苯甲苯物系连续精馏塔的设计Word格式文档下载.docx
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设计前，学生应该详细阅读设计指导书、任务书，明确设计目的、任务及内容。
设计中安排好自己的工作，提高工作效率。
Ⅱ化工原理课程设计（精馏装置）的内容
1、选择流程，画流程图。
2、做物料衡算，列出物料衡算表。
3、确定操作条件（压力、温度）。
4、选择合适回流比，计算理论板数。
5、工艺设计及验算，化负荷性能曲线图。
6、正确选择合适的附属设备如换热器，离心泵等。
7、完成塔板设计。
8、编写设计计算说明书。
设计结束时，学生应交的作业有：
工艺流程图一张,塔板结构图一张:
包括一主视图，一俯视图，一剖面图，两个局部放大图。
设计说明书一份。
Ⅲ、设计步骤
精馏装置设计的内容与步骤大致如下：
1、收集基础数据
设计所需的基础数据包括：
①进料流量及组成。
②分离要求。
③原料的热力学状态。
④冷却介质及其温度、加热介质及温度。
⑤物性数据（如密度、表面张力等）。
上述基础数据中①、②两项由设计任务给出。
③、④两项若任务中未曾给出，则应根据具体情况确定。
物性数据可从有关资料中查取。
2、工艺流程的选择
精馏装置一般包括塔顶冷凝器，塔釜再沸器，原料预热器及流体输送泵等。
流程选择应结合实际进行，考虑经济性、稳定性。
如进料是否需要预热、冷凝器的型式及布置、及再沸器的型号等。
当塔顶需汽相出料时，采用分凝器，除此之外，一般均采用全凝器。
对于小塔，通常将冷凝器放于塔顶，采用重力回流。
对于大塔，冷凝器可放至适当位置，用泵进行强制回流。
再沸器的型式有立式与卧式、热虹吸式与强制循环式之外。
当传热量较小时，选用立式热式再沸器较为有利。
传热量较大时，采用卧式热虹吸式再沸器。
当塔釜物料粘度很大，或易受热分解时，宜采用泵强制循环型再沸器。
几种再沸器型式如图1所示。
精馏装置中，塔顶蒸汽的潜热和塔釜残液的显热可以被用于预热进料。
塔顶蒸汽潜热大，而温度较低，塔釜残液温度高，而显热的热量少。
在考虑这些热量的利用时要注意经济上的合理性及操作上的稳定性。
3、做全塔的物料守恒
物料衡算与操作线方程
通过全塔物料衡算，可以求出精馏产品的流量、组成和进料流量、组成之间的关系。
物料衡算主要解决以下问题：
（1）根据设计任务所给定的处理原料量、原料浓度及分离要求（塔顶、塔底产品的浓度）计算出每小时塔顶、塔底的产量；
（2）在加料热状态q和回流比R选定后，分别算出精馏段和提馏段的上升蒸汽量和下降液体量；
（3）写出精馏段和提馏段的操作线方程，通过物料衡算可以确定精馏塔中各股物料的流量和组成情况，塔内各段的上升蒸汽量和下降液体量，为计算理论板数以及塔径和塔板结构参数提供依据。
精馏塔的物料衡算
原料液及塔顶、塔底产品的摩尔分率
苯的摩尔质量为78Kg/KmoL，甲苯的摩尔质量为92Kg/KmoL
料液浓度：
含苯质量分数为0.4，换算成摩尔分数为
塔底产品浓度：
甲苯含量不低于0.96，在此取0.96，则苯的质量分数为0.04，换算成摩尔分数为
塔顶产品浓度：
甲苯含量不大于0.04，在此取0.04，则苯的质量分数为0.96，换算成摩尔分数为
则可得xF=0.44xD=0.966xw=0.047
原料液及塔顶、塔底产品的平均摩尔质量
MF=0.44×
78+（1-0.44）×
92=85.84Kg/KmoL
MD=0.966×
78+（1-0.966）×
92=78.476Kg/KmoL
Mw=0.047×
78+（1-0.047）×
92=91.342Kg/KmoL
物料衡算
已知处理量为9t/h换算成摩尔流量：
F=9000÷
85.84=104.85KmoL/h
总物料F=D+W
易挥发组分FχF=DχD+WχW
代入数值得D=44.838KmoL/h
代入数值得W=60.012KmLo/h
