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
一、流程和工艺条件的确定和说明 (7)
1.1、操作条件
1.2、基础数据
二、精馏塔的物料衡算 (7)
2.1、原料液及塔顶、塔顶产品的摩尔分率
2.2、原料液及塔顶、塔底产品的平均摩尔质量
2.3、物料衡算
三、塔板数的确定 (8)
3.1、绘x-y图
3.2、最小回流比及操作回流比的确定
3.3、精馏塔气、液相负荷的确定
3.4、求操作线方程
3.5、求理论板层数
3.6、塔板数的求取
四、精馏塔的工艺条件及有关物性的计算 (10)
4.1、操作压力计算
4.2、操作温度计算
4.3、平均摩尔质量计算
4.4、均密度计算
4.4.1、相平均密度计算
4.4.2、液相平均密度计算
4.5、液体平均表面张力计算
4.6、液体平均黏度计算
4.6.1、塔顶液相平均粘度的计算
4.6.2、进料板液相平均粘度的计算
4.7、全塔效率计算
4.7.1、全塔液相平均粘度计算
4.7.2、全塔平均相对挥发度计算
4.7.3、全塔效率的计算
五、精馏塔的塔体工艺尺寸计算 (14)
5.1、塔径的计算
5.2、精馏塔有效高度的计算
六、塔板主要工艺尺寸的计算 (16)
6.1、溢流装置计算
6.1.1、堰长
l
W
6.1.2、溢流堰高度
h
W
6.1.3、弓形降液管宽度
W和截面积f A
d
6.1.4、降液管底隙高度
h
6.2．塔板布置
6.2.1、塔板分布
6.2.2、边缘区宽度确定
6.2.3、开孔区面积计算
6.2.4、筛孔计算及其排列
七、筛板的流体力学验算 (18)
7.1、塔板压降
7.1.1、干板压降
h计算
d
7.1.2、气体通过液层的阻力
h计算
L
7.1.3、液体表面张力的阻力
h计算
7.2、液面落差
7.3、液沫夹带
7.4、漏液
7.5、液泛
八、塔板负荷性能图 (21)
8.1、漏液线
8.2、液沫夹带线
8.3、液相负荷下限线
8.4、液相负荷上限线
8.5、液泛线
九、主要工艺接管尺寸的计算和选取 (24)
9.1、塔顶蒸气出口管的直径
d
V
9.2、回流管的直径
d
R
9.3、进料管的直径
d
F
9.4、塔底出料管的直径
d
W
十、塔板主要结构参数表 (26)
十一、参考文献 (27)
十二、附图（工艺流程简图、主体设备设计条件图） (27)
关于分离苯—甲苯用筛板精馏塔设计的说明书
一、 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1.4倍。塔釜采用间接蒸汽加热，塔底产品经冷却后送至储罐。 操作条件和基础数据
1.1、操作条件
塔顶压力：4kPa （表压） 进料热状态：泡点进料 回流比： 1.6倍
塔底加热蒸气压力 0.5Mpa （表压） 单板压降 ≤0.7kPa 。
1.2、基础数据
进料中苯含量（质量分数） 45% 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） 4.0
二、 精馏塔的物料衡算
2.1、原料液及塔顶、塔顶产品的摩尔分率
苯的摩尔质量 MA=78.11 kg/kmol 甲苯的摩尔质量 MB=92.13 kg/kmol
011774
.013
.92/99.011.78/01.011
.78/01.0991509.013
.92/01.011.78/99.011
.78/99.04911039.013
.92/55.011.78/45.011
.78/45.0=+=
=+==+=W D F x x x
2.2、原料液及塔顶、塔底产品的平均摩尔质量
97578
.9113.92)011.01(11.78011.023618.7813.92)991.01(11.78991.02448.8513.92)4911.01(11.784911.0=?-+?==?-+?==?-+?=W
D F M
M
M
2.3、物料衡算
生产能力： F =
2471.592448
.85)24330/(40000000
=?kmol/h
总物料衡算：59.2471 = D + W
苯的物料衡算：59.2471×0.4911 = 0.9915×D + 0.0118×W 综合求解：
D =28.9856 kmol/h W = 30.2615kmol/h
三、 塔板数的确定 3.1、 绘x-y 图
苯—甲苯属理想物系，可采用图解法求理论板层数。
由手册[1]查的甲醇-水物系的气液平衡数据可绘制x-y 图，其中56.2=α
