化工原理课程设计说明书设计题目：苯-甲苯分离过程筛板式精馏塔设计者：班级化工2009级（1）班姓名郑健学号 2009071976日期 2012年6月26日指导教师：（签名）设计成绩：日期单位：石河子大学化学化工学院化工系目录1设计方案的选择及流程说明 (4)1.1概述 (4)1.1.1精馏原理 (4)1.1.2精馏塔选定 (4)1.2设计方案的确定 (4)2精馏塔的物料衡算 (5)2.1原料液及塔顶和塔底产品的平均摩尔质量 (5)2.2原料液及塔顶和塔底的摩尔分率 (5)2.3物料衡算 (5)3塔数的确定 (6)N的求取 (6)3.1理论板层数T3.1.1相对挥发度的求取 (6)3.1.2求最小回流比及操作回流比 (6)3.1.3求精馏塔的气、液相负荷 (7)3.1.4求操作线方程 (7)3.1.5采用逐板法求理论板层数 (7)3.2实际板层数的求取 (8)4精馏塔的工艺条件及有关物性数据的计算 (8)4.1操作压力的计算 (8)4.2操作温度的计算 (9)4.3平均摩尔质量计算 (9)4.4平均密度计算 (10)4.4.1气相平均密度计算 (10)4.4.2液相平均密度计算 (10)4.5液体平均表面张力的计算 (11)4.6液体平均黏度计算 (12)5塔及塔板的工艺尺寸的设计计算 (13)5.1塔径的设计计算 (13)5.1.1精馏段： (13)5.1.2提馏段： (14)5.2塔的有效高度的计算 (15)5.3塔的实际高度的计算 (15)5.4溢流装置的计算 (15)5.4.1精馏段： (15)5.4.2提馏段： (16)5.5塔板布置 (17)5.5.1精馏段： (17)5.5.2提馏段： (18)6流体力学验算 (20)6.1塔板压强降 (20)6.1.1精馏段： (20)6.1.2提馏段： (21)6.2液沫夹带量的校核 (21)6.2.1精馏段： (21)6.2.2提馏段： (22)6.3溢流液泛的校核 (22)6.3.1精馏段： (22)6.3.2提馏段： (23)6.4液体在降液管内停留时间的校核 (23)6.4.1精馏段： (23)6.4.2提馏段： (23)6.5漏液点的校核 (23)6.5.1精馏段： (23)6.5.2提馏段： (24)7塔板负荷性能图（以精馏段为例） (25)7.1漏液线 (25)7.2液沫夹带线 (25)7.3液相负荷下限线 (26)7.4液相负荷上限线 (26)7.5液泛线 (27)7.6负荷性能图及操作弹性 (28)8计算结构汇总表 (29)9小结 (30)1设计方案的选择及流程说明1.1 概述1.1.1精馏原理利用从塔底部上升的含轻组分较少的蒸气，与从塔顶部回流的含重组分较少的液体逆流接触，同时进行多次部分汽化和部分冷凝，使原料得到分离。

