化工原理课程设计–––––板式精馏塔的设计姓名单素民班级 1114071学号 *********指导老师刘丽华河南城建学院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）所学知识，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养学生能力的重要作用。
通过课程设计，要求更加熟悉工程设计的基本内容，掌握化工单元操作设计的主要程序及方法，锻炼和提高学生综合运用理论知识和技能的能力，问题分析能力，思考问题能力，计算能力等。
精馏是分离液体混合物（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。
精馏过程在能量剂驱动下（有时加质量剂），使气液两相多次直接接触和分离，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离。
根据生产上的不同要求，精馏操作可以是连续的或间歇的，有些特殊的物系还可采用衡沸精馏或萃取精馏等特殊方法进行分离。
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离易挥发的苯和不易挥发的甲苯，采用连续操作方式，需设计一板式塔将其分离。
目录一、化工原理课程设计任书 (3)二、设计计算 (3)1.设计方案的确定 (3)2.精馏塔的物料衡算 (3)3.塔板数的确定 (4)4.精馏塔的工艺条件及有关物性数据的计算 (8)5.精馏塔的塔体工艺尺寸计算 (10)6.塔板主要工艺尺寸的计算 (11)7.筛板的流体力学验算 (13)8.塔板负荷性能图 (15)9.接管尺寸确定 (30)二、个人总结 (32)三、参考书目 (33)（一）化工原理课程设计任务书板式精馏塔设计任务书一、设计题目：设计分离苯―甲苯连续精馏筛板塔二、设计任务及操作条件1、设计任务：物料处理量： 7万吨／年进料组成： 37％苯，苯-甲苯常温混合溶液（质量分率，下同）分离要求：塔顶产品组成苯≥95％塔底产品组成苯≤6%2、操作条件平均操作压力： 101.3 kPa平均操作温度：94℃回流比：自选单板压降： <=0.9 kPa工时：年开工时数7200小时化工原理课程设计三、设计方法和步骤：1、设计方案简介根据设计任务书所提供的条件和要求，通过对现有资料的分析对比，选定适宜的流程方案和设备类型，初步确定工艺流程。
对选定的工艺流程，主要设备的形式进行简要的论述。
2、主要设备工艺尺寸设计计算（1）收集基础数据（2）工艺流程的选择（3）做全塔的物料衡算（4）确定操作条件（5）确定回流比（6）理论板数与实际板数（7）确定冷凝器与再沸器的热负荷（8）初估冷凝器与再沸器的传热面积（9）塔径计算及板间距确定（10）堰及降液管的设计（11）塔板布置及筛板塔的主要结构参数（12）塔的水力学计算（13）塔板的负荷性能图（14）塔盘结构（15）塔高（16）精馏塔接管尺寸计算3、典型辅助设备选型与计算（略）包括典型辅助设备（换热器及流体输送机械）的主要工艺尺寸计算和设备型号规格的选定。
4、设计结果汇总5、工艺流程图及精馏塔工艺条件图6、设计评述四、参考资料《化工原理课程设计》天津大学化工原理教研室，柴诚敬刘国维李阿娜编；《化工原理》（第三版）化学工业出版社，谭天恩窦梅周明华等编；《化工容器及设备简明设计手册》化学工业出版社，贺匡国编；《化学工程手册》上卷化学工业出版社，化工部第六设计院编；《常用化工单元设备的设计》华东理工出版社。
二、设计计算1.设计方案的选定及基础数据的搜集本设计任务为分离苯一甲苯混合物。
由于对物料没有特殊的要求，可以在常压下操作。
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人精馏塔内。
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。
该物系属易分离物系，最小回流比较小，故操作回流比取最小回流比的2倍。
塔底设置再沸器采用间接蒸汽加热，塔底产品经冷却后送至储罐。
其中由于蒸馏过程的原理是多次进行部分汽化和冷凝，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，筛板塔塔板上开有许多均布的筛孔，孔径一般为3~8mm，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，它的主要优点有：(１) 结构比浮阀塔更简单，易于加工，造价约为泡罩塔的60％，为浮阀塔的80％左右。
(２) 处理能力大，比同塔径的泡罩塔可增加10～15％。
(３) 塔板效率高，比泡罩塔高15％左右。
(４) 压降较低，每板压力比泡罩塔约低30％左右。
筛板塔的缺点是：(１) 塔板安装的水平度要求较高，否则气液接触不匀。
(２) 操作弹性较小(约2～3)。
(３) 小孔筛板容易堵塞。
下图是板式塔的简略图表1 苯和甲苯的物理性质项目 分子式分子量M 沸点（℃） 临界温度t C（℃） 临界压强P C （kPa ） 苯A 甲苯BC 6H 6C 6H 5—CH 3 78.11 92.1380.1 110.6288.5 318.576833.4 4107.7表2 苯和甲苯的饱和蒸汽压温度C 080.1 85 90 95 100 105 110.6 0A P ,kPa 0B P ，kPa101.33 40.0116.9 46.0135.5 54.0155.7 63.3179.2 74.3204.2 86.0240.0表3 常温下苯—甲苯气液平衡数据（[2]：8P 例1—1附表2）温度C 080.1 85 90 95 100 105 110.6 液相中苯的摩尔分率 汽相中苯的摩尔分率1.0001.000 0.7800.900 0.5810.777 0.4120.630 0.258 0.4560.130 0.262 0 0表4 纯组分的表面张力([1]：378P 附录图7)温度 80 90 100 110 120 苯，mN/m21.22018.817.516.2甲苯，Mn/m 21.7 20.6 19.5 18.417.3 表5 组分的液相密度([1]：382P 附录图8) 温度(℃) 80 90 100 110 120 苯,kg/3m 甲苯,kg/3m 814 809 805801 