则F=104.85KmoL/hD=44.838KmoL/hW=60.012KmLo/h
4、操作线方程
进料热状态：
沸点进料，即饱和液体进料，q=1
则q线方程：
即x=0.44
最小回流比的确定：
根据手册查得平衡数据，，当xF=0.45，
可得与进料液体相平衡的蒸汽组成yq=0.66，最小回流比为
即Rmin=1.391
根据经验，取R=1.5Rmin=2.086
精馏段：
上升蒸汽量：
下降液体量：
求得L=93.532KmoL/hV=138.37KmoL/h
操作线方程：
yn+1=0.676xn+0.313
提馏段：
即V'
=V=138.37KmoL/h
下降液体量：
=198.382KmoL/h
即ym+1=1.434xm-0.02
5、塔板数的计算与实际板数
用图解法求得
总理论板层NT=15（包括再沸器）
进料板位置NF=6
实际板层数的求取（假设全板效率为0.56）
精馏段实际板层数N精=5/0.56=8.9≈9
提馏段实际板层数N提=9.5/0.56=17.9≈18
6、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PD=101.3+4=105.3KPa
每层塔板压降ΔP=0.7KPa
进板料压力PF=105.3+0.7×
9=111.6KPa
精馏段平均压力Pm=（105.3+111.6）÷
2=108.45KPa
塔底压力Pw等于塔顶压力加上全塔板阻力
。
全塔阻力
塔等于塔板阻力乘实际板数Pw=105.3+0.7×
27=124.2KPa
提馏段平均压力P’m=117.9KPa
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，其中苯和甲苯的饱和蒸汽压由安托尼方程计算。
塔顶温度：
已知塔顶苯的气相组成y1=xD=0.966，由苯和甲苯y-x平衡关系式得出x1=0.916
P=Pa°
x/y得出Pa°
=111.05，由安托尼公式：
经计算得出：
tD=82.1℃，则PB°
=42.276KPa，则相对挥发度α=2.63
塔底组成xw=0.047，根据平衡线求得yw=0.07，则Pa°
=184.98KPa，PB°
=76.45KPa，则相对挥发度α=2.42
塔底温度：
101.00℃，则塔顶塔底的α平均值为2.52
经后面的计算得出塔顶塔底的黏度的平均值μ=0.273，由O'
ConneLL关联图得出所假设的全板效率与实际相差不大，则全板效率为0.56。
进料板组成yF=0.62由平衡线求得xF=0.40，则Pa°
=172.98KPa，PB°
=70.92KPa，
进料板温度tF=98.5℃
精馏段平均温度tm=（82.1+98.5）/2=90.3℃
提馏段平均温度t’m=（101.00+98.5）/2=99.75℃
④平均摩尔质量计算
塔顶平均摩尔质量计算
由y1=0.966,x1=0.916
MVDm=0.966×
78+0.034×
MLDm=0.916×
78+0.084×
92=79.176Kg/KmoL
进料板平均摩尔质量计算
进料板组成yf=0.62由平衡线求得xf=0.40
MVFm=0.62×
78+0.38×
92=83.32Kg/KmoL
MLFm=0.4×
78+0.6×
92=86.4Kg/KmoL
塔底平均摩尔质量的计算
塔底组成xw=0.047，根据平衡线求得yw=0.07
MVDm=0.07×
78+0.93×
92=91.02Kg/KmoL
MLDm=0.047×
78+0.953×
则可得出：
精馏段平均摩尔质量
Mvm=（78.476+83.32）/2=80.898Kg/KmoL
MLm=（79.176+86.4）/2=82.788Kg/KmoL
提馏段平均摩尔质量
M’vm=（91.02+83.32）/2=87.17Kg/KmoL
