(此文档为word格式，下载后您可任意编辑修改！) 《化工原理》课程设计
设计题目苯-甲苯精馏塔的设计
学生
指导教师讲师
年级
专业
系部
课程设计任务书
一、课题名称
苯——甲苯混合液筛板精馏塔设计
二、课题条件（原始数据）
1、设计方案的选定
原料：苯、甲苯
原料苯含量：质量分率= 45.5%
原料处理量：质量流量=20.5th
产品要求：苯的质量分率：x D =98%，x W=1%
2、操作条件
常压精馏，泡点进料，塔顶全凝，泡点回流，塔底间接加热。
3、设备型式：筛板塔
三、设计内容
1、设计方案的选择及流程说明
2、工艺计算（物料衡算、塔板数、工艺条件及物性数据、气液负荷等）
3、主要设备工艺尺寸设计
（1）塔径
（2）塔板（降液管、溢流堰、塔板布置等）
（3）塔高
4、流体力学验算与操作负荷性能图
5、辅助设备选型（冷凝器、再沸器、泵、管道等）
6、结果汇总表
7、设计总结
8、参考文献
9、塔的设计条件图（A2）
10、工艺流程图（A3）
四、图纸要求
1、带控制点的工艺流程图（2＃图纸）；
2、精馏塔条件图（1＃图纸）。
摘要：本设计对苯—甲苯分离过程筛板精馏塔装置进行了设计，主要进行了以下工作：1、对主要生产工艺流程和方案进行了选择和确定。2、对生产的主要设备—筛板塔进行了工艺计算设计,其中包括：①精馏塔的物料衡算；②塔板数的确定；③精馏塔的工艺条件及有关物性数据的计算；④精馏塔的塔体工艺尺寸计算；⑤精馏塔塔板的主要工艺尺寸的计算。3、绘制了生产工艺流程图和精馏塔设计条件图。4、对设计过程中的有关问题进行了讨论和评述。本设计简明、合理，能满足初步生产工艺的需要，有一定的实践指导作用。
关键词：苯—甲苯；分离过程；精馏塔
目录
目录 (1)
1 文献综述 (3)
1.1概述 (3)
1.2方案的确定及基础数据 (3)
2 塔物料衡算 (5)
2.1原料液及塔顶、塔底产品的摩尔分率 (5)
2.2原料液及塔顶、塔底产品的平均摩尔质量 (6)
2.3物料衡算 (6)
3 塔板数的确定 (6)
3.1理论板层数的求取 (6)
3.2求精馏塔气液相负荷 (7)
3.3操作线方程 (8)
3.4逐板计算法求理论板层数 (8)
3.5全塔效率估算 (8)
3.6求实际板数 (9)
4 精馏塔的工艺条件及有关物性数据的计算 (9)
4.1操作压力计算 (9)
4.2安托尼方程计算 (10)
4.3平均摩尔质量计算 (10)
4.4平均密度计算 (11)
4.5液体平均表面张力计算 (12)
4.6液体平均粘度计算 (13)
4.7气液负荷计算 (14)
5 精馏塔塔体工艺尺寸的计算 (15)
塔径的计算 (15)
6 塔板主要工艺尺寸的计算 (16)
6.1溢流装置计算 (16)
6.2塔板布置 (18)
6.3筛孔数n与开孔率： (19)
7 筛板的流体力学验算 (19)
7.1气体通过筛板压强相当的液柱高度计算（精馏段） (19)
7.2气体通过筛板压强相当的液柱高度计算（提馏段） (21)
8 塔板负荷性能图 (22)
8.1精馏段： (22)
8.2提馏段： (26)
9 设备设计 (30)
9.1塔顶全凝器的计算与选型 (30)
9.2再沸器 (31)
10 各种管尺寸确定 (31)
10.1进料管 (31)
10.2出料管 (31)
10.3塔顶蒸汽管 (32)
10.4回流管 (32)
10.5再沸返塔蒸汽管 (32)
11 塔高 (32)
12.设计体会 (33)
13.参考文献 (34)
分离苯-甲苯混合液的筛板精馏塔
1．文献综述
1.1概述
在常压操作的连续精馏塔内分离苯-甲苯混合液，已知原料液的处理量为20.5th，组成为45.5%（苯的质量分率），要求塔顶馏出液的组成为98%（苯的质量分率）塔底釜的组成为1%。
设计条件如下：
操作压力4kpa（塔顶表压）
进料热状况泡点进料
1.2方案的确定及基础数据
本设计任务为分离苯-甲苯混合物。对于二元混合物的分离，应采用连续精馏留成
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。塔顶上升的蒸汽采用全凝器冷凝，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贮罐。该物系属易分离物系，最小回流比较小，故操作回流比是最小回流比的2倍，塔釜采用间接蒸汽加热塔顶产品经冷却后送入贮罐。
表5 组分的液相密度([1]：附录图8)
表6 液体粘度μ（[1]：）
表7常压下苯——甲苯的气液平衡数据
2 塔物料衡算
2.1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
496.013
.92545
.011
.78455
.011.78455
.0=+=
F x
983.013
.9202
.011
.7898
.011.7898
.0=+=
D x
012.013
.9299
.011
.7801
.011.7801
.0=+=
W x