同时进行多次部分汽化和部分冷凝是在精馏塔中实现的。

塔板上有一层液体，气流经塔板被分散于其中成为气泡，气、液两相在塔板上接触，液相吸收了气相带入的热量。

使液相中的易挥发组分汽化，由液相转移到气相；同时，气相放出了热量，使气相中的难挥发组分冷凝，由气相转移到液相。

部分汽化和部分冷凝的同时进行是汽化、冷凝潜热相互补偿。

精馏就是多次而且同时进行部分汽化和部分冷凝，使混合液得到分离的过程。

1.1.2精馏塔选定精馏是气液两相之间的传质过程，而传质过程是由能提供气液两相充分接触的塔设备完成，并要求达到较高的传质效率。

根据塔内气液接触部件的结构型式，可分为板式塔和填料塔两大类。

板式塔内设置一定数量塔板，气体以鼓泡或喷射形式穿过板上液层进行质量、热量传递，气液相组成呈阶梯变化，属于逐级接触逆流操作过程。

填料塔内装有一定高度的填料层，液体自塔顶填料表面下流，气体逆流而上，与液相接触进行质量、热量传递，气液相组成沿塔高连续变化，属于微分接触操作过程。

我们选择的是板式塔。

板式塔大致可分为两类：一类是有降液管的塔板，如泡罩、浮阀、筛板等；另一类是无降液管塔板，如栅板、穿流式波纹板等。

工业上应用较多的是前者。

这里，我们选择的是具有降液管的筛板塔。

筛板塔是在塔板上钻有均匀分布的筛孔，上升气流经筛孔分散、鼓泡通过板上液层，形成气液密切接触的泡沫层（或喷射的液滴群）。

筛板塔的优点是结构简单，制造维修方便，造价低，相同条件下生产能力高于浮阀塔。

其缺点是稳定操作范围窄，小孔径筛板易堵塞，不适宜处理粘性大的、脏的和带固体粒子的液料。

但设计良好的筛板塔仍具有足够的操作弹性，对易阻塞的物系可采用大孔径筛板。

工业上对塔设备的主要要求：（1）生产能力大；（2）传质、传热效率高；（3）气流的摩擦阻力小；（4）操作稳定，适应性强，操作弹性大；（5）结构简单，材料耗用量小；（6）制造安装容易，操作维修方便。

此外还要求不易堵塞、耐腐蚀等。

实际上，任何塔设备都难以满足上述所有要求，因此，设计者应根据塔型特点、物系性质、生产工艺条件、操作方式、设备投资、操作与维修费用等技术经济评价以及设计经验等因素,依矛盾的主次，综合考虑，选择适宜的塔型。

1.2 设计方案的确定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加回流至塔内，其余部分经产品冷却器冷却后送至储罐。

塔釜采用间接蒸汽加热，塔底产品经冷却后送至储罐。

2 精馏塔的物料衡算2.1 原料液及塔顶和塔底产品的平均摩尔质量 甲苯的摩尔质量 =92.13kg/kmol 苯的摩尔质量 B M =78.11kg/kmol 0.94=D x0.6=F xF M =0.6⨯78.11+(1-0.6) ⨯92.13=83.718kg/kmol D M =0.94⨯78.11+(1-0.94)⨯92.13=78.9512kg/kmol 2.2 原料液及塔顶和塔底的摩尔分率6.0=F x94.0=D xη=0.95 f=6700kg/h F=fMf=83.7180076=80.03Kmol/h η=FDX F X D **=0.94 所以D=48.02 Kmol/h由物料衡算 D D X +W W X =F F X F=D+W,所以W=32.01Kmol/h 所以：W x =0.02.3 物料衡算 原料处理量 F=fMf=83.7180076=80.03Kmol/h 总物料衡算 F=D+WD D X +W W X =F F X联立解得 D=48.02kmol/h W=32.01mol/h3 塔数的确定3.1 理论板层数T N 的求取 3.1.1相对挥发度的求取有内插法可计算塔顶、塔釜的气液相组成 塔顶：0.94y D A =， 0.06y D B =，=D A x ，0.863 0.137x D B =， 塔釜：=W A y ，0.215 =W B y ，0.785 0.0899x W A =， 0.9101x W B =， ==DB D B DA D A D /x y /x y ，，，，α 2.49==WB W B WA W A W /x y /x y ，，，，α 2.77==W D *ααα平 2.633.1.2求最小回流比及操作回流比泡点进料：6.0==F q x x 987.06.0)12.63(16.02.63)1(1=⨯-+⨯=-+=F m F m q x x y αα故最小回流比为min R =D qq q x y y x --=71.06.0987.0987.049.0=-- 取操作回流比为R=1.7min R =1.7⨯0.71=1.207 3.1.3求精馏塔的气、液相负荷h 57.96kmol/=48.02 1.207=RD =L ⨯/h 105.98kmol =48.02 2.207=1)D +(R =V ⨯ /h 137.99kmol =80.03+57.96=F +L = L' /h 105.98kmol =V =V'3.1.4 求操作线方程精馏段操作线方程为D n+1n n n x R 1.2070.94y =x +=x +=0.547x +0.426R+1R+1 2.207 2.207⨯ （a ） 提馏段操作线方程0.02721.3028990.0105.9832.01105.98137.99'''1'-=⨯-=-=+m m W m m x x x VW x V L y （b ）3.1.5 采用逐板法求理论板层数由 1(1)q q qx y x αα=+- 得y yx )1(--=αα将 α=2.63 代入得相平衡方程yyyyx 1.632.63)1(-=--=αα （c ）联立（a ）、（b ）、（c ）式，可自上而下逐板计算所需理论板数。