M’Lm=（82.788+86.4）/2=84.594Kg/KmoL
⑤平均密度计算
气相平均密度计算
由理想气体状态方程计算
精馏段ρvm=PmMVm/RTm
=108.45×
83.32÷
[8.314×
（90.3+273.15）]=2.40Kg/m3
同理可得提馏段平均密度为ρ’vm=3.793Kg/m3
⑤液相平均密度计算
液相平均密度依下式计算即
ΡLm=Σai/ρi
塔顶液相平均密度的计算
由t=82.1℃，查资料可得ρA=811.22Kg/m3，ρB=807.81Kg/m3
则ρLdM=811.08Kg/m3
进料板液相平均密度的计算
由tF=98.5℃，查资料可得
ρA=792.3Kg/m3，ρB=789.2Kg/m3
ρLFM=790.3Kg/m3
塔底液相平均密度的计算
由t=101.00℃，查资料可得
ρA=791.25Kg/m3，ρB=788.95Kg/m3
ρLWM=789.04Kg/m3
精馏段液相平均密度（811.08+790.3）/2=800.7Kg/m3
提馏段液相平均密度（789.04+790.3）/2=789.67Kg/m3
⑥液体表面张力的计算
由公式σLm=Σxiσi
塔顶液相平均表面张力的计算：
由t=82.1℃查得σA=21.24mN/mσB=21.42mN/m
则σLDm=0.966×
21.24+0.034×
21.42=21.25mN/m
塔底液相平均表面张力的计算：
由t=101.00℃，查资料可得σA=18.72mN/mσB=19.88mN/m
σLWm=0.047×
18.72+0.953×
19.88=19.83mN/m
进料板液相平均表面张力的计算
由t=98.5℃，查资料可得σA=19.03mN/mσB=20.08mN/m
σLFm=0.4×
19.03+0.6×
20.08=19.66mN/m
精馏段液相平均表面张力为σm=（19.66+21.25）/2=20.455mN/m
提馏段液相平均表面张力为σ’m=（19.66+19.83）/2=19.745mN/m
⑦液体表面平均粘度计算
LgμLm=ΣxiLgμi
塔顶液相平均粘度的计算
μA=0.302mPa/sμB=0.306mPa/s
LgμLm=0.966Lg（0.302）+0.034Lg（0.306）
解得μLDm=0.302mPa/s
塔底液相平均粘度的计算
μA=0.281mPaμB=0.296mPa/s
解得μLWm=0.295mPa/s
进料板液相平均粘度的计算
μA=0.253mPaμB=0.287mPa/s
μLFm=0.273mPa/s
精馏段液相平均表面张力为μm=（0.273+0.302）/2=0.2875mPa/s
提馏段液相平均表面张力为μ’m=（0.273+0.295）/2=0.284mPa/s
7、精馏塔的塔体和工艺尺寸的计算
①精馏段的气液相体积流率为
Vs=VMvm/3600ρVm=138.37×
80.898/3600×
2.4=1.30m3/s
Ls=LMLm/3600ρLm=93.532×
82.788/3600×
800.7=0.0027m3/s
提馏段的气液相体积流率为
V’s=V’Mvm’/3600ρ’Vm=138.37×
87.17/3600×
3.793=0.883m3/s
Ls’=L’MLm’/3600ρ’Lm=198.382×
84.594/3600×
789.67=0.0059m3/s
由umax=C【（ρL-ρv）/ρv】0.5
式中图的横坐标为Lh/Vh（ρL/ρv）0.5=0.0379提馏段Lh‘/Vh‘（ρL’/ρv‘）0.5=0.096
取板间距HT=0.40m，板上液层高度hL=0.07m，则：
HT-hL=0.40-0.07=0.33m
查史密斯关联图得C20=0.075C20’=0.065则：
精馏段C=0.075×
