江汉大学《化工原理》课程设计说明书题目苯—甲苯溶液连续精馏塔设计专业班级过控141学生翔指导老师红姣成绩2017 年 7 月 5 日化工原理课程设计任务书一、设计名称：苯-甲苯溶液连续精馏塔设计二．设计条件处理量：10万吨/y料液组成（质量分数）：45%塔顶产品组成（质量分数）：99%塔顶易挥发组分回收率：99%每年实际生产时间：7200h精馏塔顶的压强：4kPa (表压) 加热蒸汽：低压蒸汽单板压降：≯0.7kPa三、设计任务1、设备选型、设计方案的确定和流程说明；2、精馏塔的工艺计算：塔径、塔高、溢流装置、塔板的布置、升气道等的设计与排列；3、流体力学性能的验算；4、绘制塔板负荷性能图并结合流体力学验算进行调整；5、有关附属设备的计算选型；6、编写设计说明书和设计结果概要或设计一览表，绘制主体设备工艺条件图目录1.流程和工艺条件的确定和说明 (3)2.操作条件和基础数据 (3)2.1操作条件 (3)2.2基础数据 (3)3.设计计算 (3)3.1精馏塔的物料衡算 (3)3.2塔板数的确定 (4)3.2.１苯—甲苯混合物的ｔ-ｘ-ｙ图和x-y图 (4)3.2.2确定最小回流比Ｒｍｉｎ和回流比 (6)3.2.3精馏塔气、液相负荷的确定 (6)3.2.4操作线方程 (7)3.2.5图解法求理论板层数 (7)3.2.6全塔效率的计算 (7)3.2.7实际板层数 (9)3.3精馏塔的工艺条件及有关物性数据的计算 (9)3.3.1操作压力计算 (9)3.3.2平均摩尔质量计算 (9)3.3.3平均密度计算 (10)3.3.4液体平均表面力计算 (12)3.3.5液体平均粘度计算 (13)3.4精馏塔的塔体工艺尺寸计算与板间距的确定 (13)3.4.1塔径的计算 (13)3.4.2塔高度计算 (15)3.5塔板主要工艺尺寸计算 (16)3.5.1溢流装置的计算 (16)3.5.2塔板布置 (18)3.6筛板的流体力学验算 (19)3.6.1精馏段筛板的流体力学验算 (19)3.6.2提馏段筛板的流体力学验算 (21)3.7塔板负荷性能图 (22)3.7.1精馏段塔板负荷性计算 (22)2.7.2提馏段塔板负荷性能计算 (25)3.8塔的辅助设备及附件的计算与选型 (27)3.8.1全凝器 (27)3.8.2再沸器 (28)3.8.3接管管径计算与选型 (28)3.8.4塔顶空间 (30)3.8.5人孔 (31)设计结果一览表 (31)参考文献 (34)1.流程和工艺条件的确定和说明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。

塔顶上升蒸汽采用全凝器冷凝，冷凝液在泡点下一部分回流至塔，其余部分经产品冷凝冷却后送至储罐。

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1.6倍。

塔釜采用间接蒸汽加热，塔底产品经冷却后送至储罐。

2.操作条件和基础数据2.1操作条件塔顶压力：4kPa进料热状态：泡点进料回流比：1.6倍加热蒸汽：低压加热单板压降：≤0.7kPa2.2基础数据进料中苯的含量（质量分数）：45%塔顶苯的含量（质量分数）：99%塔顶易挥发组分回收率：99%生产能力（万吨/年）：103.设计计算3.1精馏塔的物料衡算苯的摩尔质量M A=78kg/kmol甲苯的摩尔质量M B=92kg/kmol进料组成（摩尔分数）x F =(0.4578⁄)0.4578⁄+0.5592⁄=0.4911塔顶馏出液组成（摩尔分数）x D =0.9978⁄0.9978⁄+0.00192⁄=0.9915进料平均摩尔质量M F =0.4911×78+0.5089×92=85.1246kg/kmol 塔顶溜出液平均摩尔质量M D =0.9915×78+0.0085×92=78.12kg/kmol 根据全塔物料及轻组分衡算列平衡方程式，如下：F =D +WF ∙x F =D ∙x D +W ∙x W 而，进料量流量F =1087200×8501246=163.1595kmol/h以塔顶苯为主要产品，回收率η=D ∙x D W ∙x W×100%可以解得D =79.3263kmol/LW =83.8332kmol/Lx W =0.0176 签残液平均摩尔质量M W =0.0176×78+0.09842×92=91.7536kg/kmol 式中 F------原料液流量D------塔顶产品流量 W------塔底产品流量3.2塔板数的确定3.2.