3.2、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q
F
X
X
=，在上图中对角线上，自点
（0.491，0.491）作垂线即为进料线（q 线），该线与平衡线的交点坐标为
p
y
= 0.712，
p
x
=0.491。
故最小回流比为：
Rmin=
p
p p D x y y x -- =1.267
则操作回流比为
R= 1.6Rmin =1.6×1.267=2.027
()
W
D W F x x x x R R --+='1=2.900
3.3、精馏塔气、液相负荷的确定
h
kmol V V h kmol F L L h kmol D R V h
kmol RD L /7394.87/0001.1182471.597538.58/7394.879856.28)1027.2()1(/7538.589856.28027.2=='=+=+='=?+=+==?==
3.4、求操作线方程
相平衡方程
x
x y x
x y
y )156.2(156.211-+=
?-=
-
精馏段操作线方程为
11
1++
+=
-R x x R R y D
n n
3276
.06696.01+=?-n n x y
提馏段操作线方程为
R x x R R y w n n '-
+'+'=
+1
1
0040
.03448.11-=?+n n x y
3.5、求理论板层数
1)采用图解法求理论板层数，如上图所示。求解结果为 总理论塔板数 NT=17 进料板位置 NF=9
p
x x <9换提馏段方程逐板计算 进料板在NF=9 w
x x <17总理论塔板数NT=17
3.6、塔板数的求取
全塔效率假设0.54
塔内实际板数 N=(17-1)/0.54=30 实际进料板位置171=+=R m N N 精馏段实际板层数精N =9/0.54=16 提馏段实际板层数提N =8/0.54=14
四、 精馏塔的工艺条件及有关物性的计算 4.1、操作压力计算
塔顶操作压力 D P =101.325 +4.0=105.325kPa 每层塔板压降 ΔP=0.70 kPa
进料板压力 F P =105.325+0.70×17=117.225kPa 精馏段平均压力 m P =(105.325+117.225)/ 2=111.275kPa
4.2、 操作温度计算
试差法计算，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、甲苯的饱和蒸气压由安托因方程计算知：
C
t B A p +-
=。
lg
塔顶温度D t ＝81.79℃ 进料板温度 F t ＝99.09℃
精馏段平均温度 m t ＝（81.79+99.09）/2 = 90.44℃
4.3、 平均摩尔质量计算
1）塔顶平均摩尔质量计算 由9915.01==y x D ，：
1x =0.9785 m
VD
M =0.9915×78.11+（1-0.9915）×92.13=78.23 kg/kmol m
LD
M
= 0.9785×78.11+（1-0.9785）×92.13=78.41 kg/kmol
2）进料板平均摩尔质量计算 由逐板计算解理论板，得 4541.0;6805.0==F F x y k m o l kg M m
VF /59.8213.92)6805.01(11.786805
.0=?-+?=
k m o l kg M
m
LF
/76.8513.92)4541.01(11.784541.0=?-+?=
3）精馏段平均摩尔质量 k m o l kg M m
V /41.802/)59.8223.78(=+= k m o l kg M m
L /09.822/)76.8541.78(=+=
4.4、均密度计算
4.4.1、相平均密度计算
由理想气体状态方程计算，即
3
/8912.2)
15.27344.90(314.841.80275.111m
kg RT M
P m
V m V m
m
=+??=
=
ρ
4.4.2、液相平均密度计算
液相平均密度依下式计算，即
i i m a L ρρ//1∑=
塔顶液相平均密度的计算 有C t D 。
79.81=，查手册[2]得
3
3
/4.809;/2.814m kg m kg B A ==ρρ 3
/9805.8134
.809/0085.002.814/9915.01
m kg m
LD
=+=
ρ
进料板液相平均密度计算
有C t m 。
09.99=，查手册[2]得
3
3/0.796;/1.798m kg m kg B A ==ρρ 进料板液相的质量分率: 4136.013
