安徽理工大学
课程设计说明书
题目：分离苯—甲苯用筛板精馏塔设计
院系：机械工程学院
专业班级：过控10—1班
学号：
学生姓名：
指导老师：
2013年1月4日
安徽理工大学课程设计（论文）任务书
机械工程学院过控教研室
2012年12月16日
目录
1. 流程和工艺条件的确定和说明 (5)
2. 操作条件和基础数据 (5)
2.1. 操作条件 (5)
2.2. 基础数据 (5)
3. 精馏塔的物料衡算 (5)
3.1. 原料液及塔顶、塔顶产品的摩尔分率 (5)
3.2. 原料液及塔顶、塔底产品的平均摩尔质量 (6)
3.3. 物料衡算 (6)
4. 塔板数的确定 (6)
4.1. 理论塔板层数N T的求取 (6)
4.1.1. 绘x-y图 (7)
4.1.2.最小回流比及操作回流比的确定 (7)
4.1.3. 求操作线方程 (7)
4.1.4. 求理论板层数 (8)
4.2. 实际塔板数的求取 (9)
5. 精馏塔的工艺条件及有关物性的计算 (9)
5.1. 操作压力计算 (9)
5.2. 操作温度计算 (10)
5.3. 平均摩尔质量计算 (11)
5.4.平均密度计算 (11)
5.4.1. 气相平均密度计算 (11)
5.4.2. 液相平均密度计算 (11)
5.5. 液体平均表面张力计算 (12)
5.6.液体平均黏度计算 (12)
5.7. 全塔效率计算 (13)
5.7.1. 全塔平均相对挥发度计算 (13)
5.7.2. 全塔效率的计算 (14)
6. 精馏塔的塔体工艺尺寸计算 (14)
6.1. 塔径的计算 (14)
6.2. 精馏塔有效高度的计算 (15)
7. 塔板主要工艺尺寸的计算 (15)
7.1. 溢流装置计算 (15)
7.1.1. 堰长l W (15)
7.1.2. 溢流堰高度h W (15)
7.1.3. 弓形降液管宽度W d和截面积A f (16)
7.1.4. 降液管底隙高度h0 (16)
7.2. 塔板布置 (16)
7.2.1. 塔板分布 (17)
7.2.2. 边缘区宽度确定 (17)
7.2.3. 开孔区面积计算 (18)
7.2.4. 筛孔计算及其排列 (18)
8. 筛板的流体力学验算 (18)
8.1. 塔板压降 (18)
8.1.1. 干板阻力h c计算 (17)
8.1.2. 气体通过液层的阻力h1计算 (19)
8.1.3. 液体表面张力的阻力hσ计算 (19)
8.2. 液面落差 (19)
8.3. 液沫夹带 (20)
8.4. 漏液 (20)
8.5. 液泛 (21)
9. 塔板负荷性能图 (21)
9.1. 漏液线 (21)
9.2. 液沫夹带线 (222)
9.3. 液相负荷下限线 (22)
9.4.液相负荷上限线 (22)
9.5.液泛线 (22)
10. 主要工艺接管尺寸的计算和选取 (24)
10.1. 塔顶蒸气出口管的直径d V (24)
10.2. 回流管的直径d R (24)
10.3. 进料管的直径d F (24)
10.4. 塔底出料管的直径d W (24)
11. 塔板主要结构参数表 (25)
12.参考文献 (27)
15.附图（工艺流程简图、主体设备设计条件图） ..............错误！未定义书签。
1.1 设计方案的选定及基础数据的搜集错误！未定义书签。
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内。塔顶上升蒸气采用全凝器冷凝，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1.8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 1.8倍
塔底加热蒸气压力 0.5Mpa （表压） 单板压降 ≤0.7kPa 。 2.2. 基础数据
进料中苯含量（质量分数） 50% 塔顶苯含量（质量分数） 99% 塔釜苯含量（质量分数） 1% 生产能力（万吨/年） 2.5
3. 精馏塔的物料衡算
3.1. 原料液及塔顶、塔顶产品的摩尔分率 苯的摩尔质量 k m o l
kg M
A
/11.78= 甲苯的摩尔质量 k m o l kg M B /13.92=
012
.013
.92/99.011.78/01.011
.78/01.0992.013
.92/01.011.78/99.011
.78/99.0541
.013
.92/5.011.78/5.011.78/5.0=+=
=+==+=W D F x x x
3.2. 原料液及塔顶、塔底产品的平均摩尔质量
kmol
