目录板式精馏塔设计任务书 (3)设计题目： (3)二、设计任务及操作条件 (3)三、设计内容： (3)一．概述 (5)1.1 精馏塔简介 (5)1.2 苯-甲苯混合物简介 (5)1.3 设计依据 (5)1.4 技术来源 (6)1.5 设计任务和要求 (6)二．设计方案选择 (6)2.1 塔形的选择 (6)2.2 操作条件的选择 (6)2．2.1 操作压力 (6)2.2.2 进料状态 (6)2.2.3 加热方式的选择 (7)三．计算过程 (7)3.1 相关工艺的计算 (7)3.1.1 原料液及塔顶、塔底产品的摩尔分率 (7)3.1.2 物料衡算 (8)3.1.3 最小回流比及操作回流比的确定 (8)3.1.4精馏塔的气、液相负荷和操作线方程 (9)3.1.5逐板法求理论塔板数 (10)3.1.6 全塔效率的估算 (11)3.1.7 实际板数的求取 (13)3.2 精馏塔的主题尺寸的计算 (13)3.2.1 精馏塔的物性计算 (13)3.2.2 塔径的计算 (15)3.2.3 精馏塔高度的计算 (17)3.3 塔板结构尺寸的计算 (18)3.3.1 溢流装置计算 (18)3.3.2塔板布置 (19)3.4 筛板的流体力学验算 (21)3.4.1 塔板压降 (21)3.4.2液面落差 (22)3.4.3液沫夹带 (22)3.4.4漏液 (22)3.4.5 液泛 (23)3.5 塔板负荷性能图 (23)3.5.1漏夜线 (23)3.5.2 液泛夹带线 (24)3.5.3 液相负荷下限线 (25)3.5.4 液相负荷上限线 (25)3.5.5 液泛线 (26)3.6 各接管尺寸的确定 (29)3.6.1 进料管 (29)3.6.2 釜残液出料管 (29)3.6.3 回流液管 (30)3.6.4塔顶上升蒸汽管 (30)四．符号说明 (30)五．总结和设计评述 (31)板式精馏塔设计任务书设计题目：苯―甲苯精馏分离板式塔设计二、设计任务及操作条件1、设计任务：生产能力（进料量） 5万吨／年操作周期 7200 小时／年进料组成 50％（质量分率，下同）塔顶产品组成 99％塔底产品组成 2%2、操作条件操作压力常压进料热状态泡点进料冷却水 20℃加热蒸汽 0.2MPa3、设备型式筛板塔4、厂址安徽省合肥市三、设计内容：1、概述2、设计方案的选择及流程说明3、塔板数的计算(板式塔)( 1 ) 物料衡算;( 2 ) 平衡数据和物料数据的计算或查阅;( 3 ) 回流比的选择;( 4 ) 理论板数和实际板数的计算;4、主要设备工艺尺寸设计( 1 ) 塔内气液负荷的计算;( 2 ) 塔径的计算;( 3 ) 塔板结构图设计和计算；( 4 )流体力学校核；( 5 )塔板负荷性能计算；( 6 )塔接管尺寸计算；( 7 )总塔高、总压降及接管尺寸的确定。

5、辅助设备选型与计算6、设计结果汇总7、工艺流程图及精馏塔装配图8、设计评述一．概述1.1 精馏塔简介精馏塔是一圆形筒体，塔内装有多层塔板或填料，塔中部适宜位置设有进料板。

两相在塔板上相互接触时，液相被加热，液相中易挥发组分向气相中转移；气相被部分冷凝，气相中难挥发组分向液相中转移，从而使混合物中的组分得到高程度的分离。

简单精馏中，只有一股进料，进料位置将塔分为精馏段和提馏段，而在塔顶和塔底分别引出一股产品。

精馏塔内，气、液两相的温度和压力自上而下逐渐增加，塔顶最低，塔底最高。

1.2 苯-甲苯混合物简介化工生产中所处理的原料，中间产物，粗产品几乎都是由若干组分组成的混合物，而且其中大部分都是均相物质。

生产中为了满足储存，运输，加工和使用的需求，时常需要将这些混合物分离为较纯净或几乎纯态的物质. 芳香族化合物是化工生产中的重要的原材料，而苯和甲苯是各有其重要作用。