１苯—甲苯混合物的ｔ-ｘ-ｙ图和x-y 图由《化工工艺设计手册》查得的苯-甲苯物系的气液平衡数据，如表3-1所示：表3-1苯-甲苯物系的气液平衡数据表苯的摩尔分数温度/℃苯的摩尔分数温度/℃液相气相液相气相0.00 0.00 110.6 0.592 0.789 89.40.088 0.212 106.1 0.700 0.853 56.80.200 0.370 102.2 0.803 0.914 84.40.300 0.500 98.6 0.903 0.957 82.30.397 0.618 95.2 0.950 0.979 81.20.489 0.710 92.1 1.00 1.00 80.2根据表3-1作苯－甲苯混合液的ｔ－ｘ－ｙ相平衡图如图3-2所示根据表3-1作苯－甲苯混合液的ｘ-y图，如图3-3所示3.2.2确定最小回流比Ｒｍｉｎ和回流比采用作图法求最小回流比。

应为是泡点进料，则x F=x q,在图3-3对角线上，（0.4911,0.4911）做垂线即为进料线（q线），该线与平衡线的交点坐标为y q=0.7067x q=0.4911故最小回流比为R min=x D−y qy q−x q=0.9915−0.70640.7064−0.4914=1.32则操作回流比为R=1.6R min=2.1123.2.3精馏塔气、液相负荷的确定L=RD=3.112×79.3263=167.5371kmol/L V=(R+1)D=(2.112+1)×79.3263=246.8634kmol/LL′=L+F=167.5371+163.1595=330.6966kmol/LV′=V=2246.8634kmol/L3.2.4操作线方程精馏段操作线方程y=LVx+DVx D=0.6787x+0.3186提馏段操作线方程y′=L′V′x′+WV′x W=1.3396x′−0.0059773.2.5图解法求理论板层数理论板图3-4图解得总理论板层数为１７块，进料板为第9块。

3.2.6全塔效率的计算（1）操作温度由图3-2，画图可得t D=80.5℃ t F=92.7℃ t W=109.71℃精馏段平均温度t m1=t D+ t F=86.22℃提馏段平均温度t m2=t W+t F2=101.7℃(2)相对挥发度塔顶相对挥发度αD操作温度已知t D=80.5℃ t F=92.7℃ t W=109.71℃则查手册，用插法的αD=2.534αF=2.48αW=2.37平均相对挥发度α̅α̅=√αDαFαW3=2.46（3）液体的平均粘度表3-5 苯和甲苯的液体粘度操作温度已知t D=80.5℃ t F=92.7℃ t W=109.71℃通过表3-5，经插法得当t D=80.5℃时，μ苯=0.0.30655mPa∙s μ甲苯=0.30957mPa∙s当t F=92.7℃ 时，μ苯=0.27252mPa∙s μ甲苯=0.28mPa∙s当t W=109.71℃时，μ苯=0.21554mPa∙s μ甲苯=0.22878mPa∙s根据液相平均粘度公式lnμLm=∑x iμLi塔顶：当t D=80.5℃时，μLDm=0.3066mPa∙s 进料板：当t F=92.7℃ 时，μLFm=0.2763mPa∙s塔底：当t W=109.71℃时，μLWm=0.2285mPa∙s则液相平均粘度为μLm=μLDm+μLFm+μLWm3=0.27mPa∙s(4)全塔效率全塔效率E T=0.49(αμLm)−0.254=0.5417 3.2.7实际板层数精馏段的实际板层数：N1=8E T=14.673≈15提馏段的实际板层数：N2=9E T=16.65≈17总实际板层数：N=N1+N2=15+17=323.3精馏塔的工艺条件及有关物性数据的计算3.3.1操作压力计算塔顶操作压力P