Kg M kmol Kg M
kmol Kg M W D
F /96.9113.92)012.01(11.78012.0/22.7813.92)992.01(11.78992.0/55.8413.92)541.01(11.78541.0=?-+?==?-+?==?-+?=
3.3. 物料衡算 生产能力 h kmol F /33.3755
.84)
24330/(25000000
=?=
总物料衡算 h kmol W D F /33.37=+= 苯物料衡算 W D F x W x D x F ?+?=? 即 012.0992.0541.033.37?+?=?W D 联立解得
h
k m o l W h k m o l D /18.17/15.20==
4. 塔板数的确定
4.1. 理论塔板层数N T 的求取 4.1.1. 绘x-y 图
通过查设计手册，得此环境下相对挥发度56.2=α
所以相平衡方程为
x
x y
y
-=-11α
，
即x
x x
x
y 56.1156.2)1(1+=
-+=
αα，
描点作图，得x-y 图。
4.1.2.最小回流比及操作回流比的确定
采用作图法求最小回流比。因为是泡点进料，则x F =x q ，在图二中对角线上，自点（0.541，0.541）作垂线即为进料线（q 线），该线与平衡线的交点坐标为
751
.0541.0==P P y x
故最小回流比为
15.1541
.0751.0751.0992.0min =--=
--=
P
P P D x y y x R
则操作回流比为
07.28.1min ==R R
已知R=2.07 ; q=1，则塔釜气相回流比
6.3541
.0992.0012.0541.007.3)
1()
1(=--?
=---+--+='F
D W D F
D W F x x x x q x x x x R R
4.1.3. 求操作线方程
精馏段操作线方程为 323.0674.01
07.2992.01
07.207.21
1
1+=++
+=
++
+=
+n n D n n x x R x x R R y
提馏段操作线方程为 0033.028.16
.3012.06
.316.311-=-
+='-
'
+'=
+n n w n n x x R x x R R y
联立两操作方程，解得交点坐标为 689
.0541.0==y x
4.1.4. 求理论板层数
1)采用图解法求理论板层数，如图所示。求解结果为 总理论塔板数 N T =16（包括再沸器） 进料板位置 N F =8。 2)逐板计算求理论塔板数
理论板数计算：先交替使用相平衡方程与精馏段操作线方程， 计算如下
98.0992.011=→---==x x y D
F
x x y x y x y x y x y x y x y <=→---==→---==→---==→---==→---==→---==→---=52.0735.0611.0801.0709.0862.0799.0911.0872.0946.0924.0969.0958.0983.088776655443322
由计算知第8板为加料板。
以下交替使用提馏段操作线方程与相平衡方程计算如下
0115
.0082.0032.0144.0075.0232.0168.034.0244
.0453.0324.0551.0394.0625.0446.0673.0161615151414131312121111101099=→---==→---==→---==→---==→---==→---==→---==→---=x y x y x y x y x y x y x y x y
所以总理论板数为18，精馏段理论板数为7，第8板为进料板。 逐板法计算表格如下：
4.2. 实际塔板数的求取 全塔效率假设0.54
塔内实际板数 N =(16-1)/0.54=28 实际进料板位置 N m =N R +1=14 精馏段实际板层数 N 精=8/0.54=15 提馏段实际板层数 N 提=7/0.54=13
5. 精馏塔的工艺条件及有关物性的计算
5.1. 操作压力计算
塔顶操作压力 kPa kPa kPa P D 325.105325.1014=+= 每层塔板压降 ΔP =0.70 kPa
进料板压力 P F =105.325+0.70×14=115.125kPa 精馏段平均压力 P m =(105.325+115.125) / 2=110.225kPa 5.2. 操作温度计算 安托因方程 C
t B A p +-
=0
lg ，
所以C
p
A B t --=