苯是化工工业和医药工业的重要基本原料，可用来制备染料，树脂，农药，合成药物，合成橡胶，合成纤维和洗涤剂等等；甲苯不仅是有机化工合成的优良溶剂，而且可以合成异氰酸酯，甲酚等化工产品，同时也可以用来制造三硝基甲苯，苯甲酸，对苯二甲酸，防腐剂，染料，泡沫塑料，合成纤维等。

1.3 设计依据本设计依据《化工原理课程设计》的设计实例，对所提出的题目进行分析并做出理论计算。

1.4 技术来源目前，精馏塔的设计方法以严格的计算为主，也有一些简化的模型，但是严格的计算对于连续精馏塔时最常采用的。

1.5 设计任务和要求原料：苯～甲苯溶液，年产量时5万吨，苯含量：50%（质量分数），原料液的温度：泡点温度设计要求：塔顶产品组成99%（质量分数），塔底产品组成2%（质量分数）二．设计方案选择2.1 塔形的选择根据生产任务，若按年工作日300天，每天工作24小时，产品的流量是5555.56kg/h，因为苯～甲苯物系的黏度较小，流量较大，所以选用筛板塔，筛板塔结构简单，造价低，气体压降低，生产能力大。

2.2 操作条件的选择2．2.1 操作压力由于苯～甲苯物系对温度的依赖性不强，常压下是液态，为降低塔的操作费用，操作压力选为常压。

其中塔顶的压力为101.33kpa。

塔底的压力为101.33+N×0.7kpa2.2.2 进料状态蒸馏虽有五种进料状态，但是饱和进料是进料温度不受季节，气温变化和前段工序波动的影响，塔的操作比较容易控制；此外，饱和液体进料时的精馏段和提馏段的塔径相同，无论是设计计算还是实际加工制造，都比较容易，所以本次设计中采取饱和液体进料，将原料液通过预热液加热到泡点后送入到精馏塔。

2.2.3 加热方式的选择塔顶上升蒸汽采用全凝气冷凝，冷凝液在泡点的下一部分回流至塔内，塔釜采用间接加热，保证塔内足够的热量供应，塔底的产品冷却后送至储罐。

所以，设计方案确定：对于苯～甲苯二元混合物的分离，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到泡点后送入精馏塔内。