2.2原料液及塔顶、塔底产品的平均摩尔质量
()kg/kmol 18.8513.92496.0111.78496.0=?-+?=F M ()kg/kmol 35.7813.92983.0111.78983.0=?-+?=D M
()kg/kmol 96.9113.92012.0111.78012.0=?-+?=W M
2.3物料衡算
原料处理量
()kmol/h 67.24018
.851000
5.20=?=
F
总物料衡算
苯物料衡算W D F 012.0983.0496.0+= 联立解得
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
3.1理论板层数的求取
苯-甲苯属于理想物系，采用逐板计算法求理论层数 由表10-2苯-甲苯物质在总压101.3kpa 下的t-x 关系
由表10-1苯-甲苯在某温度t 下蒸汽压、
96
9296
24.923
.1611.1443
.1610--=
--A P
96
9296
24.926
.658.576
.650--=
--B P
理想物系
平衡线方程 ()x
x
x x Y 49.1149.211+=
-+=αα 泡点进料
710.0496
.049.11496
.049.2=?+?=
e y
276.1496
.0710.0710
.0983.0min =--=
R
取操作回流比
55.2276.122min =?==R R
3.2求精馏塔气液相负荷
kmol/h 90.30596.11955.2=?=?=D R L
()()kmol/h 86.42596.119155.21=?+=+=D R V
kmol/h 76.73167.24090.305=+=+='qF L L
3.3操作线方程
精馏段方程为276.0718.01
1
1+=++
+=
+n d n n x R x x R R y
提馏段方程为003.028.11-=-+--++=
+m w
m m x W
qF L Wx x W qF L qF L y
3.4逐板计算法求理论板层数
平衡方程 精馏段方程
435.0657.0531.0738.0643.0818.0756.0885.0848.0933.0915.0964.0959.0983.07平7精6平6精5平5精4平4精3平3精2平2精1平1=???→?=???→?=???→?=???→?=???→?=???→?=???→?=???→?=???→?=???→?=???→?=???→?=???→?=x y x y x y x y x y x y x y 496.0435.07=<=F x x
提馏段方程
012
.0010.0024.0021.0051.0042.0098.0079.0176.0140.0289.0228.0423.0333.0554.0435.014平14提13平13提12平
12提
11平11提10平10提9平9提8平8提7=<=???→?=???→?=???→?=???→?=???→?=???→?=???→?=???→?=???→?=???→?=???→?=???→?=???→?=???→?=W x x y x y x y x y x y x y x y x
总理论板数为 （包括再沸器）
3.5全塔效率估算
查温度组成图得到塔顶温度，塔釜温度， 全塔平均温度=95.53℃ 分别查得苯甲苯的平均温度下的粘度
平均粘度公式得
()270.0496.01274.0266.0496.0=-?+?=m μ
全塔效率()
%0.5449.0245
.0==-m
T E αμ
3.6求实际板数
精馏段实际板层数
1396.1254
.07
精≈==
N 提馏段实际板层数
1396.1254
.07
提≈==
N 进料板在第12块板
4 精馏塔的工艺条件及有关物性数据的计算
4.1操作压力计算
塔顶操作压力 P=101.325+4=105.3 kpa 每层塔板压降 △P ＝0.31 kPa
进料板压力 k p a 33.1091331.03.105=?+=F P 塔底操作压力
精馏段平均压力 (
)kpa 32.1072/33.1093.1051=+=m P
提馏段平均压力 (
)kpa 19.1112/05.11333.1092=+=m P 4.2安托尼方程计算
依据操作压力，有泡点方程通过试差法计算出泡点温度，其中苯，甲苯的饱和蒸汽压有 计算结果如下
塔顶温度 进料板温度 塔底温度
精馏段的平均温度()
℃58.862/24.9292.801=+=m t 提馏段的平均温度()
℃19.1012/14.11024.922=+=m t
4.3平均摩尔质量计算
塔顶平均摩尔质量就算 由，代入相平衡方程得
()kg/kmol 69.7813.92959.0111.78959.0,=?-+?=m D L M ()kg/kmol 35.7813.92983.0111.78983.0,=?-+?=m D V M
进料板平均摩尔质量计算 由上面理论板的算法，得 ，
