西北师范大学化工原理课程设计
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2019年7月9日
一 概述
1.1 精馏
化工生产常需要进行液体混合物的分离以达到提纯或回收有用
组分的目的。互溶液体混合物的分离方法有多种方法，精馏是其中最常用的一种。精馏的原理是利用液体混合物之间挥发度的差异，本设计的题目是苯—甲苯二元物系板式精馏塔的设计，就是利用精馏的方法。
1.2 塔设备
塔设备是炼油、化工、石油化工等生产中广泛应用的气液传质设
备。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。板式塔内设置一定数目的塔板，气体以鼓泡或喷射形式穿过板上液层进行质热传递，气液相组成呈阶梯变化，属逐级接触逆流操作过程。填料塔内装有一定高度的填料层，液体自塔顶沿填料表面下流，气体逆流向上（也有并流向下者）与液相接触进行质热传递，气液相组成沿塔高连续变化，属微分接触操作过程。根据要分离的液体混合物苯和甲苯二者沸点的不同，故选用塔式设备改变其温度，使其分离并分别进行回收和储存。
1.3 液体混合物—苯和甲苯
苯的沸点为80.1℃，熔点为5.5℃，在常温下是一种无色、味
甜、有芳香气味的透明液体，易挥发。苯比水密度低，密度为88
.03
m g
，
但其分子质量比水重。苯难溶于水，1升水中最多溶解1.7g 苯；但
苯是一种良好的有机溶剂，溶解有机分子和一些非极性的无机分子的能力很强。
甲苯是最简单，最重要的芳烃化合物之一。在空气中，甲苯只能不完全燃烧，火焰呈黄色。甲苯的熔点为-95 ℃，沸点为111 ℃。甲苯带有一种特殊的芳香味（与苯的气味类似），在常温常压下是一种无色透明，清澈如水的液，密度为866.03
m g
，对光有很强的折射
作用（折射率：4961.1）。甲苯几乎不溶于水(l g
52.0)，但可以和二硫化碳，酒精，乙醚以任意比例混溶，在氯仿，丙酮和大多数其他常用有机溶剂中也有很好的溶解性。甲苯的粘性为s mpa ?6.0，也就是说它的粘稠性弱于水。甲苯的热值为40.940 kg kJ g ，闪点为4 ℃，燃点为535 ℃。如表1所示
表1 苯和甲苯的物理性质
项目 分子式
分子量M 沸点（℃） 临界温度c
t
（℃） 临界压强P C （kpa ） 苯A 66H C
78 80.1 288.5 6833.4 甲苯B
3
56CH H C -
92
110.8
318.57
4107.7
二 设计方案简介
由于板式塔所使用的塔板不同，可分为泡罩塔、浮阀塔、筛板
塔等等，每种塔型都有优缺点。对于本次设计要分离的液体混合物苯和甲苯，我选用筛板塔。理由是：
筛板塔的优点：
1）筛板是在塔板上钻有均布的筛孔，呈正三角形排列。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）；
2）结构比浮阀塔更简单，易于加工，造价约为泡罩塔的60％，为浮阀塔的80％左右。
3）处理能力大，比同塔径的泡罩塔可增加10～15％。
4）塔板效率高，比泡罩塔高15％左右。
5）压降较低，每板压力比泡罩塔约低30％左右。
筛板塔的缺点是：
1）塔板安装的水平度要求较高，否则气液接触不匀。
2）操作弹性较小(约2～3)。
3）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料液。
虽然筛板塔也有缺点，但设计良好的筛板塔仍具有足够的操作弹性，对易引起堵塞的物系可采用大孔径筛板，故在本设计中采用该种塔型。
三设计方案的原则