（20.455/20）0.2=0.0723
提馏段C’=0.065×
（19.745/20）0.2=0.065
精馏段Umax=1.319m/s
提馏段Umax‘=0.936/s
均取安全系数为0.7，则空塔气速为
精馏段u=0.7umax=0.9233m/sD=（4Vs/3.14u）0.5=1.34m
提馏段u’=0.7umax=0.65524m/sD=（4Vs’/3.14u’）0.5=1.31m
因提馏段塔径和精馏段塔径相差不大，按标准塔径圆整按标准塔径元整后为D=1.4m
截面面积AT=π×
D2/4=1.539m2
实际空塔气速为：
精馏段u=1.3/1.539=0.845m/s
提馏段u=0.883/1.539=0.574m/s
②精馏塔有效高度的计算
精馏段有效高度为Z精=（N精-1）HT=（9-1）×
0.4=3.2m
提馏段有效高度为Z提=（N提-1）HT=（18-1）×
0.4=6.8m
在进料板上方开一人孔，其高度为0.8m
故精馏塔的有效高度为Z=Z精+Z提+0.8=3.2+6.8+0.8=10.8m
③塔板主要工艺尺寸的计算
溢流装置计算
因塔径D=1.4m，可选用单溢流弓形降液管，采用凹形受液盘。
各项计算如下
⑴堰长Lw
对单溢流，Lw=（0.6-0.8）D，则均取系数为0.7
取Lw=0.7D=0.7×
1.4=0.98m
㈡溢流堰高度hw
由hw=hL-how
选用直平堰，堰上液高度
how=0.00284E（Lh/Lw）2/3
近似取E=1则
精馏段how=0.013mhow’=0.022m
取板上清液高度hL=70mm
精馏段hw=0.07-0.013=0.057m
提馏段hw’=0.07-0.022=0.048m
根据要求，单溢流的how不宜大于60mm-70mm，符合要求。
又0.05-how≦hw≦0.1-hw，即
精馏段0.037≤hw≤0.087
提馏段0.028≤hw’≤0.078
由所计算的结果看均符合要求。
㈢弓形降液管宽度Wd和截面积Af
由Lw/D=0.7
查弓形降液管的参数曲线图得Af/AT=0.095Wd/D=0.17
故Af=0.095AT=0.095×
1.539=0.1462m2
Wd=0.17D=0.17×
1.4=0.238m
验算液体在降液管中的停留时间，即
精馏段θ=3600ATHT/Lh=3600×
0.1462×
0.4/（0.0027×
3600）=21.66s＞5s
提馏段θ’=3600ATHT/Lh=3600×
0.4/（0.0059×
3600）=9.91s＞5s
故降液管设计合理。
㈣降液管底隙高度h0
h0=Lh/（3600Lwu0’）对精馏段取u0’=0.08m/s提馏段则取0.2m/s
精馏段h0=0.0027×
3600/（3600×
0.98×
0.08）=0.034m
hw-h0=0.057-0.032=0.025＞0.006m
提馏段h0’=0.0059×
0.2）=0.030m
hw-h0=0.048-0.030=0.018＞0.006m
由于要求降液管的底隙高度一般不宜小于20-25mm，经计算均符合要求，又由于hw-h0均大于6mm，故精馏段和提馏段的降液管底隙高度设计均合理，
则选用凹形受液盘，深度hw’=55mm。
④塔布的分块
因D≥800mm，故塔板采用分块式。
查得“塔板分块数”的表得，精馏段和提馏段的塔板均分为分为4块。
边缘区宽度确定
精馏段和提馏段均取Ws=Ws’=0.09m，Wc=0.05m。
开孔区面积计算
开孔区面积Aa=2（x（r2-x2）0.5+πr2/180sin-1x/r）
其中x=0.5D-（Wd+Ws）=0.7-（0.238+0.09）=0.372m
r=0.5D-Wc=0.7-0.05=0.65m
由于开孔面积与精馏段和提馏段的变参数无关，则他们的开孔面积均相等即：
Aa=0.911m2
