苯甲苯板式塔设计报告

化工原理课程设计

------------苯-甲苯连续精馏筛板塔的设计

专业年级 ： 11级化学工程与工艺 姓 名 ：指导老师 ： 朱爱梅

2014年 7 月

目录

一 序 言 . ........................................................................................................................................ 3 二 板式精馏塔设计任务书 . .......................................................................................................... 4 三 设计计算 . .................................................................................................................................. 4

1.1 设计方案简介及工艺流程草图 . ....................................................................................... 4 1.2 精馏塔的物料衡算 ........................................................................................................... 7 1.3 塔板数的确定 . ................................................................................................................... 8 1.4 精馏塔的工艺条件及有关物性数据的计算 .................................................................. 10 1.5 精馏塔的塔体工艺尺寸计算 . ......................................................................................... 14 1.6 塔板主要工艺尺寸的计算 . ............................................................................................. 16 1.7 筛板的流体力学验算 . ..................................................................................................... 18 1.8 塔板负荷性能图 . ............................................................................................................. 21 四 板式塔得结构与附属设备 . .................................................................................................... 26

5.1附件的计算 ...................................................................................................................... 26

5.1.1接管 ....................................................................................................................... 26 5.1.2冷凝器 ................................................................................................................... 28 5.1.3 再沸器 .................................................................................................................. 29 5.1.4 预热器 . .................................................................................................................. 30 5.1.5塔顶冷却器 . ........................................................................................................... 31 5.1.6塔底冷却器 . ........................................................................................................... 31 5.1.7泵的选型 . ............................................................................................................... 32 5.2 板式塔结构 ................................................................................................................... 32 五 设计结果一览表 . .................................................................................................................... 34 六 参考文献 . .................................................................................................................................. 35 七 设计评述及结束语 . ................................................................................................................ 35 八 附图 . ........................................................................................................................................ 35

一 序 言

化工原理课程设计是综合运用《化工原理》课程和有关先修课程（《物理化学》，《化工制图》等）所学知识，完成一个单元设备设计为主的一次性实践教学，是理论联系实际的桥梁，在整个教学中起着培养学生能力的重要作用。通过课程设计，要求更加熟悉工程设计的基本内容，掌握化工单元操作设计的主要程序及方法，锻炼和提高学生综合运用理论知识和技能的能力，问题分析能力，思考问题能力，计算能力等。

精馏是分离液体混合物（含可液化的气体混合物）最常用的一种单元操作，在化工，炼油，石油化工等工业中得到广泛应用。精馏过程在能量剂驱动下（有时加质量剂），使气液两相多次直接接触和分离，利用液相混合物中各组分的挥发度的不同，使易挥发组分由液相向气相转移，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 板式精馏塔设计任务书

一、设计题目

苯-甲苯连续精馏筛板塔的设计。 二、设计任务

系统进料：自选（20 ºC ） 处理量：3 吨/小时 进料浓度：41 wt%苯

处理要求：甲苯浓度塔顶＜4 wt%，塔底＞96 wt% 设备形式：筛板塔

进塔物料状态：泡点进料（或自定） 回 流 比：自定

塔顶压强：4 kPa（表压） 冷却水温：20ºC （或自定）

加热蒸汽：0.2 MPa（表压，或自定） 单板压降：＜0.7 kPa

塔顶冷凝采用全凝器；塔底再沸器为间壁加热。 三、设计内容及要求

(1)设计方案的确定及流程说明 (2)塔的工艺计算

(3)塔和塔板主要工艺尺寸的设计

塔高、塔径以及塔板结构尺寸的确定；塔板的流体力学验算；塔板的负荷性能图。 (4)编制设计结果概要或设计一览表 (5)辅助设备选型与计算

三 设计计算

1.1 设计方案简介及工艺流程草图

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。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人精馏塔内。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，其余部分经产品冷却器冷却后送至储罐。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。塔底设置再沸器采用间接蒸汽加热，塔底产品经冷却后送至储罐。其中由于蒸馏过程的原理是多次进行部分汽化和冷凝，热效率比较低，但塔顶冷凝器放出的热量很多，但其能量品位较低，不能直接用于塔釜的热源，在本次设计中设计把