因塔顶为全凝 则49.01==D x y由（c ）式求得第一块板下降液体组成856.049.063.12.6349.01.632.63111=⨯-=-=y y x利用（a ）式计算第二块板上升蒸汽组成为2y =0.1x +0.426=0.547*0.856+0.426=0.894交替使用式（a ）和式（c ）直到n F x x ≤，然后改用式（b ）和式（c ）交替计算，直到n W x x ≤为止，0.02721.3028990.0105.9832.01105.98137.99'''1'-=⨯-=-=+m m W m m x x x VW x V L y计算结果见表1。

精馏塔的理论塔板数为 T N =9（包括再沸器） 进料板位置 4=F N 3.2 实际板层数的求取 全塔效率为0.545，则有65.5040.5453N ≈==精1211.0090.5456N ≈=提18126N N N =+=+=提精（包括再沸器）4 精馏塔的工艺条件及有关物性数据的计算4.1 操作压力的计算塔顶的操作压力 KPa P D 3.101= 每层塔板的压降 KPa P 7.0=∆进料板压力 KPa P F 5.10567.03.101=⨯+= 塔底操作压力 113.9KPa 180.7101.3P W =⨯+=精馏段平均压力 KPa P m 4.1032/)5.1053.101(=+= 提馏段平均压力 109.7KPa /2113.9105.5P m=+='）（4.2 操作温度的计算依据操作压力，由泡点方程通过试差法计算出泡点温度，其中苯、甲苯的饱和蒸汽由安托尼方程计算，计算结果如下： 塔顶温度 C t D ︒=81.264 进料板温度 C t F ︒=90.65 塔底温度 C ︒=93.27t W精馏段平均温度 m t =(81.264+90.65)/2=85.957C ︒ 提馏段平均温度 C ︒=+='91.96/293.2790.65t m ）（ 4.3 平均摩尔质量计算 塔顶平均摩尔质量的计算由理论板的计算过程可知，49.01==D x y ，x 1=0.856mol Kg M VD m /78.9592.13)49.01(78.1149.0=⨯-+⨯= mol Kg M LD m /80.1392.13)856.01(78.11856.0=⨯-+⨯=进料板平均摩尔质量的计算由理论板的计算过程可知，927.0=F y ，591.0=F xmol Kg M VFm k /81.0392.13)927.01(78.11927.0=⨯-+⨯= mol Kg M LFm k /83.8492.13)591.01(78.11591.0=⨯-+⨯=塔底平均摩尔质量的计算有理论版计算过程可知20.0899W x y == 20.036x =0.089978.11(10.0899)92.1390.87K /VWm M g kmol =⨯+-⨯= 0.03678.11(10.036)92.1391.63K /LWm M g kmol =⨯+-⨯=精馏段的平均摩尔质量为mol Kg M Vm k /79.992/)81.0378.95(=+= mol Kg M Lm k /81.9852/)83.8480.13(=+=提馏段的平均摩尔质量为mol Kg M Vm k /85.952/)90.8781.03(=+=' mol Kg M Lm k /87.7352/)91.6383.84(=+='4.4 平均密度计算 4.4.1气相平均密度计算由理想气体状态方程式计算，即精馏段气相平均密度3/2.77)15.27385.957(314.879.994.103m Kg RT M p m Vm m Vm =+⨯⨯==ρ 提馏段气相平均密度3'101.385.95' 2.87/'8.314(91.96273.15)m Vm Vm m P M kg m RT ρ⨯===⨯+4.4.2液相平均密度计算液相平均密度计算依下式计算，即：LBBLAALma a ρρρ+=1塔顶液相平均密度的计算。