791791778 780763 768 表6 液体粘度µL （[1]：365P ）温度(℃) 80 90 100 110 120 苯（mP a .s ）甲苯（mP a .s ） 0.3080.3110.279 0.2860.255 0.2640.233 0.2540.215 0.228表7常压下苯——甲苯的气液平衡数据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 甲苯的摩尔质量0.37/78.110.4090.37/78.110.63/92.13F x ==+ 0.9778.110.9570.9578.110.0592.13D x ==+0.0678.110.0070.0678.110.9492.13W x ==+（2）原料液及塔顶、塔底产品的平均摩尔质量0.40978.110.59192.1386.39F M kg kmol =⨯+⨯= 0.95778.110.04392.1378.71D M kg kmol =⨯+⨯= 0.07078.110.93092.1391.96W M kg kmol =⨯+⨯=（3）物料衡算原料处理量70000000121.5486.39*7200F kmol h ==总物料衡算 121.54=D ＋W苯物料衡算 121.54×0.409＝0.957D ＋0.070 W 联立解得 D ＝42.99 kmol ／h W=69.55 kmol ／h式中 F------原料液流量 D------塔顶产品量 W------塔底产品量3 塔板数的确定（1）理论板层数N T 的求取苯一甲苯属理想物系，可采用图解法求理论板层数。
①由手册查得苯一甲苯物系的气液平衡数据，绘出x ～y 图，见下图②求最小回流比及操作回流比。
采用作图法求最小回流比。
在上图中对角线上，自点e （0.409,0.409）作垂线ef 即为进料线(q 线)，该线与平衡线的交点坐标为q y ＝0.567 , q x ＝0.346故最小回流比为min 0.9570.5671.460.5670.346q q D qx y R y x --===--取操作回流比为min 2 2.92R R == ③求精馏塔的气、液相负荷2.9242.99125.53L R D =⨯=⨯=kmol h(1) 3.9242.99168.52V R D kmol h =+=⨯='(1)(1)(2.921)42.99168.52/V R D q F kmol h =+--=+⨯= (泡点进料：q=1) ' 2.9242.991121.53238.06/L RD qF kmol h =+=⨯+⨯=④求操作线方程 精馏段操作线方程为10.7490.244211D n n n x Ry x x R R +=+=+++ 提馏段操作线方程为 '1'' 1.4120.092m m w m L Wy x x x V V+=-=-（2）逐板法求理论板又根据min (1)1[]11d D F fx x R x x α-=-α-- 可解得 α=2.475 相平衡方程 2.4751(1)1 1.475x xy x xαα==+-+1D y x = = 0.957 1111111(1) 2.475(1)y y x y y y y ==+α-+-=0.901211110.7450.24420.915d x Ry x R R x =+++=+= 22220.813(1)y x y y ==+2.475- 320.7450.24420.850y x =+= 3333(1)y x y y ==+2.475-0.696430.7450.24420.763y x =+= 44440.565(1)y x y y ==+2.475-540.7450.24420.665y x =+= 55550.420(1)y x y y ==+2.475-650.7450.24420.557y x =+= 66660.337(1)y x y y ==+2.475-因为6x ＜f x 精馏段理论板 n=5'160.337x x == ''211.4120.0290.447y x =-=222''2''0.246(1)y x y y ==+2.475- ''321.4120.0290.318y x =-= 333''3''0.159(1)y x y y ==+2.475- ''431.43340.0330.195y x =-= 444''4''0.089(1)y x y y ==+2.475- ''541.4120.0290.097y x =-= 555''5''0.042(1)y x y y ==+2.475-<w x 所以提留段理论板 n=4全塔效率的计算（查表得各组分黏度1μ=0.269，2μ=0.277）12(1)0.4090.269(10.409)0.2770.274m F F x x μμμ=+-=⨯+-⨯=0.170.616lg T m E μ=-=0.170.616lg0.27452%-≈捷算法求理论板数min 11/ln {ln[()()]}19.89818.8981W D m D Wx x N x x α-=-=-=-由公式 0.5458270.5914220.002743/Y X X=-+min 2.92 1.460.3741 3.92R R X R --===+代入 Y=0.488 由min0.3165,102N N N N -==+min,1111/ln {ln[()()]}1 4.92551D FD Fx x N x x α-=-=≈-0.97410.241.14ln[()()]1 4.44510.9740.24-=-=≈-精馏段实际板层数5/0.52=9.6≈10, 提馏段实际板层数4/0.52=7.69≈8进料板在第11块板4 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D P ＝ 93.2 kPa塔底操作压力w P =109.4 kPa 每层塔板压降 △P ＝0.9 kPa进料板压力F P ＝93.2＋0.9×10＝102.2kPa精馏段平均压力 P m ＝（93.2＋102.2）／2＝97.7 kPa 提馏段平均压力P m =（109.4+102.2）/2 =105.8 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。