确定设计方案总的原则是在可能的条件下，尽量采用科学技术上的最新成就，使生产达到技术上最先进、经济上最合理的要求，符合优质、高产、安全、低消耗的原则。为此，必须具体考虑如下几点：3.1满足工艺和操作的要求
所设计出来的流程和设备，首先必须保证产品达到任务规定的要求，而且质量要稳定，这就要求各流体流量和压头稳定，入塔料液的温度和状态稳定，从而需要采取相应的措施。其次所定的设计方案需
要有一定的操作弹性，各处流量应能在一定范围内进行调节，必要时传热量也可进行调整。因此，在必要的位置上要装置调节阀门，在管路中安装备用支线。计算传热面积和选取操作指标时，也应考虑到生产上的可能波动。再其次，要考虑必需装置的仪表(如温度计、压强计，流量计等)及其装置的位置，以便能通过这些仪表来观测生产过程是否正常，从而帮助找出不正常的原因，以便采取相应措施。
3.2满足经济上的要求
要节省热能和电能的消耗，减少设备及基建费用。如前所述在蒸馏过程中如能适当地利用塔顶、塔底的废热，就能节约很多生蒸汽和冷却水，也能减少电能消耗。又如冷却水出口温度的高低，一方面影响到冷却水用量，另方面也影响到所需传热面积的大小，即对操作费和设备费都有影响。同样，回流比的大小对操作费和设备费也有很大影响。
3.3保证安全生产
例如苯属有毒物料，不能让其蒸汽弥漫车间。又如，塔是指定在常压下操作的，塔内压力过大或塔骤冷而产生真空，都会使塔受到破坏，因而需要安全装置。
以上三项原则在生产中都是同样重要的。但在化工原理课程设计中，对第一个原则应作较多的考虑，对第二个原则只作定性的考虑，而对第三个原则只要求作一般的考虑。
四生产任务
课程设计的任务要求如下：
1）生产能力（精馏塔的进料量）是：18900吨／年；
2）操作周期：7200 小时／年；
3）进料组成：苯含量25％（质量分率，下同）；
4）塔顶产品组成≥97％，塔底产品组成≤1% ；
5）操作条件：塔顶操作压力4.0kpa（表压）；
6）进料热状态：泡点进料；
7）两侧流体的压降：≯0.7 kpa；
8）工作地点：兰州
五塔体计算
5.1 设计方案的确定
(1）精馏方式的选定
本设计采用连续精馏操作方式，其特点是：连续精馏过程是一个连续定态过程，能耗小于间歇精馏过程，易得纯度高的产品。
（2）加热方式
本设计采用间接蒸汽加热，加热设备为再沸器。本设计不易利用直接蒸汽加热，因为直接蒸汽的加入，对釜内溶液起一定稀释作用，在进料条件和产品纯度，轻组分收率一定前提下，釜液浓度相应降低，故需在提馏段增加塔板以达到生产要求，从而又增加了生产的费用，但也增加了间接加热设备。
（3）操作压力的选取
本设计采用常压操作。一般除了热敏性物料以外，凡通过常压蒸馏不难实现分离要求，并能用江河水或循环水将馏出物冷凝下来的系统都应采用常压蒸馏。 （4）回流比的选择
除某些特殊体系（对于如乙醇水体系则要特殊处理）外，对于一般体系最小回流比的确定可按常规方法处理。该体系最小回流比
min R 的求取应通过精馏段操作线与平衡线相交得到，用计算法可用精馏段操作线方程与相平衡方程联立求解，既得到交点。而适宜回流比R 的确定，应体现最佳回流比选定原则即装置设备费与操作费之和最低，我们使用简化方法计算各项费用，从而确定回流比一般经验值为R=(1.1～2.0) min R 。本次筛板塔选用的回流比为min 8.1R R （5）塔顶冷凝器的冷凝方式与冷却介质的选择 塔顶冷却介质采用自来水，方便、实惠、经济。
（6）板式塔的选择
板式塔工艺尺寸设计计算的主要内容包括：板间距、塔径、
塔板型式、溢流装置、塔板布置、流体力学性能校核、负荷性能图以及塔高等。应注意的是：塔板设计的任务是以流经塔内气液的物流量、操作条件和系统物性为依据，确定具有良好性能（压降小、弹性大、效率高）的塔板结构与尺寸。塔高的确定还与塔顶空间、塔底空间、进料段高度以及开人孔数目的取值有关。 （7）关于附属设备的设计
