化工原理课程设计苯甲苯板式精馏塔

化工原理课程设计——苯-甲苯连续精馏筛板塔的设计学院：生命科学学院专业年级：2、精馏塔的物料衡算 (6)3、精馏塔的工艺条件及有关物性数据的计算 (10)4、精馏塔的塔体工艺尺寸计算 (15)5、塔板主要工艺尺寸的计算 (16)6、筛板的流体力学验算 (19)7、塔板负荷性能图 (22)六、设计结果一览表 (27)七、参考书目 (28)液相向气相转移，难挥发组分由气相向液相转移，实现原料混合液中各组分的分离。

根据生产上的不同要求，精馏操作可以是连续的或间歇的，有些特殊的物系还可采用衡沸精馏或萃取精馏等特殊方法进行分离。

本设计的题目是苯-甲苯连续精馏筛板塔的设计，即需设计一个精馏塔用来分离易挥发的苯和不易挥发的甲苯，采用连续操作方式，需设计一板式塔将其分离。

二、设计任务(1)原料液中苯含量：质量分率＝75％(质量)，其余为甲苯。

(2)塔顶产品中苯含量不得低于98％(质量)。

(3)残液中苯含量不得高于8.5％(质量)。

(3)塔和塔板主要工艺尺寸的设计(4)塔高、塔径以及塔板结构尺寸的确定；塔板的流体力学验算。

(5)编制设计结果概要或设计一览表(6)辅助设备选型与计算(7)绘制塔设备结构图五、工艺计算1、设计方案的选定及基础数据的搜集本设计任务为分离苯一甲苯混合物。

由于对物料没有特殊的要求，可以在常压下操作。

％左 (２) 处理能力大，比同塔径的泡罩塔可增加10～15％。

(３) 塔板效率高，比泡罩塔高15％左右。

(４) 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) 小孔筛板容易堵塞。

下图是板式塔的简略图：P附录图7)表4 纯组分的表面张力([1]：378表5 组分的液相密度([1]：P附录图8)38280.21 99.0 99.6180.01100.0 100.02、精馏塔的物料衡算(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 kmol kg M B /13.92=780.013.92/25.011.78/75.011.78/75.0x F =+=（2）原料液及塔顶、塔底产品的平均摩尔质量)/(kg 0.2813.192)780.01(11.78780.0kmol M F =⨯-+⨯=（3）物料衡算原料处理量)/(1049.12431020.81900000002h kmol F ⨯=⨯⨯=总物料衡算 21094.1W D ⨯=+ 苯物料衡算 W D F 099.0983.0780.0+=联立解得式中 F------原料液流量D------塔顶产品量W------塔底产品量塔板数的确定L )/(89.27411931.2)1()1('h kmol F q D R V =⨯=--+= (泡点进料：q=1)③求操作线方程精馏段操作线方程为提馏段操作线方程为（2）逐板法求理论板又根据min (1)1[]11d D F fx x R x x α-=-α-- 可解得 α=2.47 相平衡方程 2.4751(1)1 1.475x xy x xαα==+-+解得y y y y y y 877.0426.0567.056=+=x y ，742.047.147.266=-=y yx因为,故精馏段理论板 n=5，用提留段操作线和相平衡方程继续逐板计算811.0426.0567.067=+=x y ，635.047.147.277=-=y y x693.0426.0567.078=+=x y ，478.047.147.288=-=y y x 519.0426.0567.089=+=x y ，304.047.147.299=-=y y xy y ℃。