lg 查表得苯 的A=6.03055，B=1211.033，C=220.79
已知 x
y p p ?=
，所以塔顶kPa x y P p D D 61.10698
.0992
.0325.1051
1
=?=
?=
所以塔顶温度C t o
D 76.8179.22061
.106lg 03055.6033
.1211=--=，
同理
进料板温度C t o
F 31.96=
精馏段平均温度 C t o m 3.892/)31.9676.81(=+= 1）塔顶平均摩尔质量计算 由992.01==y x D ，逐板计算得 98.01=x
故 =VDm M 0.992×78.11+（1-0.992）×92.13kmol kg /22.78=
=
LDm
M
0.98×78.11+（1-0.98）×92.13kmol kg /39.78=
2）进料板平均摩尔质量计算 由逐板计算解理论板，得
735.0=F y 52.0=F x
=VFm M 0.735×78.11+（1-0.735）×92.13kmol kg /83.81=
=
LFm
M
0.52×78.11+（1-0.52）×92.13kmol kg /84.84=
3）精馏段平均摩尔质量
=Vm M （78.22+81.83）/2kmol kg /03.80=
=Lm
M
（78.39+84.84）/2kmol kg /62.81=
5.4.平均密度计算 5.4.1. 气相平均密度计算 由理想气体状态方程计算，即
3
/941.2)
15.27365.87(314.803.80225.110m kg RT M P m
Vm m Vm =+??=
=
ρ
5.4.2. 液相平均密度计算 液相平均密度依下式计算，即
∑=
i i
Lm a
ρρ//1
塔顶液相平均密度的计算
有C t o D 76.81=，查手册[2]得
ρA =814.2kg/m 3
ρB =809.4 kg/m
3
3
/16.8144
.809/)992.01(2.814/992.01
m kg LDm =-+=
ρ
进料板液相平均密度计算
有C t o F 31.96=，查手册[2]得
ρA =798.1 kg/m 3
ρB =796.0kg/m 3
进料板液相的质量分率
500.013
.92)541.01(11.78541.011
.78541.0=?-+??=
A α
3
/05.7970
.796/5.01.798/5.01
m kg LFm =+=
ρ
精馏段液相平均密度为
3
/61.8052/)05.79716.814(m kg Lm =+=ρ
5.5. 液体平均表面张力计算
液相平均表面张力依下式计算，即
∑=
i
i
Lm x σ
σ
塔顶液相平均表面张力的计算
有C t o
D 76.81=，查手册[2]得
σ
A =21.30 m mN /， σ
B =21.50 m mN /。
m mN LDm /30.2150.21)992.01(30.21992.0=?-+?=σ
进料板液相平均表面张力的计算 有C t o F 31.96=，查手册[2]得
σ
A = 19.60 m
mN / σ B = 20.54 m mN /
m mN LFm /03.2054.20459.060.19541.0=?+?=σ 精馏段液相平均表面张力为
m mN Lm /67.202/)03.2030..21(=+=σ 5.6.液体平均黏度计算 液相平均粘度依下式计算，即
∑=
i i
Lm x
μμlg lg
塔顶液相平均粘度的计算
由C t o
D 76.81=，查手册[2]得
s mPa A ?=315.0μ s m P a B ?=319.0μ
)319.0lg(008.0)3157.0lg(992.0lg +=LDm μ
解出s mPa LDm ?=315.0μ 进料板液相平均粘度的计算
由C t o F 31.96=，查手册[2]得
s mPa A ?=271.0μ s mPa B ?=277.0μ
)277.0lg(459.0)271.0lg(541.0lg ?+?=LFm μ
解出s mPa LFm ?=274.0μ 精馏段液相平均粘度为
s mPa Lm ?=+=2945.02/)274.0315.0(μ
5.7. 全塔效率计算
5.7.2. 全塔平均相对挥发度计算 相对挥发度依下式计算，即
W D m ααα?=
?
?=
B
A P P α（理想溶液）
塔顶相对挥发度的计算 由t D =81.76oC ，查手册[2]得
P A °=105.53KPa P B °=40 KPa
105.53 2.6440
A D B
P P α??