附属设备的设计主要有：
① 热量衡算求取塔顶冷凝器、冷却器的热负荷和所需的冷却水用量；再沸器的热负荷和所需的加热蒸气用量；
② 选定冷凝器和再沸器的型式求取所需的换热面积并查阅换热器标准，提出合适的换热器型号；
5.2 筛板塔的物料衡算
5.2.1原料液进料量、塔顶、塔底摩尔分率
由于精馏过程的计算均以摩尔分数为准，所以需要把设计要求中的质量分数转换为摩尔分数，其过程如下： 原料液进料量：h F kg 125037200
1000
90021t 90021=?=
=年
又因为 苯的摩尔质量 mol
kg
M A 78
=
甲苯的摩尔质量
mol kg M B 92=
所以 2822
.09275.07825.07825.0=÷+÷÷=F X
9744.09203.07897.07897.0=÷+÷÷=D X 塔顶的摩尔分数：0118.09299.07801.07801.0=÷+÷÷=W X 塔底摩尔分数：
5.2.2 原料液及塔顶、塔底产品的平均摩尔质量
()kmol
kg
M F 05.88922822.01782822.0=?-+?=：原料液的平均摩尔质量()kmol
kg
M D 36.78929744.01789744.0=?-+?=塔顶的平均摩尔质量：
()kmol
kg M W 83.91920118.01780118.0=?-+?=塔底的平均摩尔质量：5.2.3物料衡算
原料处理量 h kmol F 0.14205.8812503=÷= 总物料衡算 W D F += 易挥发组分
W D F X W X D X F ?+?=?
h kmol W 11.102=联立两式解得： h kmol D 89.39= 5.3筛板塔的热量衡算
5.3.1塔顶热量衡算
表2苯—甲苯的蒸发潜热与临界温度
由：
(1)()
C V
D LD Q R D I I =+??-
其中
(1)VD LD D VA D VB I I X H X H -=??--??
0.38
22
11
1()
1r V V r T H H T -?=??-
则: C t D ?=90.80时
苯: 23.15.288)15.2736.80(2=+=r T 22.15.288)15.2731.80(1=+=r T 蒸发潜热
0.380.38
22
1111 1.23()394()400.71/11 1.22r V V r T H H kJ kg
T --?=??=?=--
物质 沸点0C 蒸发潜热KJ/Kg 临界温度T C /K 苯 80.1 394 288.5 甲苯 110.8
363
318.57
甲苯: 11.157.318)15.27349.80(2=+=r T 2.157.318)15.27363.110(1=+=r T 蒸发潜热 :
0.380.38
221111 1.11()363()289.23/11 1.2r V V r T H H kJ kg
T --?=??=?=--
mol
kg
M D 36.78=因为：kg kJ
D M D D 78.312589.3936.78,=?=?=所以：
(1)VD LD D VA D VB
I I X H X H -=??--??
()kg kJ
05.38323.2899744.0171.4009744.0=?--?=
(1)()
C V
D LD Q R D I I =+??-
kg kJ
6
1019.605.38378.3125)117.4(?=??+=
5.3.2塔底热量衡算
(1)()
C V
D LD Q R D I I =+??-
其中
(1)VD LD D VA D VB
I I X H X H -=??--??