()kg/kmol 92.8213.92657.0111.78657.0,=?-+?=m F V M ()kg/kmol 03.8613.92435.0111.78435.0,=?-+?=m F L M
塔底平均摩尔质量计算 由，由相平衡方程，得
()kg/kmol 79.9113.92024.0111.78024.0,=?-+?=m W V M ()kg/kmol 99.9113.9201.0111.7801.0,=?-+?=m W L M
精馏段平均摩尔质量
kg/kmol 64.802
92
.8235.78=+=
m V M
kg/kmol 36.822
03
.8669.78=+=
m L M
提馏段平均摩尔质量
kg/kmol 34.872
79
.9192.82=+=
m V M
kg/kmol 01.892
99.9103.86=+=m
L M
4.4平均密度计算
气相平均密度计算
有理想气体状态方程计算，精馏段的平均气相密度即
()
3kg/m 89.215.27358.86314.864
.8032.107=+??==
m M V RT PV m
ρ 提馏段的平均气相密度
()
3kg/m 34.315.27319.101314.834
.8719.119=+??==
m M V RT PV m
ρ 液相平均密度计算
液相平均密度依下式计算，即
LB B LA A Lm a a ρρρ///1+=
塔顶液相平均密度计算 由，查得
塔顶液相的质量分率已知 ；得
进料板液相平均密度计算 由，查得
进料板液相的质量分率为已知
塔底液相平均密度的计算
由，查得
塔底液相的质量分率已知
精馏段液相平均密度为
3kg/m 7.8062
2
.8001.813=+=
m
L ρ
提馏段液相平均密度为
3kg/m 0.7902
2
.8008.779=+=
m
L ρ
4.5液体平均表面张力计算
液相平均表面张力依下式计算，即
塔顶液相平均表面张力的计算 由，查得
mN/m 10.2160.21017.009.21983.0,=?+?=m
D L σ
进料板液相平均表面张力的计算 由，查得
mN/m 04.2035.20504.073.19496.0,=?+?=m
F L σ
塔底液相平均表面张力的计算 由，查得
mN/m 33.1838.18988.048.17012.0,=?+?=m
W L σ
精馏段液相平均表面张力为
mN/m 57.202
04
.2010.21=+=
m
L σ
提馏段液相平均表面张力为
mN/m 19.192
33
.1804.20=+=
m
L σ
4.6液体平均粘度计算
液相平均粘度依下式计算，即
塔顶液相平均粘度的计算 由，查得
s mpa 311.0309.0017.0305.0983.0,?=?+?=m
D L μ
进料板液相平均粘度的计算 由，查得
s mpa 276.0281.0504.0274.0496.0,?=?+?=m
F L μ
塔底液相平均粘度计算 由，查得
s 4mpa 25.0254.0988.0233.0012.0,?=?+?=m
F L μ
精馏段液相平均粘度为
s mpa 294.02276
.0311.0?=+=
m
L μ
提馏段液相平均粘度为
s mpa 265.02
254
.0276.0?=+=
m
L μ
4.7气液负荷计算
精馏段：
()()kmol/h 86.42596.119155.21=?+=+=D R V
/s m 30.389
.2360064
.8086.42536003=??=
?=
m
m V V s M V V ρ
kmol/h 90.30596.11955.2=?==RD L
/s m 0087.07
.806360036
.8290.30536003=??=
?=
m
m L L s M V L ρ
提馏段：
()()()kmol/h 86.42596.119155.211=?+=-++=F q D R V
/s m 09.334
.3360034
.8786.42536003=??=
?=
m
m V V s M V V ρ
kmol/h 57.54667.240196.11955.2=?+?=+=qF RD L
/s m 0171.00
.790360001
.8957.54636003=??=
?=
m
m L L s M V L ρ
5 精馏塔塔体工艺尺寸的计算
塔径的计算
塔板间距H T 的选定很重要，它与塔高、塔径、物系性质、分离效率、塔的操作弹性，以及塔的安装、检修等都有关。可参照下表所示经验关系选取。
表8 板间距与塔径关系
塔径D T ，m 0.3～0.5 0.5～0.8 0.8～1.6 1.6～2.4 2.4～4.0 板间距H T ，
mm 200～300
250～350
300～450
350～600
400～600
对精馏段：
初选板间距，取板上液层高度 故m 34.006.040.0=-=-L T h H
0440.089.27.80630.30087.05
.05
.0=???