D=101.3+4=105.3kPa每层塔板压降∆P=0.7kPa进料板压力P F=105.3+0.7×15=115.8kPa塔底操作压力P W=101.3+0.7×17=117.2kPa 精馏段的平均压力P m1=P D+P F2=110.55kPa提溜段的平均压力P m2=P DW+P F2=116.5kPa3.3.2平均摩尔质量计算从图3-3可知塔顶：y1=0.9915,x1=0.9778加料板：x F=0.428,y F=0.6533塔底：x W 0.0083,y W =0.0176塔顶的平均摩尔质量计算M VDm =0.9915×78+(1−0.9915)×92=78.12kg/kmol M LDm =0.9778×78+(1−0.9778)×92=78.31kg/kmol 进料的平均摩尔质量计算M VFm =0.6533×78+(1−0.6533)×92=82.85kg/kmol M LFm =0.4278×78+(1−0.4278)×98=86.01kg/kmol 进料的平均摩尔质量计算M VWm =0.0176×78+(1−0.0176)×92=91.75kg/kmol M LWm =0.0088×78+(1−0.0088)×92=91.88kg/kmol 精馏段与提馏段的平均摩尔质量计算M Vm =M VDm +M VFm 2=78.12+82.852=80.485kg/kmolM Lm =M LFm +M LDm 2=78.31+86.012=82.16kg/molM Vm′=M VFm +M VWm 2=91.75+82.852=87.3kg/kmol M Lm ′=M LFm +M LWm 2=86.01+91.882=88.945kg/kmol3.3.3平均密度计算 精馏段的平均温度：t m =t D +t F2=86.22℃提馏段的平均温度：t m′=t W +t F2=101.07℃(1)气相平均密度计算精馏段与提馏段的平均气相密度计算如下：ρV,m =P m M V,m RT M =110.5×80.4858.314×(86.22+273.15)=2.98kg/m 3ρV,m ′=P m ′M V,m ′RT M ′=116.5×87.38.314×(101.07+273.15)3.27kg/m 3(２)液相平均密度计算 液相平均密度计算公式1ρLm=∑a i ρi表3-6 苯和甲苯的液相密度（1）塔顶液相平均密度：当t D=80.5℃时，查表3-6由插法得ρ苯=814.653kg/m3,ρ甲苯=811.041kg/m3ρLDm=1x Dρ苯⁄+(1−x D)ρ甲苯⁄=814.62kg/m3（2）进料板液相平均密度：当t F=92.7℃ 时，查表3-6由插法得ρ苯=800.993kg/m3,ρ甲苯=798.728kg/m3进料板液相质量分率α苯=0.428×780.428×78+（1−0.428）×92=0.338ρLFm=1α苯ρ苯⁄+(1−α苯)ρ甲苯⁄=799.64kg/m3（３）塔底液相平均密度：当t W=109.71℃时，查表3-6由插法得ρ苯=781.126kg/m3,ρ甲苯=781.209kg/m3α苯=0.0176×780.0176×78+（1−0.0176）×92=0.015ρLWm=1α苯ρ苯⁄+(1−α苯)ρ甲苯⁄=781.26kg/m3精馏段液相平均密度为ρLm=814.622+799.64=807.131kg/m3提馏段液相平均密度为ρLm′=799.64+781.262=790.45kg/m33.3.4液体平均表面力计算液相平均表面为依据下式计算，即σLm=∑x iσi表3-7苯和甲苯的表面力．