0.38
22
11
1()
1r V V r T H H T -?=??-
则: C t w 0
105
=
32
.15.288)15.27389.108(2=+=r T 苯：
22.15.288)15.2731.80(1=+=r T
38.0)11(1222r r v v T T H H --??=?蒸发潜热：
38
.0)22
.1132.11(394--?=
kg kJ 29.454=
甲苯: 1995.157.318)15.27398.108(2=+=r T 0472.157.318)15.27363.110(1=+=r T
38.0)11(
1222r r v v T T H H --??=?蒸发潜热：38
.0)2047
.111995.11(363--?= kg kJ
47
.359=
mol
kg
M w 83.91=因为：kg kJ
W M D w 761.937611.10283.91,=?=?=
12)1(v w w L v H X H X I I w w ??-??-=-
kg kJ 87.34929.4540118.047.359)0118.01(=?-?-=
(1)()
C V
D LD Q R D I I =+??-
kg kJ
7
10
696.187.349761.9376)117.4(?=??+=
六、筛塔板计算
6.1 塔板数的确定
6.1.1
理论板数
的求取
(1)相对挥发度的求取
表3 苯和甲苯的饱和蒸汽压 温度C 0
80.1 85 90 95 100 105 110.8 0
A P ,kpa
101.5 116.9 135.5 155.7 179.2 204.2 239.3 39.0
B P ，kpa
39.0
46.0
54.0
63.3
74.3
86.0
如表3所示苯的沸点为80.1℃，甲苯的沸点为110.8℃。利用安托尼
方程 8.2201211031.6l 0
g +-=t P A 5
.2191345080.6l 0g +-=t P B
① 当温度为80.1℃时
0064
.28
.2201.801211
031.6l 0
g =+-=A P 5907.15
.2191.801345
080.6l 0
g =+-
=B P
解得: kpa P A 4846.1010
= ，
kpa P B 9656.380= 所以 6045.29656.384846.1011=
÷=α ② 当温度为110.8℃时 379.28
.2208.1101211
031.6l 0
g =+-
=A P
0079.25
.2198.1101345
080.6l 0g =+-=B P
解得: kpa P A 3316.2390
=kpa P B 8357.1010=
所以 35.28357.1013316.2392=÷=α 4537.235.26045.221=?==ααα
(2)最小回流比的求取
由于是饱和液体进料，有q=1，q 线为一垂直线，故F e x x =，根
据相平衡方程有x
x
x x y P 4537.114537.2)1(1+=-+=
αα
所以当2822.0==F e x x 时代入上式得491.0=e y
最小回流比为 由
)()
(1min min e D e D x x y x R R --=+
得315.2)
491.02822.0()
9744.0491.0()()(min =--=--=
e F D e y x x y R
回流比为最小回流比的8.1倍，即 17.4315.28.18.1min =?==R R （3)精馏塔的气、液相流量
h kmol RD L 23.16689.3917.4=?==精馏段：
h
k m o l D R D L V 23.20689.3917.5)1(=?=+=+= h
k m o l V qF V V 23.206)1(,
==--=提馏段： h
k m o l qF L L 23.30814223.166,=+=+= (4)操作线方程
精馏段操作线方程 188.0807.01
11+=+++=
+n D
n n x R x R Rx y 提馏段操作线方程 0058.0495.1,,,1-=-=+m w
m m x V
Wx V x L y
又因为相平衡方程为 x
x
x x y P 4537.114537.2)1(1+=-+=αα
所以联立操作线方程，由逐板计算法求得理论塔板数，过程如下：
第一块塔板上升的蒸汽组成 9744.01==D x y 从第一块塔板下降的
液体组成由9344.09744
.04537.14537.29744
.0)1(=?-=
--=
y
y
x αα相平衡：
同理如此反复计算如下表4所示
1 2 3 4 5 6 7 8 y 0.9744 0.946 0.896 0.8161 0.7077 0.5888 0.4854 0.4093 x 0.9394
0.8773
0.7783 0.6439 0.4966 0.3685 0.2777 0.2202