⑤筛孔计算及其排列
本例所处理的物系无腐蚀性。
可选用δ=3mm碳钢板，取筛孔直径d0=5mm。
筛孔按正三角形排列，由于孔中心距t一般为（3-4）do，则此处取孔中心距
t=2.8d0=2.8×
5=14mm
筛孔数目n为
n=1.155Aa/t2=1.155×
0.911/0.0142=5368个
开孔率为φ=0.907（0.005/0.014）2=11.57%
气体通过阀孔的气速为
精馏段u0=Vs/A0=1.3/（0.1157×
0.911）=12.33m/s
提馏段u0’=Vs/A0=0.883/（0.1157×
0.911）=8.38m/s
8、筛板的流体力学验算
①塔板压降
⑴干板阻力hc的计算
干板阻力hc=0.051（u0/c0）2（ρv/ρL）
由d0/δ=5/3=1.67，查图得c0=0.772计算得
精馏段hc=0.051（12.33/0.772）2（2.4/800.7）=0.039m液柱
提馏段hc’=0.051（8.38/0.8）2（3.793/789.67）=0.027m液柱
㈡气体通过液层的阻力h1的计算
h1=βhL
精馏段ua=Vs/（AT-Af）=1.3/（1.539-0.1462）=0.933m/s
Fo=0.933×
（2.4）0.5=1.446Kg1/2/（s×
m1/2）
查图得β=0.6
故h1=βhL=0.6×
0.07=0.042m液柱
提馏段ua=Vs/（AT-Af）=0.883/（1.539-0.1462）=0.634m/s
Fo’=0.634×
（3.793）0.5=1.235Kg1/2/（s×
查图得β=0.62
故h1=βhL=0.62×
0.07=0.0434m液柱
㈢液体表面张力的阻力
精馏段hσ=4σL/（ρLgd0）=4×
20.455×
0.001/（800.7×
9.81×
0.005）=0.0021m液柱
提馏段hσ’=4σL/（ρLgd0）=4×
19.745×
0.001/（789.67×
0.005）=0.0020m液柱
㈣气体通过每层塔板的液柱高度
精馏段hp=hc+hL+hσ=0.039+0.042+0.0021=0.0831m液柱
提馏段hp=hc+hL+hσ=0.027+0.0434+0.0020=0.0724m液柱
⑤气体通过每层塔板的压降为
精馏段ΔPp=hpρLg=0.1391×
800.7×
9.81=652.74Pa＜0.7KPa（设计允许值）
提馏段ΔPp’=hpρLg=0.0724×
789.67×
9.81=560.86Pa＜0.7KPa（设计允许值）
2液面落差
对于筛板塔，液面落差很小，且本例的塔径和液流量均不大，故可忽略液面落差的影响。
3液沫夹带
ev=5.7×
10-6/σL（ua/（HT-hf））3.2
hf=2.5hL=2.5×
0.07=0.175m
精馏段ev=5.7×
10-3/20.455×
（0.933/（0.4-0.175））3.2=0.026Kg液/Kg气＜0.1Kg液/Kg气
提馏段ev’=5.7×
10-3/19.745×
（0.634/（0.4-0.175））3.2=0.0079Kg液/Kg气＜0.1Kg液/Kg气
故在本设计中液沫夹带量均在允许范围内。
4漏液
对筛板塔，漏液点气速
精馏段u0，min=4.4Co（（0.0056+0.13hL-hσ）ρL/ρv）1/2=4.4×
0.772×
（（0.0056+0.13×
0.07-0.0021）800.74/2.4）1/2=6.96m/s
实际孔速12.33m/s＞u0，min
稳定系数K=uo/u0，min=1.77＞1.5
提馏段u0，min=4.4Co（（0.0056+0.13hL-hσ）ρL/ρv）1/2=4.4×
（
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