（１）塔顶液相平均表面力：当t D=80.5℃时，查表3-7由插法得σ苯=21.14mN/mσ甲苯=21.645mN/m由x D=0.9915，得σLDm=0.9915×21.14+(1−0.9915)×21.645=21.144mN/m （2）进料板液相平均表面力；当t F=92.7℃ 时，查表3-7由插法得σ苯=19.676mN/mσ甲苯=20.303mN/m由x F=0.428，得σLFm=0.428×19.676+(1−0.428)×20.303=20.035 mN/m （3）塔底液相平均表面力：当t W=109.71℃时，查表3-7由插法得σ苯=17.538mN/mσ甲苯=18.432mN/mσLWm=0.0176×17.538+(1−0.0176)×18.432=18.42mN/m 精馏段液相平均表面力为σLm=21.144+20.0352=20.723mN/m提馏段液相平均密度为σLm′=20.035+18.422=19.2275mN/m3.3.5液体平均粘度计算前面已经计算得塔顶：当t D=80.5℃时，μLDm=0.3066mPa∙s进料板：当t F=92.7℃ 时，μLFm=0.2763mPa∙s 塔底：当t W=109.71℃时，μLWm=0.2285mPa∙s 精馏段平均粘度μLm=0.3066+0.27632=0.2915mPa∙s提馏段平均粘度μLm′=0.2285+0.27632=0.2524mPa∙s3.4精馏塔的塔体工艺尺寸计算与板间距的确定3.4.1塔径的计算（1）精馏段塔径计算精馏段的气、液相体积流率V s=VM Vm3600ρVm=246.8×80.453600×2.98=1.85m3/sL S=LM Lm3600ρlm=167.5371×82.163600×814.622=0.004694m3/s由u max=C√ρL−ρVρV 式中C由C=C20(σL 20)0.2计算，式中C20是由《化工原理》（下）史密斯关联图查出，图的横坐标为L h V h (ρL ρV )12⁄=0.0044741.85(814.6222.98)12⁄=0.0411 取板间距H T =0.50m ，板上液层高度ℎL =0.06m ，则H T −ℎL =0.05−0.06=0.44m由《化工原理》（下）史密斯关联图查出，C 20=0.10C =C 20(σL 20)0.2=0.10(20.723520)0.2=0.1007 u max =C √ρL −ρV ρV=1.65m/s安全系数为0.7，则空塔气速为u =0.7u max =0.7×1.65=1.155m/sD =√4V s πu =√4×1.85π×1.551.41m按标准塔径圆整后为D =0.16m （2）提馏段塔径计算 提馏段的气、液相体积流率V s ′=V ′M Vm ′3600ρVm ′=246.8×87.33600×3.27=1.83m 3/sL S ′=L′M Lm ′3600ρlm ′=330.6966×88.9453600×790.45=0.0103m 3/s由u max=C √ρL −ρVρV式中C 由C =C 20(σL 20)0.2计算，式中C 20是由《化工原理》（下）史密斯关联图查出，图的横坐标为L h V h (ρL ρV )12⁄=0.01031.83(790.453.27)12⁄=0.0875 取板间距H T =0.50m ，板上液层高度ℎL =0.06m ，则H T −ℎL =0.05−0.06=0.44m由《化工原理》（下）史密斯关联图查出，C 20=0.096C =C 20(σL 20)0.2=0.096(19.227520)0.2=0.0952 u max =C √ρL −ρV V=1.485m/s安全系数为0.7，则空塔气速为u =0.7u max =0.7×1.485=1.0394m/s D =√4V s =√4×1.85=1.4968m 按标准塔径圆整后为D =0.16m 由此塔径都取1.6m 塔截面积为A T =πD 2=π×1.62=2.01m 2实际空塔气速为精馏段 u =1.852.01=0.896m/s 提馏段 u =1.832.01=0.894m/s3.4.2塔高度计算 精馏段有效高度Z 精=(N 精−2)H T =(15−2)×0.5=6.5m提馏段有效高度Z 提=(N提−2)H T=(17−2)=7.5m精馏与提馏各开一人孔，其高度为0.8m. 所以精馏塔有效高度为Z=Z精+Z提+2×0.8=6.5+7.5+2×0.8=15.6m3.5塔板主要工艺尺寸计算3.5.1溢流装置的计算塔径D=1.6m，选用单溢流弓形降液管，采用凹型受液盘。