其热量作为低温热源产生低压蒸汽作为原料预热器的热源之一，充分利用了能量。

塔板的类型为筛板塔精馏，筛板塔塔板上开有许多均布的筛孔，孔径一般为3～8mm ，筛孔在塔板上作正三角形排列。筛板塔也是传质过程常用的塔设备，它的主要优点有： (１) 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。

(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。 下图是板式塔的工艺流程简略图：

表1 苯和甲苯的物理性质

` 苯A 甲苯B 温度C

分子式 C 6H 6 C 6H 5—CH 3 80.1 101.33 40.0

分子量M 78.11 92.13 85 116.9 46.0

沸点（℃）

80.1 110.6 90 135.5 54.0

95 155.7 63.3

临界温度t C

（℃） 288.5 318.57 100 179.2 74.3

临界压强P C （kPa ） 6833.4 4107.7 105 204.2 86.0

110.6 240.0

表2 苯和甲苯的饱和蒸汽压

P A ,kPa

P B ，kPa

温度C

表3 常温下苯—甲苯气液平衡数据 80.1

85

90 95 100

105

液相中苯的摩尔分率 汽相中苯的摩尔分率

温度 苯，mN/m 甲苯，Mn/m 温度(℃) 苯,kg/m 3 甲苯,kg/m 3

80 80

1.000 1.000

0.780 0.900 90 20 20.6 90 805 801

0.581 0.777

100 18.8 19.5 100 791 791

0.412 0.630

110 17.5 18.4 110 778 780

0.258 0.456

0.130 0.262 120 16.2 17.3 120 763 768

表4 纯组分的表面张力

21.2 21.7 80 814 809

表5 组分的液相密度

表6 液体粘度µL

温度(℃) 苯（mP a .s ）

90 0.286

100 0.264

110 0.254

120 0.228

甲苯（mP a .s ） 0.311

表7常压下苯—甲苯的气液平衡数据

温度t ℃ 110.56 109.91 108.79 107.61 105.05 102.79 100.75 98.84 97.13 95.58 94.09 92.69 91.4 90.11 80.8 87.63 86.52 85.44 84.4

液相中苯的摩尔分率

x 0 0.01 0.03 0.05 0.1 0.15 0.2 0.25 0.3 0.35 0.4 0.45 0.5 0.55 0.6 0.65 0.7 0.75 0.8

气相中苯的摩尔分率

y 0 0.025 0.0711 0.112 0.208 0.294 0.372 0.442 0.507 0.566 0.619 0.667 0.713 0.755 0.791 0.825 0.857 0.885 0.912

83.33 82.25 81.11 80.66 80.21 80.01

0.85 0.9 0.95 0.97 0.99 1

0.936 0.959 0.98 0.988 0.9961 1

1.2 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 78.11kg/kmol，甲苯的摩尔质量 92.14kg/kmol。

a0.41AxF===0.450 ++AB

aD0.96AxD===0.966 DDA+B+

xW

（2）原料液及塔顶、塔底产品的平均摩尔质量

MF=0.450×78.11+0.550×92.14=85.826kg/kmol MD=0.966×78.11+0.034×92.14=78.587kg/kmol MW=0.0468×78.11+0.9532×92.14=91.483kg/kmol