9 10 11 12 13 14 15 y 0.3234 0.238 0.163 0.1041 0.06181 0.03329 0.01489 x
0.163
0.1129
0.0735 0.04522 0.02614 0.01384 0.006122
总理论板数为15块（包括蒸馏釜），精馏段理论板数为6块，第7块板为加料板，提馏段理论板数为8块，第15块板006122.015= 表5苯和甲苯的液体粘度 t/℃ 80 90 100 110 120 mPa u 苯 0.308 0.279 0.255 0.233 0.215 mPa u 甲苯 0.311 0.286 0.264 0.254 0.228 由6.2.1得：塔顶温度C t D 0 9.80=，塔釜温度C t w 0105=，全塔平均温度C t m 0 95.92=。由表5通过试差法分别查得苯、甲苯的粘度 当时C t D 09.80=，s mPa 301.0?=苯u s mPa 305.0?=甲苯u 当C t F 0 53.85= 时，s mPa 268.0?=苯u s mPa 276.0?=甲苯u 当时C t w 0105=，s mPa 234.0?=苯u s mPa 230.0?=甲苯u 根据液相平均黏度公式∑=i i m x μμg g l l 则在塔顶有 305 .0l )9744.01(301.0l 9744.0l g g g ?-+?=m L D μmPs Dm L 301.0=∴μ 在进料板有 276.0l )2822.01(268.0l 2822.0l g g g ?-+?=m L F μ mPs Fm L 274.0=∴μ 在塔底有 230.0l )0118.01(234.0l 0118.0l g g g ?-+?=m L W μ mPs Wm L 231.0=∴μ 则液相平均黏度为： mPs Wm Fm Dm L L L Lm 269.03 230.0274.0301.03 =++=++= μμμμ 全塔效率为 548.0)269.035.2(49.0)(49.0245.0245.0=??=?=--L T E αμ 6.1.3实际板数的求取 已知全塔效率为0.548，则有 ()()28548.015548.0===理论实际N N 其中()11548 .06== 精馏N ()15548.08== 提馏N 总板数为28（包括蒸馏釜），精馏段板数为11，提馏段板数为15 6.2筛板塔主体尺寸的计算 6.2.1 筛板塔的工艺条件 (1)操作压力的计算 已知：每层塔板压降 kpa P 7.0=? 塔顶操作压力kpa kpa P D 3.1053.1014=+= 进料板压力kpa P F 113117.03.105=?+= 塔底操作压力kpa P W 9.124287.03.105=?+= 精馏段平均压力 kpa P m 15.1092)1133.105(1=+= 提馏段平均压力kpa P m 95.1182)1139.124(2=+= (2)操作温度的计算 表6 苯-甲苯的气液平衡数据（101.3kPa ） 苯的摩尔分数 温度C t 0 苯的摩尔分数 温度C t 0 液相x 气相y 液相x 气相y 0.0 0.0 110.6 0.592 0.789 89.4 0.088 0.212 106.1 0.700 0.853 86.8 0.200 0.37 102.2 0.803 0.914 84.4 0.300 0.500 98.6 0.903 0.957 82.3 0.397 0.618 95.2 0.950 0.979 81.2 0.489 0.710 92.1 1.00 1.00 80.2 如表2所示，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、甲苯的饱和蒸汽有安托尼方程计算，计算结果如下： 8.2201211031.6l 0 g +- =t P A 5 .2191345 080.6l 0g +-=t P B 把试差得到结果代入到上式计算得到的结果如下： 塔顶温度C t D 0 9.80=进料板温度C t F 053.85=塔底温度C t W 0105= 精馏段平均温度C t m 0 22.832)53.859.80(=+= 提馏段平均温度C t m 0 27.952)53.85105(=+= （3)平均摩尔质量计算 ⅰ)塔顶平均摩尔质量计算 由9744.01==D x y ,代入相平衡方程得9394.01=x ()kmol kg M DM V 36.78929744.01789744.0=?-+?=()kmol kg M DM L 85.78929394.01789394.0=?-+?= ⅱ)进料板平均摩尔质量计算 由上面理论板的算法，得4854.0=F y ，2777.0=F x ()kmol kg M FM V 20.85924854.01784854.0=?-+?=()kmol kg M FM L 11.88922777.01782777.0=?-+?