.925459.011.784541.011
.784541.0=?+??=A a
3
/4278.7970
.796/3195.01.798/6805.01
m kg m
LF
=+=
ρ
精馏段液相平均密度为 3/7042.8052/)4278.7979805.813(m kg 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 i i L x m
σσ
∑=
塔顶液相平均表面张力的计算 有C t D 。
79.81=，查手册[2]得 m mN m mN B
A /50.21;/30.21==σ
σ
m mN m
LD
/30.2150.210085.30.219915.0=?+?=σ
进料板液相平均表面张力的计算 有C t P 。
09.99=，查手册[2]得 m mN m mN B
A /54.50/60.19==σ
σ；
m mN m
LF
/11.2054.205459
.060.194541.0=?+?=σ
精馏段液相平均表面张力为 m mN m
L /71.202/)11.2030.21(=+=σ
4.6、液体平均黏度计算
液相平均粘度依下式计算，即 i i L x m
μμlg lg ∑=
4.6.1、塔顶液相平均粘度的计算
由C t D 。
79.81=，查手册[2]得
s mPa s mPa B A ?=?=319.0;315.0μμ
319.0lg 0085.0315.0lg 9915.0lg +=M
LD μ
解出s mPa m
LD ?=310.0μ
4.6.2、进料板液相平均粘度的计算
由C t F
09.99=，查手册[2]得
s mPa s mPa B A ?=?=277.0;271.0μμ 277.0lg 3195.0271.0lg 6805.0lg +=m
LF μ
解出 s mPa m
LF ?=273.0μ
精馏段液相平均粘度为
s mPa m
LF ?=+=291.02/)0273.0310.0(μ
4.7、 全塔效率计算
4.7.1、 全塔液相平均粘度计算
塔顶液相平均粘度为 s mPa m
LD
?=310.0μ
塔釜液相平均粘度的计算
由C t w
73.122=，查手册[2]得
s mPa s mPa B A ?=?=24.0;22.0μμ 24.0lg )019.01(22.0lg 19.0lg -+=m
LW μ
解出s mPa m
LW
?=239.0μ
全塔液相平均粘度为
L μ=（0.310+0.239）/2=0.275mPa ?s
4.7.2、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C t D
79.81=，查手册[2]得
K P a P K P a P B A 40;53.105==
64.240
53.105==
=
B
A D P P α
由C t W
73.122=，查手册[2]得
KPa P KPa P B A 60.100;250==
48.260
.100250==
=
B
A w P P α
全塔相对挥发度为 56
.248.264.2=?=
?=
W D m ααα
4.7.3、.全塔效率的计算
2.560.270.69
L αμ=?=
查精馏塔全塔效率关联图[3]得全塔效率E0'=0.50 筛板塔校正值为1.1
故E0=1.1E0'=1.1×0.50=0.55 与假定值相当接近，计算正确。
五、 精馏塔的塔体工艺尺寸计算 5.1、 塔径的计算
精馏段的气、液相体积流率为 s m VM
V Vm
Vm
s /6739.08912
.23600
41.802328.8736003
=??=
=
ρ
s m LM
L Lm
Lm
s /00168
.0704
.8053600
09.822471.5936003
=??=
=
ρ
由 V
V
L c u ρρρ-=m a x
式中2.0)20
(
20σ
C C =，查手册史密斯关联图[4]
其中横坐标为 042.0)8912
.27042.805(6739.000168.0)
(
2
/12
/1==
=
V
L S
S LV V L F ρρ
取板间距m H T 45.0=，板上液层高度m h L 08.0=,则 m h H L T 37.008.045.0=-=- 查史密斯关联图可得
s
m u C C C /371.1891
.2891
.239.8050823.00822.0)
20
26.20(
082.02.0)20
(
082
.0max 2
.02020=-?