（3）物料衡算 原料处理量

F =

则有：

F=D+W

{ FxF=DxD+WxW

D+W=34.954

{ 0.966D+0.0468W=34.954×0.450

a0.04A===0.0468

+A+B

单位时间处理量相对分子量

=

3×1000

=34.954kmol/ℎ

解得 W=19.622kmol/h ， D=15.332kmol/h 。

式中 F------原料液流，D------塔顶产品，W------塔底产品量。 求得各个物料情况如下：

物料 摩尔流量 摩尔分率

进料 34.954 kmol/h

0.450

塔顶 15.332kmol/h 0.966

塔釜 19.622 kmol/h 0.0468

1.3 塔板数的确定

(1)求最小回流比及操作回流比。

用Excel 拟合苯甲苯气液平衡数据得平衡线方程为： y = 0.597x3 - 1.7391x2 + 2.1377x + 0.0066

原料泡点进料，故x q =xF =0.450,代入上式得y q =0.671，故有：

Rmin

适宜回流比的数值范围为R （1.1~2.0）R min 。本设计中取 R ＝2(R=1.498Rmin )。

(2)求精馏塔的气、液相负荷

L=RD=2×15.332=30.664 kmol/h V=L+D=30.664+15.332=45.996 kmol/h L ’=L+F=30.664+34.954=65.618 kmol/h V ’=V=45.996 kmol/h (3)求操作线方程 精馏段操作线方程为

RxD20.966

x+=x+=0.667x+0.322 xD−yq0.966−0.671

===1.335 qqy =

提馏段操作线方程为

L′W×xW65.61819.622×0.0468

y=x′−=x′−

′

用cad 绘图图解法求理论塔板数：

图解得理论板数：N T =13.3-1=12.3 第7块塔板为进料板。 （3）全塔效率的计算

查温度组成图得到，塔顶温度T D =80.75℃，塔釜温度T W =107.80℃，全塔平均温度Tm =94.28℃。

由液体黏度共线图查得苯、甲苯在平均温度下的粘度

μA=0.273mPa ∙s μB=0.277 mPa∙s

平均黏度 μm=0.273×0.45+0.277×0.55=0.275mPa ∙s 全塔效率E T ET=0.17−0.616lgμm=0.17−0.616lg0.275=0.515 （4）求实际板数 精馏段实际板层数

N精=

提馏段实际板层数

6.3

=12.23≈13

6

=11.65≈12 N提=

进料板在第13块板。

1.4 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 kPa每层塔板压降 △P＝0.7 kPa 进料板压力 ＝105.3+0.7×12＝113.7 kPa 塔底操作压力 =105.3+0.7×25=122.8 kPa

精馏段平均压力 P m1 ＝（105.3+113.7）/2＝109.5 kPa 提馏段平均压力P m2 =（113.7+122.8）/2 =118.2 kPa （2）操作温度计算

塔顶温度t D =80.75℃

进料板温度t F ＝92.69℃ 塔釜温度t W =107.80℃

精馏段平均温度t m =（ 80.75+92.69）/2 = 86.72℃ 提馏段平均温度t m =（92.69+107.80）/2 =100.24℃

（3）平均摩尔质量计算 塔顶平均摩尔质量计算

由x D =y 1=0.966,代入相平衡方程得x 1=0.920

MV,Dm=0.966×78.11+(1−0.966) ×92.14=79.22kg/kmol ML,Dm=0.920×78.11+(1−0.920) ×92.14=79.23kg/kmol

进料板平均摩尔质量计算

由上面理论板的算法，得y F ＝0.671， x F ＝0.450

MV,Fm=0.671×78.11+(1−0.671) ×92.14=82.72kg/kmol ML,Fm=0.450×78.11+(1−0.450) ×92.14=85.83kg/kmol

塔底平均摩尔质量计算

x W =0.0468,由相平衡方程，得y W =0.1029

MV,Wm=0.1029×78.11+(1−0.1029) ×92.14=90.70kg/kmol ML,Wm=0.0468×78.11+(1−0.0468) ×92.14=91.48kg/kmol