μ全塔效率E T（4）求实际板数精馏段实际板层数提馏段实际板层数进料板在第11块板。

3、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P＝4+101.3 kPat＝85.53℃进料板温度Ft=105.0℃塔底温度wt=（ 80.9.+85.53）/2 = 83.24℃精馏段平均温度m提馏段平均温度mt=（85.53+105.0）/2 =95.27℃（3）平均摩尔质量计算塔顶平均摩尔质量计算由x D=y1=0.957,代入相平衡方程得x1=0.959（4）平均密度计算（5）①气相平均密度计算（6）由理想气体状态方程计算，精馏段的平均气相密度即（7）)/(90.2)15.27324.83(314.809.798.1083mkg RTPVmMVm=+⨯⨯==ρ提馏段的平均气相密度②液相平均密度计算液相平均密度依下式计算，即塔顶液相平均密度的计算 由t D ＝80.94℃，查手册得)/(1.809);/(0.81433m kg m kg B A ==ρρ 塔顶液相的质量分率98.0=a a 求得）（得3m ,m ,/kg 9.813;1.80902.00.81498.01m D L D L =+=ρρ进料板液相平均密度的计算由t F ＝85.53℃，查手册得)/(36.804);/(6.80833m kg m kg B A ==ρρ进料板液相的质量分率71.013.92)742.01(11.78742.011.78742.0=⨯-+⨯⨯=A α 塔底液相平均密度的计算由t w ＝105.0℃，查手册得)/(3.785);/(4.78633m kg m kg B A ==ρρ塔底液相的质量分率066.013.92)077.01(11.78077.011.78077.0=⨯-+⨯⨯=A a ）（得3m ,m ,/kg 9.784;3.785934.04.786066.01m W L W L =+=ρρ精馏段液相平均密度为6.81024.8079.813=+=Lm ρ 提馏段液相平均密度为）（3/kg 15.79629.7844.807m Lm =+=ρ (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 t D ＝80.94℃，查手册得)/(59.21);/(25.21m mN m mN B A ==σσ进料板液相平均表面张力的计算由t F ＝85.53℃，查手册得)/(72.2008.21258.060.20742.0)/(08.21);/(60.21,m mN m mN m mN Fm L B A =⨯+⨯===σσσ塔底液相平均表面张力的计算由 t W ＝105.0℃，查手册得)/(18.19);/(26.18m mN m mN ==σσσσσ由 t D ＝80.94℃，查手册得)(311.0309.0017.0305.0983.0)(309.0);(305.0,s mPa s mPa s mPa Dm L B A ⋅=⨯+⨯=⋅=⋅=μμμ进料板液相平均粘度的计算由t F ＝85.53℃，查手册得)(294.0297.0258.0292.0742.0)(297.0);(292.0,s mPa s mPa s mPa Dm L B A ⋅=⨯+⨯=⋅=⋅=μμμ塔底液相平均粘度的计算由tw ＝105.0℃，查手册得μμμ4 精馏塔的塔体工艺尺寸计算(1) 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7 板间距与塔径关系塔径D T ，m0.3～0.5 0.5～0.8 0.8～1.6 1.6～2.4 2.4～4.0 板间距H T ，mm200～300 250～350 300～450 350～600 400～600对精馏段：初选板间距0.40T H m =，取板上液层高度m h L 06.0=，故0.400.060.34T L H h m -=-=；11220.0075783.40.0901.37 2.90S Lm S vm L V ρρ⎛⎫⎛⎫⎛⎫=⨯= ⎪⎪ ⎪⎝⎭⎝⎭⎝⎭0.0717 查[2]：165P 图3—8得C 20=0.068；依式2.02020⎪⎭⎫ ⎝⎛=σC C =0.069校正物系表面张力为19.58/mN m 时按标准,塔径圆整为2.0m,则空塔气速1.56m/s 。

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2.0m 。

5故 0.1240.124 1.60.198d W D m ==⨯=，2223.140.07220.0722 1.60.145244f A D m π=⨯=⨯⨯= 利用([2]：170P 式3—10)计算液体在降液管中停留时间以检验降液管面积， 即0.14520.4015.700.0037f Ts A H s L τ⨯===（大于5s ，符合要求）d)降液管底隙高度o h ：取液体通过降液管底隙的流速'0.08/o m s μ=（0.07---0.25）依([2]：171P 式3—11)：'0.00370.0351.060.09s o w o L h m l μ===⨯⨯符合（00.006w h h =-） e)受液盘d f 由 60.0/=D l W查图得， 052.0,100.0==T f d A A D w故计算液体在降液管中停留时间以检验降液管面积，即11.6f T sA H s L τ==15.16（大于5s ，符合要求）d)降液管底隙高度o h ：取液体通过降液管底隙的流速'0.08/om s μ=0.1m/s （0.07---0.25）2c ，2s d解得，c)筛孔数n 与开孔率ϕ：取筛空的孔径0d 为mm 5，正三角形排列，一般碳的板厚为mm 3,取0.3/0=d t 3.5，故孔中心距t 0.1550.3=⨯=5×5=17.5mm 筛孔数则每层板上的开孔面积0A 为 气体通过筛孔的气速为6=0.84式()()0396.0016.0044.066.000=+⨯=+==ow w L l h h h h εεc)克服液体表面张力压降相当的液柱高度σh ： 依式00211.01099.2043-40=⨯⨯==∂gd e l h σ，故0744.00327.00396.000211.0=++=p h则单板压强：()()p p g e h p l p p 7000.5918.965.8100744.0≤=⨯⨯==∆(2) 液面落差e 故（为防止降液管液泛的发生，应使降液管中清液层高度()w T d h H H +≤φ依式d l p d h h h H ++=， 而32201052.1036.02.10043.0153.0153.0-⨯=⎪⎭⎫ ⎝⎛⨯⨯=⎪⎪⎭⎫ ⎝⎛•⨯=h L L h W S d取5.0=φ，则()()785.017.14.05.0=+⨯=+Φw T h H故()w T d h H H +<φ在设计负荷下不会发生液泛。