.45=5.4 m提餾段有效高度為Z提=(N提-1)×HT=(11-1)×0.45=4.50 m在進料板上方開一個人孔，其高度為1.4 m則精餾塔的有效高度為 Z= Z精+ Z提 +1.40=5.4+4.5+1.4=11.30 m7. 塔板主要工藝尺寸的計算7.1. 溢流裝置計算因塔徑D=1.40 m，選用單溢

21、流弓形降液管，采用凹形受液盤。各項計算如下：7.1.1. 堰長lW取 lW=0.726D=0.726×1.4 =1.016 m7.1.2. 溢流堰高度hW由 hW=hL-hOW選用平直堰，堰上液層高度hOW=2/3 hOW=0.0148m取板上請液層高度 hL=0.08m則 hW=hL-hOW=0.08-0.0148=0.0652m 符合加壓情況下4080mm的范圍7.1.3. 弓形降液管寬度Wd和截面積Af由 lW/D=0.726查手冊弓形降液管的參數圖4得則 Af=0.154 m2=0.224 m驗算液體在降液管中停留時間，即=21.39 s > 5 s故降液管設計合理7.

22、1.4. 降液管底隙高度h0取 u0=0.06 m/s則 =0.0531m 符合小塔徑h0不小于25mm的要求。 hW-h0=0.0652-0.0531=0.0121m0.006m故降液管底隙高度設計合理。選用凹形受液盤，深度=70mm7.2. 塔板布置7.2.1. 塔板分布因D=1.40m，所以采用分塊式。查手冊4得，塔板分為3塊。7.2.2. 邊緣區寬度確定取安定區0.075m，邊緣區Wc=0.06m。7.2.3. 開孔區面積計算開孔區面積Aa按下式計算，其中 x=-(0.224+0.75)=0.401m r=-0.06=0.64m則 Aa=0.1.016 m27.2.4. 篩孔計算及其排

23、列苯甲苯體系處理的物系無腐蝕性，選用=3mm碳鋼板，取篩孔直徑d0=5mm。篩孔按正三角排列，取孔中心距t為 t=2.5 d0=2.5×5=12.5mm篩孔數目n為n=7530個開孔率為=0.907（）2=0.907=14.51%氣體通過閥孔的氣速為u0=m/s8. 篩板的流體力學驗算8.1. 塔板壓降8.1.1. 干板壓降hd計算干板壓降可由下式計算，hd=由d0/=5/3=1.67，查手冊干篩孔的流量系數圖4，可得孔流系數C0=0.78故 hd=m液柱8.1.2. 氣體通過液層的阻力hL計算ua=m/sFa=kg1/2/（s·m1/2）查手冊充氣系數關聯圖4可得=0.5

24、8則 hL=(hw+how)=0.59（0.0652+0.0148）=0.045m液柱8.1.3. 液體表面張力的阻力h計算液體表面張力所產生的阻力h由下式計算h=m液柱氣體通過每層塔板的液柱高度hp由下式得hp= h1+ h+ hc=0.023+0.047+0.0021=0.0721m液柱氣體通過每層塔板的壓降為Pp= hpg=0.0721×805.39×9.81=569.65 Pa<700Pa（設計允許值）8.2. 液面落差液面落差由下式計算平均液流寬度m塔板上鼓泡層高度m內外堰間距離m液相流量=0.00324 m3/s故 m/0.05=0.016<0.5所

25、以液面落差符合要求8.3. 液沫夾帶液沫夾帶量由下式計算hf=2.5hL=2.5×0.047=0.1175則 kg液/kg氣<0.1 kg液/kg氣所以本設計中液沫夾帶ev在允許范圍內。8.4. 漏液對篩板塔，漏液點氣速u0，min由下式算得=5.65 m/s實際孔速u0=8.72m/s>u0，min 計算正確穩定系數為故在本設計中無明顯漏液。8.5. 液泛為防止塔內發生液泛，降液管內液層Hd高應服從下式苯甲苯物系屬一般物系，取=0.5，則=0.5（0.45+0.0652）=0.26m又 Hd=hp+ hL+ hd板上不設計進口堰，hd可由下式算得 m液柱Hd = 0.0

26、711+0.047+0.0096=0.121m液柱則 所以本設計中不會發生液泛現象。9. 塔板負荷性能圖9.1. 漏液線由 u0，min=hL=hOW +hWhOW=2/3得 =4.4×0.78×1.016×0.1451×整理得=在操作范圍內，任取幾個Ls值，依上式計算出Vs值，計算結果如下表二。表二Ls，m3/s0.0050.010.0150.02Vs，m3/s1.0241.0751.1151.151由上表作出漏液線1。9.2. 液沫夾帶線以ev=0.1 kg液/kg氣為限，求Vs-Ls關系如下：由 ua=hf=2.5hL=2.5（hOW +hW）hW