精馏段平均摩尔质量

79.22+82.72

=80.97kg/kmol

79.23+85.83

=82.53kg/kmol

MVm=

MLm=

提馏段平均摩尔质量

MVm=

90.70+82.72

=86.71kg/kmol

91.48+85.83

=88.66kg/kmol

MLm=

（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

ρVm=

提馏段的平均气相密度

PMVm118.2×86.71

==3.30kg/m3 mPMVm109.5×80.97

==2.96kg/m3 mρVm=

②液相平均密度计算

塔顶液相平均密度的计算

1aAaB

=+LmLALB

t D ＝80.75℃，查手册得

ρA=814.4kg/m3, ρB=810.8kg/m3

塔顶液相的质量分率 aA=0.96

1L,Dm

=

0.960.04

+得ρL,Dm=814.2kg/m3

进料板液相平均密度的计算 由t F ＝92.69℃，查手册得

ρA=801.0kg/m3, ρB=798.8kg/m3

进料板液相的质量分率

0.45×78.11

=0.41

1L,Fm

=

0.410.59

+aA

得ρL,Fm=799.7kg/m3

塔底液相平均密度的计算 由t w ＝107.8℃，查手册得 ρA=783.2kg/m3, ρB=783.5kg/m3, 塔底液相的质量分率

aA=

0.0468×78.11

=0.04

1W,Lm

=

0.040.96

+得ρW,Lm=783.5kg/m3

精馏段液相平均密度为

ρLm1=

提馏段液相平均密度为

ρLm2=

(5) 液体平均表面张力计算

814.2+799.7

=807.0kg/m3

783.5+800.1

=791.8kg/m3

液相平均表面张力依下式计算，即 σLm=∑ni=1xiσi 塔顶液相平均表面张力的计算 由 t D ＝80.94℃，查手册得

σA=21.16mN/m,σB=21.59mN/m

计算得，σL,Dm=0.966×21.16+(1−0.966) ×21.59=21.17mN/m 进料板液相平均表面张力的计算 由t F ＝92.69℃，查手册得

σA=19.73mN/m,σB=20.29mN/m

计算得，σL,Fm=0.450×19.73+(1−0.450) ×20.29=20.04mN/m 塔底液相平均表面张力的计算 由t W ＝107.80℃，查手册得

σA=17.93mN/m,σB=18.65mN/m

计算得，σLWm=0.0468∗17.93+(1−0.0468) ∗18.65=18.62mN/m 精馏段液相平均表面张力为

σLm1=（21.17+20.04）/2=20.60mN/m

提馏段液相平均平均表面张力为

σLm2=（20.04+18.62）/2=19.33mN/m

(6) 液体平均粘度计算 液相平均粘度依下式计算，即

μLm =Σxiμi

塔顶液相平均粘度的计算 由 t D ＝80.75℃，查手册得

μA=0.306mPa·s, μB=0.309mPa·s

计算得，μL,,Dm=0.966×0.306+(1−0.966) ×0.309=0.306Pa ·s 进料板液相平均黏度的计算 由t F ＝92.69℃，查手册得

μA=0.274mPa·s, μB=0.281mPa·s

计算得，μLFm=0.450×0.274+(1−0.450) ×0.281=0.278mPa·s

塔底液相平均黏度的计算 由t W ＝107.80℃，查手册得

μA=0.239mPa·s, μB=0.250mPa·s

计算得，μLWm=0.0468∗0.239+(1−0.0468) ∗0.250=0.250mPa·s 精馏段液相平均黏度为

μLm1=（0.306+0.278）/2=0.292mPa·s

提馏段液相平均黏度为

μLm2=（0.278+0.250）/2=0.264mPa·s

（7）气液负荷计算 ①精馏段：

V=(R+1）D=(2+1)* 15.332=45.996 kmol/h

Vℎ=

V×MVm1

=45.996×80.97/2.96= 1257m3/h

Vm1L·MLm1

=30.664×82.53/807.0=3.136m3/h

Lm1

L=R*D=2×15.332=30.664 kmol/h

Lℎ=

②提馏段

V’=V=45.996 kmol/h

Vℎ′=

V′·MVm2

=45.996×86.71/3.30=1208m3/h

Vm2

L’=L+F=30.664+34.954=65.618 kmol/h

L′·MLm2

Lℎ′==65.618∗88.66/791.5=7.350m3/h

Lm2

1.5 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

对精馏段：

初选板间距H T =0.40m ，取板上液层高度h L =0. 06m ， 故H T -h L =0.40-0.06=0.34m ；

LℎρL0.53.136807.00.5() () =((=0.0412 ℎV⎛σ⎫

查史密斯关联图 得C 20=0.071；依式C =C 20 ⎪

⎝20⎭

校正物系表面张力为20.60mN/m时,

σ0.220.600.2

C =C20(=0.071×() =0.0714

ρL−ρV807.0−2.96

μmax=C√=0.0714√=1.177(m/s)