==?===σ
取安全系数为0.7，则空塔气速为
m
u
V D s
m u u s
94.0965
.014.36739.044/96.0371.17.07.0max =??=
=
=?==π
按标准塔径圆整后为 D=1.00 m 塔截面积为 2
22
785.000.14
4m D A T =?=
=
π
π
实际空塔气速为 s m u /824.0785
.0674.0==
5.2、精馏塔有效高度的计算
精馏段有效高度为
m 75.645.0)116(1=?-=?-=
T H N Z ）（精精 提馏段有效高度为
m H N Z T 85.545.0)114(1=?-=?-=
）（提提 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 00.144.185.575.64.1=++=++=提精Z Z Z
六、 塔板主要工艺尺寸的计算
6.1、 溢流装置计算
因塔径D=1.00 m ，选用单溢流弓形降液管，采用凹形受液盘。各项计算如下：
6.1.1、堰长
W
l
取 m D l W 726.000.1726.0726.0=?==
6.1.2、溢流堰高度
W
h
由 OW L 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 0119.0)
726
.03600
00168.0(
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 0681.00119.008.0=-=-= 符合加压情况下40~80mm 的范围
6.1.3、弓形降液管宽度
d
W
和截面积
f
A
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
m
W m A d f 16.00726.02
==
验算液体在降液管中停留时间，即 s s L H A h
T
f 5446.193600
00168.045.00726.036003600>=???=
=
θ
故降液管设计合理
6.1.4. 降液管底隙高度
h
'
360000u l L h w h
=
取 s m u /06.00= 则m h 0386.006
.0726.03600360000168.00=???=
符合小塔径0h 不小于25mm 的要求。
m h h W 006.00295.00386.00681.00>=-=-
故降液管底隙高度设计合理。选用凹形受液盘，深度mm h W
70='
6.2、塔板布置 6.2.1、塔板分布
因D=1.00m ，所以采用分块式。查手册[4]得，塔板分为3块。
6.2.2、边缘区宽度确定
取安定区m W W S s 075.0='=，边缘区m W c 06.0=。
6.2.3、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 D r m
W W D x c S d 44.006.02/00.12
265.0)075.016.0(2
00.1)(2=-=-=
=+-=
+-=
则 2
4364.0m A a =
6.2.4、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mm d 50=。筛孔按正三角排列，取孔中心距t 为 mm d t 5.1255.2;5.20=?== 筛孔数目n 为
个32350125
.04364
.0158.110
11582
3
=?=
??=
-a A t
t n
开孔率为
%51.14)0125
.0005.0(
907.0907.02
2
0=?==）（
t
d φ
气体通过阀孔的气速为
s
m A V u s /62.101451
.04364.06739.00
0=?=
=
七、 筛板的流体力学验算 7.1、塔板压降 7.1.1、干板压降d h 计算
干板压降可由下式计算：
)(
)(212
0L
V d c u g
h ρρ=
由67.13/5/0==σd ，查手册干筛孔的流量系数图[4]，可得孔流系数78.00=C 故 m h d 034.0)7042
.8058912.2(
)78
.062.10(81
.9212
=?=
液柱
7.1.2、气体通过液层的阻力L h 计算
s m A A V u f
T s a /946.00726
.0785.06739.0=-=
-=
96.0==v a a u F ρ
查手册充气系数关联图[4]可得 58.0=β
则 M h h h OW W L 41.0)00119.0061.0(59.0)(=+=+=β液柱
7.1.3、液体表面张力的阻力σh 计算
液体表面张力所产生的阻力σh 由下式计算 m gd
h L L 0021.0005
.081.97042.80510
71.20443
=????=
=
-ρσ
σ液柱
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）
7.2、液面落差
液面落差h ?由下式计算 []L
L l f bh Z L h b h ρμ3
12
)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
2.5
0.047
0.
L f h h ==?=m 内外堰间距离
121.420.2240.95d
Z D W =-=-?=m
液相流量
s L L L ==0.00168 m 3/s 故
[]2
4
3
[0.215(250 1.20810000.1175)0.28(36000.00324)0.95]
7.9610
(1000 1.2080.047)805.39
h -?+??????=
=????m
h ?/0.05=0.016<0.5
所以液面落差符合要求
7.3、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。
7.4、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/13.00056.04.400min ,0-+=
9
4.40021=?实际孔速u 0=8.72m/s>u 0，min 计算正确 稳定系数为 00
,m i n
8.721.5431.5
5.65
u K u =
==> 故在本设计中无明显漏液。
7.5、液泛
为防止塔内发生液泛，降液管内液层H d 高应服从下式
()w T
d
h H
H
+≤?
苯—甲苯物系属一般物系，取?=0.5，则
w h T ?
（H +）=0.5（0.45+0.0652）=0.26m 又 H d =h p + h L + h d
板上不设计进口堰，h d 可由下式算得
()()0096.025.0153.0'153.02
20===u h d m 液柱
H d = 0.0711+0.047+0.0096=0.121m 液柱
则 ()w T
d
h H
H +≤?
所以本设计中不会发生液泛现象。
八、 塔板负荷性能图 8.1、漏液线
由 ()v L L h h C u ρρ/13.00056.04.400min ,0-+=
u 0，min =
s m in
V A ，
h L =h OW +h W h OW =
h w
2.841000
l L E （
）2/3
得 v L w h w s h L L E h A C V ρρ/100084
.213.00056.04.403
/20
0min ,??
?
????
?
??
-????
???
??
??? ??-+= =4.4×0.78×1.016×0.1451
整理得
s m in
V
，
=8.50在操作范围内，任取几个L s 值，依上式计算出V s 值，计算结果如下表二。
表二