27、=0.0652hOW=故 hf=0.163+1.65Ls2/3HThf=0.45（0.163+1.65Ls2/3 ）=0.2871.65Ls2/3=0.1整理得 在操作范圍內，任取幾個Ls值，依上式計算出Vs值，計算結果如下表三。表三Ls，m3/s0.0050.0100.0150.02Vs，m3/s2.0711.8251.6191.435由上表可作出液沫夾帶線2。9.3. 液相負荷下限線對于平直堰，取堰上液層高度hOW=0.006m作為最小液體負荷標準。由下式 hOW=2/3=0.006取E=1，則Ls，min= m3/s則可以作出與氣體流量無關的垂直液相負荷下限線3。9.4.液相負荷上限線以

28、=4s作為液體在降液管中停留時間的下限，由下式=4得 Ls，max= m3/s據此可作出與氣體流量無關的垂直液相負荷上限線4。9.5.液泛線令 由 Hd=hp+ hL+ hd；hp= h1+ h+ hc；h1=hL；hL=hOW +hW聯立得忽略h，將hOW與Ls，hd與Ls，hc與Vs的關系代入上式，并整理得式中將有關數據代入，得則 即 在操作范圍內，任取幾個Ls值，依上式計算出Vs值，計算結果如下表四。表四Ls，m3/s0.0050.0100.0150.020Vs，m3/s2.4412.0881.6691.066由上表數據可以作出液泛線5.根據以上各線方程，可以作出篩板塔的負荷性能圖，如下

29、：在負荷性能圖上，作出操作點A，連接OA，即作出操作線。由圖可知，改篩板的操作上限為液泛控制，下限為漏液控制。由圖得=1.02 m3/s =2.07 m3/s則操作彈性為/=2.0310. 主要工藝接管尺寸的計算和選取10.1. 塔頂蒸氣出口管的直徑dV操作壓力為常壓時，蒸氣導管中常用流速為1220 m/s，蒸氣管的直徑為 ，其中dV-塔頂蒸氣導管內徑m   Vs-塔頂蒸氣量m3/s，取uv=15.00 m/s，則m 故選取接管外徑×厚度 630×20mm10.2. 回流管的直徑dR塔頂冷凝器械安裝在塔頂平臺時，回流液靠重力自流入塔內，流速uR可取0.2

30、0.5 m/s。取uR=0.3 m/s，則m故選取接管外徑×厚度25×2mm 10.3. 進料管的直徑dF采用高位槽送料入塔，料液速度可取uF=0.40.8 m/s，取料液速度uF= 0.5 m/s，則m 故選取接管外徑×厚度219×14mm 10.4. 塔底出料管的直徑dW一般可取塔底出料管的料液流速UW為0.51.5 m/s，循環式再沸器取1.01.5 m/s(本設計取塔底出料管的料液流速UW為0.8 m/s)則m接管外徑×厚度133×5.5mm11. 塔板主要結構參數表表五.篩板塔設計計算結果序號 

31、       項目數值1平均溫度 tm         87.65 2平均壓力 Pm kPa 105.883氣相流量 Vs m3/s 1.2864液相流量 Ls m3/s0.003245實際塔板數 246有效段高度 Z m 11.307精餾塔塔徑 m1.48板間距 m 0.459溢流形式單溢流10降液管形式弓形11堰長 m1.01612堰高 m0.062513板上液層高度 m0.08014堰上液層高度 m0.014815降液管底隙高度 m0.05316安定區寬度 m 

32、;0.07517邊緣區寬度 m 0.06018開孔區面積 m21.01619篩孔直徑 m 0.00520篩孔數目 753021孔中心距 m0.012522開孔率 14.5023空塔氣速 m/s 1.3624篩孔氣速 m/s8.7225穩定系數1.54326精餾段每層塔板壓降 Pa569.6527負荷上限 液泛控制28負荷下限漏液控制29液沫夾帶 ev (0.1kg液/kg氣)0.007230液相負荷上限 m3/s0.00086731液相負荷下限 m3/s 0.017332操作彈性2.0312. 設計實驗評論苯是由煤干餾、石油催化裂解、催化重整得到，常含有芳香族同系物、噻吩及飽和烴等，常采取精餾的方法分離提純苯。苯為無色透明液體，有芳香族特有的氣味，難用于水。苯的危險特性屬第3.