V 可取安全系数为0.7（安全系数0.6—0.8），则

μ=0.7μmax=0.7×1.177=0.824(m/s) 4V4×1257/3600s

D =√=√=0.734m

按标准, 塔径圆整为0.8m, 则空塔气速0.695m/s。

对提馏段：

初选板间距H T =0.40m ，取板上液层高度h L =0. 06m ， 故H T -h L =0.40-0.06=0.34m ；

LℎρL0.57.350791.80.5

() () =((=0.0942 ℎV校正物系表面张力为19.33mN/m时

0. 2

0. 2

⎛σ⎫

查史密斯关联图得C 20=0.067；依式C =C 20 ⎪=0.0665

20⎝⎭

ρL−ρV791.8−3.3

μmax=C√=0.0665√=1.028(m/s)

Vμ=0.7μmax=0.7×1.028=0.8720(m/s) 4V4×1208/3600s

D =√=√=0.629m

按标准, 塔径圆整为0.7m, 则空塔气速0.872m/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0.8m 。

1.6 塔板主要工艺尺寸的计算

(1) 溢流装置计算 精馏段

因塔径D ＝0.8m ，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： a) 溢流堰长l w ：单溢流去l w =（0.6～0.8）D ，取堰长l w 为0.6D=0.6×0.8=0.48m b) 出口堰高h W ：h W =h L -h OW