塔顶上升蒸汽采用全凝气冷凝，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送至储罐。

该物系属于易分离物系，最小回流比较小，故操作回流比取最小回流比的2倍。

塔釜采用间接蒸汽加热，塔底产品经冷却后送至储备。

三．计算过程3.1 相关工艺的计算3.1.1 原料液及塔顶、塔底产品的摩尔分率苯的摩尔质量 A M = 78.11 kg/kmol甲苯的摩尔质量 B M = 92.13 kg/kmolF x =13.92/5.011.78/5.011.78/5.0+=0.541 (公式3.1-1) D x =13.92/01.011.78/99.011.78/99.0+=0.992 w x =13.92/98.011.78/02.011.78/02.0+=0.024 原料液及塔顶、塔底产品的平均摩尔质量F M =0.541⨯78.11+（1-0.541）⨯92.13=84.55 kg/kmol (公式3.1-2)D M =0.992⨯78.11+ (1-0.992)⨯92.13=78.22 kg/kmolW M =0.024⨯78.11+(1-0.024)⨯92.13=91.79 kg/kmol由此可查得原料夜，塔顶和塔底混合物的沸点，以上计算结果见表3-1表3－13.1.2 物料衡算已年工作日为300天，每天工作24小时计，进料为：原物料处理量： F=55.847200/1057⨯=82.13 kmol/h (公式3.1-3) 总物料衡算： 82.13=D+W (公式3.1-4)苯的物料衡算： 82.13⨯0.541=D ⨯0.992+W ⨯0.024联立解得： D=43.86 kmol/hW=38.27 kmol/h3.1.3 最小回流比及操作回流比的确定由手册查得苯——甲苯物系的汽液平衡资料，绘出x —y 图（《化工原理》第三版，王志魁）苯—甲苯系在总压101.3kpa 下的t-x(y)关系表3-2Xq=0.541 代入图中方程得 yq=0.760(公式3.1-5)取操纵回流比是：R=2Rmin=2×1.06≈2 3.1.4精馏塔的气、液相负荷和操作线方程L =RD=2⨯43.86=87.72 kmol/hV =(R+1)D=3⨯43.86=131.58 kmol/hL '=L+F=87.72+82.13=169.85 kmol/hV '=V =131.58 kmol/h 精馏段操作线方程为y=V L x+VD D x ==0.667x+0.331 (公式3.1-6) 提馏段操作线方程为:06.1541.0760.0760.0992.0min =--=--=q q qD x y y x Ry '=V L ''x '-W x V W '=1.291x '-0.007 3.1.5逐板法求理论塔板数相对挥发度的求解：C t 08.80=时 查得：015.28.8079.220033.121103055.6lg =+-=θAp (公式3.1-8) kpa P A 53.103=θ601.18.80482.2198.134407954.6lg =+-=θB p kpa P B 91.39=θ594.2/001==∂B A P P同理得C t 03.108=时，kpa P A 51.225=θ kpa P B 801.94=θ 3787.22=∂∴， 484.22.1=∂∂=∂∴ 相平衡方程 y=XX )1(1-∂+∂ 由y 1=x D =0.992代入上式得 x 1=0.980 同理算出y 2=0.984 x 2=0.960 y 3=0.971 x 3=0.930 y 4=0.951 x 4=0.886 y 5=0.922 x 5=0.826 y 6=0.882 x 6=0.750 y 7=0.831 x 7=0.664y 8=0.773 x 8=0.578y 9=0.716 x 9=0.503<xq=0.541 所以第9块为进料板。

691.0007.0541.0291.110=-⨯=y473.0484.169.0484.2691.010=⨯-=xy 11=0.603 x 11=0.379y 12=0.484 x 12=0.272y 13=0.344 x 13=0.174y 14=0.217 x 14=0.100y 15=0.114 x 15=0.049y 16=0.056 x 16=0.023<x w =0.024总理论板数为N T =16，第9块为进料板。