=
=
=
由t W =117.2 oC ，查手册[2]得
P A °=250 KPa P B °=100.60 KPa
48.260
.100250==
=
?
?B
A W P P α
全塔相对挥发度为
2.56m α=
=
=
5.7.3. 全塔效率的计算
2.560.270.69L αμ=?=
查精馏塔全塔效率关联图[3]得全塔效率E 0'=0.50 筛板塔校正值为1.1
故E 0=1.1E 0'=1.1×0.50=0.55
与假定值相当接近，计算正确。
6. 精馏塔的塔体工艺尺寸计算
6.1. 塔径的计算
精馏塔气、液相负荷的确定
h k m o l RD L /
71.4115.2007.2=?== h k m o l D R V /86.6115.2007.3)1(=?=+=
h k m o l F L L /04.7933.3771.41=+=+=' h k m o l V V /
86.61=='
精馏段的气、液相体积流率为 s m VM
V Vm Vm
s /468.094.2360003.8086.6136003
=??=
=
ρ
s m LM
L Lm
Lm
s /00104.061
.805360062.8171.4136003
=??=
=
ρ
由 u max =V V
L C ρρρ-
式中C=20(
)
20
C σ0.2
，查手册史密斯关联图[4]
其中横坐标为 037.0)
94
.261.805(
468
.000104.0)
(
2
/12
/1==
=
V
L s
s LV V L F ρρ
取板间距H T =0.45 m ，板上液层高度h L =0.08m,则
H T -h L =0.45-0.08=0.37m 查史密斯关联图可得 C 20=0.082
C=20(
)
20C σ0.2
=0.082×0.2
20.26(
)
20
=0.0822
s m u /36.194
.294
.261.8050822.0max =-?
=
取安全系数为0.7，则空塔气速为
u= 0.7u max =0.70×1.36=0.952m/s
m u
V D s
791.0952
.014.3468.044=??=
=
π
按标准塔径圆整后为 D=0.8 m 塔截面积为
2
2
2
502.08
.04
4
m
D
A T =?=
=
π
π
实际空塔气速为 s m u /932.0502
.0468.0==
6.2. 精馏塔有效高度的计算 精馏段有效高度为
m
H N Z T 3.645.0)115()1(=?-=?-=精精
提馏段有效高度为
m
4.54
5.01131=?-=?-=）（）（提提T H N Z
在进料板上方开一个人孔，其高度为1.4 m 则精馏塔的有效高度为
m 1.134.14.53.640.1=++=++=提精Z Z Z
7. 塔板主要工艺尺寸的计算
7.1. 溢流装置计算
因塔径D=1.40 m ，选用单溢流弓形降液管，采用凹形受液盘。各项计算如下： 7.1.1. 堰长l W 取
m
D l W 5808.08.0726.0726.0=?==
7.1.2. 溢流堰高度h W 由 OW W W h h h -=
选用平直堰，堰上液层高度 3
/2)
(
1000
84.2W
h OW L L E h =
m h OW 0101.0)
5808
.03600
00104.0(
025.11000
84.23
/2=???=
取板上请液层高度 m h L 08.0=
则 m h h h OW L W 0699.00101.008.0=-=-= 符合加压情况下40~80mm 的范围 7.1.3. 弓形降液管宽度W d 和截面积A f 由 726.0/=D l W
查手册弓形降液管的参数图[4]得
100
.0=T
f A A
16
.0=D
W d
则 2
0502
.0m A f =
m w d 128.0=
验算液体在降液管中停留时间，即
s s L H A h
T
f 572.213600
00104.045.00502.036003600>=???=
=
θ
故降液管设计合理 7.1.4. 降液管底隙高度h 0
'
360000u l L h w h =
取 u 0=0.06 m/s 则 m
h 0298.006
.05808.03600360000104.00=???=
符合小塔径h 0不小于25mm 的要求。
m
h h W 006.00401.00298.00699.00>=-=-
故降液管底隙高度设计合理。 选用凹形受液盘，深度h 'W =70mm 7.2. 塔板布置
7.2.1. 塔板分布
因D=0.8m ，所以采用分块式。查手册[4]得，塔板分为2块。 7.2.2. 边缘区宽度确定
取安定区s s 'W W ==0.075m ，边缘区 m W c 06.0=。 7.2.3. 开孔区面积计算 开孔区面积 a A 按下式计算，
)sin
180
(21
2
2
2
r
x r
x r x A a -+
-=π
其中 m
W W D x s d 197.0)075.0128.0(2
8.0)(2
=+-=
+-=
m W D r c 34.006.02
8.02
=-=
-=
则 2
252
.0m A a = 7.2.4. 筛孔计算及其排列
苯—甲苯体系处理的物系无腐蚀性，选用δ=3mm 碳钢板，取筛孔直径d 0=5mm 。 筛孔按正三角排列，取孔中心距t 为 t=2.5 d 0=2.5×5=12.5mm 筛孔数目n 为
n=
a A t
t 1000
1158??=
个
18680125
.0252.0158.12
=?