Lℎlw查图得E=1.055

ℎow

h w =0.06-0.0105=0.0495m

c) 降液管的宽度W d 与降液管的面积A f ：

w由D=0.6查得A f /AT =0.054，W d /D=0.11

=

3.136

=19.64,

lw

=0.6 2.84Ls2/32.84×1.0553.1362/3=E() =() =0.0105 wl

故Wd=0.11D =0.11×0.8=0.088m

Af=0.054×

3.1416

×0.82=0.027m2 计算液体在降液管中停留时间以检验降液管面积，即

τ=

AfHT0.027×0.4

==12.40s（大于5s ，符合要求） sd) 降液管底隙高度h o ：取液体通过降液管底隙的流速μo=0.07m/s （0.07---0.25）

ℎo=

符合（h 0=h w -0.006） e) 受液盘

采用平行形受液盘，不设进堰口，深度为60mm 提溜段：

a) 溢流堰长l w ：单溢流去l w =（0.6～0.8）D ，取堰长l w 为0.7D=0.7×0.8=0.56m

Ls3.136/3600

==0.026m

wo

b) 出口堰高h W ：h W =h L -h OW

Lℎlw查图得E=1.06

ℎow

h w =0.06-0.0168=0.0432m

c) 降液管的宽度W d 与降液管的面积A f ：

由w=0.7查得A f /AT =0.09，W d /D=0.15

Dl

=

7.350

=31.32,

lw

=0.7 2.84Ls2/32.84×1.067.352/3=E() =(=0.0168m w故Wd=0.11D =0.15×0.8=0.12m

Af=0.09×

3.1416

×0.82=0.045m2 计算液体在降液管中停留时间以检验降液管面积，即

AfHT0.045×0.4τ===8.82s（大于5s ，符合要求）

sd) 降液管底隙高度h o ：取液体通过降液管底隙的流速μo=0.1m/s （0.07---0.25）

ℎo=

符合（h 0=h w -0.006） (2) 塔板布置

精馏段 ①塔板的分块

因D=800mm，故塔板采用整块式。对精馏段： a) 取边缘区宽度

W c =0.03m(30-50mm) 安定区宽度 W s =0.06m

Ls7.350/3600

==0.036m

wo⎡πR 2x ⎤22

sin -1⎥计算开空区面积 b) A a =2⎢x R -x +180R ⎦⎣

R =

x=

D

−wc=0.4−0.03=0.37m D

−(wd+ws) =0.4−(0.088+0.06) =0.252m

解得， A a =0.364m2

c) 筛孔数n 与开孔率ϕ：取筛空的孔径d 0为5mm ，正三角形排列，一般碳的板厚为3mm ,

0取t /d 0=33. ，故孔中心距t=3×5=15mm

筛孔数

n =

1.155Aa1.155×0.364

==1868 Ao1869×3.14/4×0.0052

∅===10.07%

a

则每层板上的开孔面积A 0为

Ao=1868×

气体通过筛孔的气速为

μo=

V1257/3600s

==9.54m/s o3.144

×0.0052=0.0366m2

同理得提馏段气体通过筛孔气速为

′

μo

′V1208/3600s===9.17m/s o

1.7 筛板的流体力学验算

塔板的流体力学计算，目的在于验算预选的塔板参数是否能维持塔的正常操作，以便决定对有关塔板参数进行必要的调整，最后还要作出塔板负荷性能图。 (1) 气体通过筛板压强相当的液柱高度计算 精馏段：

a) 干板压降相当的液柱高度h c ：依d 0/σ=5/3=1. 67，查《干筛孔的流量系数》图得，C 0=0.78由式

μo2ρv9.5422.96

ℎc=0.051×() ×(=0.051×() ×() =0.0280

oL

b) 气体穿过板上液层压降相当的液柱高度h l ：

μa=

V1257/3600s

==0.73m/s

Tf

Fa=μa√v =0.73×=1.26

由εo 与F a 关联图查得板上液层充气系数εo =0.62，依式

ℎl=ε0ℎL=ε0(ℎw+ℎow) =0.62×(0.0495+0.0105) =0.0372

c) 克服液体表面张力压降相当的液柱高度h σ： 依式

ℎσ=

4σL4×20.6/1000

==0.00208 Lo故ℎp=0.00208+0.0372+0.0280=0.0673m 则单板压强：

∆pp=ℎ0ερlg =0.0673×807.0×9.8=532.2

对于筛板塔，液面落差很小，且本例的塔径和液流量均不大，故可忽略液面落差的影响。 （3）雾沫夹带

5.7×10−6μa

ev=(LTf

3.2

=8.54×10−3kg液/kg气≤0.1kg液/kg气

故在设计负荷下不会发生过量雾沫夹带。 （4）漏液

d 0

σ

=

5

=1. 673

查得：c o =0.78由式

μo,min=4.4colvLσ=4.4×0.78√=6.03m/s 筛板的稳定性系数

K =

μoo,min

=

9.54

=1.58>1.5 故在设计负荷下不会产生过量漏液。 （5） 液泛

为防止降液管液泛的发生，应使降液管中清液层高度H d ≤φH T +h w 依式H d =h p +h l +h d ， 而

Ls23.136/36002

ℎd=0.153×() =0.153×() =0.00074

w0Hd=0.0671+0.06+0.00074=0.128m

取φ=0. 5，则∅(HT+ℎw) =0.5×(0.0495+0.4) =0.225m

()

故H d

根据以上塔板的各项液体力学验算，可认为精馏段塔径及各项工艺尺寸是适合的。

同精馏段公式计算，提溜段各参数计算如下： (1) 气体通过筛板压强相当的液柱高度计算 a) 干板压降相当的液柱高度：

′ℎc

()