3.1.6 全塔效率的估算常压下苯和甲苯的气液平衡数据全塔的平均温度：0(80.894108.3)/394.37m t C =++=在m t 温度下查得：s Pa m A ..265.0=μ s mPa B ·322.0=μi i L x μμ∑= (公式3.1-7)查表可得X F =0.541 进料板温度t F =90.11ºCX D =0.992 塔顶温度t D =80.21ºC X W =0.024 塔底温度tw=110.56ºC全塔的平均温度：C m t ︒=++=6.933/)56.11011.9021.80(在m t 温度下查得：s Pa m A ..265.0=μ s mPa B ·322.0=μi i L x μμ∑= (公式3.1-7)s Pa m Lf ..291.0322.0)541.01(265.0541.0=⨯-+⨯=μ 同理可得：s Pa m LD ..265.0322.0)992.01(256.0992.0=⨯-+⨯=μs Pa m Lw ..321.0=μ塔液全体的平均黏度：292.03/)321.0265.0291.0(=++=Lmμ全塔效率%0.53)292.0484.2(149.0)(49.0245.0245.0=⨯⨯==-L T a E μ (公式3.1-9)3.1.7 实际板数的求取全塔效率 T E =53.0%精馏段实际板层数 精N =(9-1)/0.53≈16 提馏段实际板层数 提N =(16-9)/0.53≈143.2 精馏塔的主题尺寸的计算 3.2.1 精馏塔的物性计算3.2.1.1精馏段操作压力计算塔顶操作压力 D P =101.3 kpa 每层塔板压降 P ∆=0.7 kpa进料板压力 F P =101.3+0.7⨯16=112.5 kpa 精流段平均压力 m P =（101.3+112.5）/2=106.9 kpa 操作温度计算平均温度 t m = （80.21+90.11）/2=85.16 0C 平均摩尔质量计算854.02716.0992.0291=+=+=y y y 742.02503.0980.0291=+=+=x x X 精馏段平均摩尔质量为：16.8013.92)854.01(11.78854.0)1(=⨯-+⨯=⋅-+⋅=B A Vm M y M y M kg/kmol73.8113.92)742.01(11.78742.0)1(=⨯-+⨯=⋅-+⋅=B A Lm M x M x M kg/kmol 平均密度计算① 气相平均密度计算：由理想气体状态方程计算得， 3/92.2)15.27321.80(314.816.809.106m kg RT M P m Vm m Vm =+⨯⨯==ρ kg/3m (公式3.2-1)② 液相平均密度计算：液相平均密度依下式计算，即iiLmaρρ∑=1(公式3.2-2)塔顶液相平均密度的计算：由C t D 021.80=，查图（《化工原理》书）得，3/73.815m kg A =ρ，3/18.810m kg B =ρ3/45.806)18.810/02.0()73.815/99,0(1m kg M LD =+=ρ进料板液相的平均密度的计算： t F = 90.11 0C查图得（《化工原理》 王志魁）33/98.799/96.802mkg m kg B A ==ρρ3/00.80098.799/)541.01()96.802/541.0(1m kg M LF =-+=ρ精馏段液相平均密度为：3/23.8032/)80045.806(m kg Lm =+=ρ 精馏段的气液相体积率： s m M V V Vm Vm S /003.192.2360058.13116.80.3600.3=⨯⨯==ρs m M L L Lm Lm S /0024.023.803360073.8172.87.3600..3=⨯⨯==ρ表3－3 精馏段的气液相负荷3.2.1.2 提馏段同理计算提馏段数据表3-4 提馏段的汽液相负荷3.2.2 塔径的计算取板间距m H T 45.0=，板上液层高度m h L 06.0=，则 m h H L T 39.006.045.0=-=- (公式3.2-3) 功能参数：0396..0)92.223.803(3600003.136000024.0)(2/12/1=⨯⨯⨯=V L h h V L ρρ 20C 由史密斯关联图可查得，查史密斯关联图得，074.020=C ，C=2.020)20(LC σ， (公式3.2-4)需先求表面张力液体平均表面张力计算精馏段液相平均表面张力依下式计算，即i i Lm x σσ∑= (公式3.2-5) 塔顶液相平均表面张力的计算：由C t D 021.80=，查手册（《化学方程手册》第一卷）得， m mN A /2.21=σ，m mN B /67.21=σB D A D LDm x x σσσ·)1·-+=（=0.992 ⨯21.2+（1-0.992）⨯21.67=21.2m mN /进料板液相平均表面张力的计算：由C t F 011.90=，查手册得， m mN A /97.19=σ， m mN B /59.20=σmmN x x B F A F LFm /25.2059.20541.0197.19541.0·)1·=⨯-+⨯=-+=）（（σσσ塔底液相平均表面张力由t W 110.56℃,查手册得，m mN A /42.17=σ，m mN B /34.18=σmmN wmL /32.1834.18)024.01(024.042.17=⨯-+⨯=σ精馏段液相平均表面张力为：m mN LFm LDm Lm /73.202/)25.202.21(2/)(=+=+=σσσ 0727.0)2032.18(074.0)20(2.02.020=⨯==LC C σ 由 VVL Cρρρμ-=max ， (公式3.2-6) 式得 s m /203.192.292.223.8030727.0max =-⨯=μ取安全系数为0.7，则空塔气速为s m /842.0203.17.07.0max =⨯==μμs m / (公式3.2-7)m V D S232.1842.014.3003.144=⨯⨯==πμ提馏段功能参数：0711.0)28.363.790(3600589.036000027.0)(2/12/1=⨯⨯⨯=V L h h V L ρρ 20C 由史密斯关联图可查得，查史密斯关联图得，068.020=C ，C=2.020)20(LC σ， (公式3.2-4) 需先求表面张力。