开孔率为
φ=0.907（
t
d 0）2=0.9072
)
0125
.0005.0(
?=14.51%
气体通过阀孔的气速为 s m A V u s /80.121451
.0252.0468.00
0=?=
=
8. 筛板的流体力学验算
8.1. 塔板压降
8.1.1. 干板压降h d 计算 干板压降可由下式计算，
h d =）
（
）（
L
V c u g
ρρ2
021
由d 0/δ=5/3=1.67，查手册干筛孔的流量系数图[4]，可得孔流系数C 0=0.78 故 h d =
21
8.72 2.8510.023
29.810.78805.39=?（）（）m 液柱
8.1.2. 气体通过液层的阻力h L 计算
u a =
a f
T V A A -=
1.2860.9291.5390.154
=-m/s
F a =v a u ρ
= 1.69=kg 1/2/（s ·m 1/2） 查手册充气系数关联图[4]可得
β=0.58
则 h L =β(h w +h ow )=0.59（0.0652+0.0148）=0.045m 液柱 8.1.3. 液体表面张力的阻力h σ计算 液体表面张力所产生的阻力h σ由下式计算 h σ=
3
4420.2610
0.0021805.399.810.005
L
L gd σρ-??=
=??m 液柱
气体通过每层塔板的液柱高度h p 由下式得
h p = h 1+ h σ+ h c =0.023+0.047+0.0021=0.0721m 液柱 气体通过每层塔板的压降为
ΔP p = h p L ρg=0.0721×805.39×9.81=569.65 Pa<700Pa （设计允许值） 8.2. 液面落差
液面落差h ?由下式计算
[]L
L l f bh Z L h b h ρμ312
)1000(]
)3600()1000250(215.0[+=
?
平均液流宽度
()
(1.4 1.016)
1.2082
2
w D l b ++=
=
=m
塔板上鼓泡层高度
2.5 2.50.0470.1175L f h h ==?=m
内外堰间距离
12 1.420.2240.95
d Z D W =-=-?=m
液相流量
s L L L ==0.00324 m
3
/s
故
[]2
43
[0.215(250
1.20810000.1175)
0.28(36000.003
24)0.95]7.9610
(1000
1.208
0.0
47)805.39
h -?+??????=
=????m
h ?/0.05=0.016<0.5
所以液面落差符合要求 8.3. 液沫夹带
液沫夹带量由下式计算
2
.33
10
7.5?
??? ??-?=
-f T
a L
V h H u e σ
h f =2.5h L =2.5×0.047=0.1175 则 3
3.2
5.7100.915(
)
0.007220.26
0.450.1175
v e -?=
=- kg 液/kg 气<0.1 kg 液/kg 气
所以本设计中液沫夹带e v 在允许范围内。 8.4. 漏液
对筛板塔，漏液点气速u 0，min 由下式算得
()v L L h h C u ρρ/13.00056
.04.400
min ,0-+=
94.400021=?实际孔速u 0=8.72m/s>u 0，min 计算正确 稳定系数为
00,m in
8.72 1.543 1.55.65
u K u =
==>
故在本设计中无明显漏液。