= ⅲ)塔底平均摩尔质量计算 由006122.0=W x ,由相平衡方程，得01489.0=W y ()kmol kg M WM V 80.91920148.01780148.0=?-+?=()kmol kg M WM L 91.9192006122.0178006122.0=?-+?= 精馏段平均摩尔质量 kmol kg M M M FM DM V V VM 78.812 20.8536.782=+=+= kmol kg M M M FM DM L L LM 48.832 11 .8885.782=+=+= 提馏段平均摩尔量 kmol kg M M M FM WM V V VM 50.88220 .8580.912,=+=+= kmol kg M M M FM WM L L LM 01.902 11 .8891.912,=+=+= (4)平均密度计算 ① 气相平均密度计算 由理想气体状态方程计算，精馏段的平均气相密度即 () 364.215.27322.83315.878 .7115.109m kg T R M P m Vm m Vm =+??=??= ρ 提馏段的平均气相密度 () 344.315.27327.95315.850.8895.118,,m kg T R M P m Vm m Vm =+??=??=ρ ② 液相平均密度计算 表7苯和甲苯的液相密度 t/℃ 80 90 100 110 120 3 -m kg ?苯ρ 816 805 791 778 763 3 -m kg ?甲苯ρ 809 801 791 780 768 液相平均密度依下式计算，即 i i Lm a ρρ∑= 1 ①塔顶液相平均密度 由9.80=D t ℃，查上表7由内插法得： 3/94.811m kg =苯ρ 3 /17.807m kg =甲苯ρ 3 m /74.81117 .807744.90-194.811744.901 )-11m kg x x D D LD =+=+= ）（（甲苯苯ρρρ ②进料板液相平均密度 由53.85=F t ℃，查上表7由内插法得： 3/36.809m kg =苯ρ 3/26.805m kg =甲苯ρ 进料板液相质量分率 7553.092 .28220-178.2822078 .28220=?+??= ）（苯a 3 m /64.79826 .8057553.0-136.8097553.01 )a -11m kg a LD =+=+= ）（（甲苯苯苯苯 ρρρ ③塔底液相平均密度 由C 105?=W t ，查上表7由内插法得： 3/78.778m kg =苯ρ 3/66.780m kg =甲苯ρ 塔底液相质量分率 .0120092 .01180-1780118.078 .01180=?+??= ）（苯a 3 m .62kg 7800.66 87200.0-1778.78020.01 )a -11-?=+=+= m a LD ）（（甲苯苯苯苯 ρρρ精馏段液相平均密度为 3m 19.8052 64 .7984.7811-?=+=m kg L ρ 提馏段液相平均密度为 3' 63.7892 62.78064.798-?=+=m kg Lm ρ (5)液体平均表面张力的计算 表8 苯和甲苯纯组分的表面张力 t/℃ 80 90 100 110 120 ] /[m mN 苯σ 21.2 20 18.8 17.5 16.2 ] /[m mN 甲苯σ 21.7 20.6 19.5 18.4 17.3 ①塔顶液相平均表面张力 由9.80=D t ℃，查上表8由内插法得： m mN m mN / 54.21/ 926.20==甲苯苯σσ m mN LD /94.2045.21)7449.01(926.209744.0m =?-+?=σ ②进料板液相平均表面张力 由53.85=F t ℃，查上表8由内插法得： m mN m mN /78.20/431.20==甲苯苯σσ m /m 68.2078.20).282201(431.20.28220m N LF =?-+?=σ ③塔底液相平均表面张力 由105=W t ℃，查上表8由内插法得： m /m 47.18m /m 67.17N N ==甲苯苯σσ m /m 46.1847.18)0118.01(67.17.01180m N LW =?-+?=σ 精馏段液相平均表面张力为m N Lm /m 81.202 68.2094.20=+=σ 提馏段液相平均表面张力为 m N Lm /m 57.192 46 .1868.20' =+=σ (6)液体平均粘度计算 通过查液体黏度共线图[9]可得： s mPa LD ?=30.0m μ，s mPa LF ?=25.0m μ，s mPa LW ?=22.0m μ 精馏段液相平均粘度为 s mPa Lm ?=+= 275.02 250 .0300.0μ 提馏段液相平均粘度为 s mPa Lm ?=+=235.02 220 .0250.0' μ 6.2.2塔径的计算 (1)精馏段塔径计算
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