? ?????? ??=???
? ?????? ??V L s s V L ρρ
查史密斯关联图得；依式
校正物系表面张力为20.57mNm 时，0730.02057.20071.02020=???
? ???=????
??=
σC C 217.189
.289
.27.8060730.0max =-=-=V V L C
ρρρυ 可取安全系数为0.7，则（安全系数0.6-0.8） 故 m/s 852.0217.17.07.0max =?==υυ
按标准塔径圆整为2400mm ，则空塔气速0.73ms 对提馏段：
初选板间距，取板上液层高度 故m 34.006.040.0=-=-L T h H
0851.034.30.79009.30171.05
.05
.0=???
? ?????? ??=???
? ?????? ??m m V L s
s
V L ρρ
查图得 依式
校正物系表面张力为19.19mNm 时
m/s 982.034
.334.30.790064.0max =-=-=V V L C
ρρρυ m/s 69.0982.07.07.0max =?==υυ
m 39.269
.009
.344=??=
=
ππυ
s
V D
按标准塔径圆整为2400mm ，则空塔气速0.68ms
将精馏段和提溜段相比较可以知道二者的塔径不一致，根据塔径的选择规定，对于相差不大的二塔径取二者中较大的，因此在设计塔的时候塔径取2.4m
6 塔板主要工艺尺寸的计算
6.1溢流装置计算
6.1.1精馏段
因塔径D=2.4m ，可选用单溢流弓形降液管，采用平行受液盘。对精馏段各项计算如下： 1) 溢流堰长：单溢流，取堰长44.14.26.060.0=?==D l w 2) 出口堰高：单溢流
59.1244
.13600
0087.05
.25
.2=?=
w
h l L 查图得
022.044.136000087.011000
84.23
/2=???
? ?????=ow
h
故
038.0022.006.0=-=w h
3)降液管的宽度与降液管的面积： 由,查图得
故 2976.04.2124.0=?=d W
22m 2352.04.24
052.0=??
=π
f A
计算液体在降液管中停留时间以检验降液管面积， 即 s 5s 81.100087
.04
.02352.0>=?=
=
s
T f L H A τ（符合要求）
4)降液管底隙高度：取液体通过降液管底隙的流速
0.02m m 024.025
.044.10087
.00>=?=?=
υw s o l L h （符合）
5)受液盘
采用平行受液盘，不设进口堰，深度为50mm
6.1.2提馏段：
1) 溢流堰长：单溢流，取堰长为0.80D=0.802.4=1.92m 2) 出口堰高：单溢流
05.1292
.13600
0171.05
.25
.2=?=
w
h l L 029.092.136000171.011000
84
.23
/2=???
? ?????=ow
h
故
031.0029.006.0=-=w h
3)降液管的宽度与降液管的面积： 由,查图得
故 5136.04.2214.0=?=d W
22m 656.04.24
145.0=??
=π
f A
计算液体在降液管中停留时间以检验降液管面积， 即 s 5s 34.150171
.04
.0656.0>=?=
=
s
T f L H A τ（符合要求）
4) 降液管底隙高度：取液体通过降液管底隙的流速
m 02.0023.038
.092.10171
.00>=?=?=
υw s o l L h （符合）
6.2塔板布置
6.2.1精馏段
一）塔板的分块
因，故塔板采用分块式。查表得，塔板分为4块。 对精馏段： 1)取边缘宽度 安定区宽度
2) ?????
?+-=-R x R x R x A a 1222sin 1802π计算开孔区面积
m 165.1035.02.12=-=-=c W D
R
()()5m 83.0065.030.02.12
=+-=+-=s d W W D
x
6.3筛孔数n 与开孔率：
取筛孔的孔径为5mm ，正三角形排列，一般碳的板厚为3mm ，取 故孔中心距 筛孔数193531011552
3
=??=a A t
n
开孔率
每层板上的开孔面积 气体通过筛孔的气速为
7 筛板的流体力学验算
塔板的流体力学验算，目的在于验算预选的塔板参数是否能维持塔的正常操作，一边决定对有关塔的参数进行必要的调整，最后还要做出塔板负荷性能图。
7.1气体通过筛板压强相当的液柱高度计算（精馏段）
7.1.1塔板的压降：
1)干板压降相当的液柱高度：依，查《干筛孔的流量系数》图得，
由式023.07.80689.2772.066.8051.0051.02
2
00=??? ????? ??=???
? ?????
? ??=L V c C h ρρυ 2)气体穿过板上液层压降相当的液柱高度：
m/s 77.02352
.052.430
.3=-=-=
f T s a A A V u