9.1723.3

=0.051×() ×() =0.0294

b) 气体穿过板上液层压降相当的液柱高度：

μa′=

V1208/3600s′

==0.73m/s

TfFa=μa′√v =0.73×=1.33

由εo 与F a 关联图查得板上液层充气系数εo =0.61，依式

ℎl′=ε0ℎL=ε0(ℎw+ℎow) =0.61×(0.0495+0.0105) =0.0366

c) 克服液体表面张力压降相当的液柱高度：

ℎσ′=

4σL′4×19.33/1000

==0.00198

Lo故ℎp′=0.00198+0.0366+0.0294=0.0680m

则单板压降：∆pp′=0.0680×791.8×9.8=527.6

对于筛板塔，液面落差很小，且本例的塔径和液流量均不大，故可忽略液面落差的影响。 (3) 液沫夹带

5.7×10−60.733.2

ev′=() =9.10×10−3kg液/kg气≤0.1kg液/kg气

故在设计负荷下不会发生过量雾沫夹带。 (4) 漏液

d 0

σ

=

5

=1. 673

查得： C 0=0.78

μow=4.4colvLσ

=4.4×0.78√=5.68m/s

筛板的稳定性系数

K =

μoo,min

=

9.17

=1.61>1.5

故在设计负荷下不会产生过量漏液。

(5) 液泛

为防止降液管液泛的发生，应使降液管中清液层高度H d ≤φH T +h w

依式H d =h p +h l +h d ， 而

Ls′7.35/36002

ℎd=0.153×() =0.153×(=0.00157 w0Hd=0.0680+0.06+0.00157=0.130m

取φ=0. 5，则∅(HT+ℎw) =0.5×(0.0432+0.4) =0.222m

故H d

根据以上塔板的各项液体力学验算，可认为提馏段塔径及各项工艺尺寸是适合的。 2()()

1.8 塔板负荷性能图

精馏段：

(1) 液沫夹带线

以e V =0.1kg液体/kg气为限

2/32/3ℎL=ℎw+ℎow=0.0495+1.148Ls ,

22.87Ls ,ℎf=2.5ℎL=0.124+2.87Ls HT−ℎf=0.276−μa=Vs=2.183Vs Tf

3.25.7×10−62.183Vs取ev=() 0.276−2.87Ls整理得：Vs=0.7965−8.2826Ls

即可作出液沫夹带线1。

(2) 液泛线

2/3=0.1

a ′=ρV0.0512.96(=() =0.2295 2L(d o nco ) 0.051

b′=∅HT+(∅−β−1) ℎw=0.5∗0.4+(0.5−0.62−1) ∗0.0495=0.1446

c ′=0.1530.153==982.3 wo2236003600d ′=0.00284E (1+β) () =0.00284∗1.055(1+0.62) () =1.860 w2′′Lsa‘V−d′Lss=b −c 22/322=0.2295Vs=0.1446−982.3Ls−1.860Ls 2/3

由上表数据即可作出液泛线2。

(3) 液相负荷上限线

以θ＝4s 作为液体在降液管中停留时间的下限，

HTAf0.045==0.4×=0.0045m3/s Ls,max

据此可作出与气体流量无关的垂直液相负荷上限线3。

(4) 漏液线

前已求得μo,min=6.03m/s，故

Vs,min=π2donμo,min=0.785×0.0052×1868×6.03=0.221m3/s (5) 液相负荷下限线

对于平直堰，取堰上液层高度h ow ＝0.006m 作为最小液体负荷标准。E=1.055

2

32. 84⎛3600L s , min h ow =E 1000 l w ⎝

Ls,min=0.00038m3/s ⎫⎪⎪⎭

据此可作出与气体流量无关的垂直液相负荷下限线5。

根据以上各线方程，可作出筛板塔的负荷性能图，如图所示。

图1 精馏段筛板负荷性能图

在负荷性能图上，作出操作点P ，连接OP ，即作出操作线。由图可看出，该筛板的操作上限为液沫夹带控制，下限为漏液控制。Vs,max=0.67 m/s Vs,min=0.221 m/s 33

故操作弹性为 Vs,max / Vs,min=3.03

对提馏段：

（1）液沫夹带线

以e V =0.1kg液体/kg气为限，求V S ‘-L S ‘关系如下

ℎL=ℎw+ℎow=0.0432+1.041Ls

ℎf=2.5ℎL=0.108+2.60Ls′2/3′2/3

HT−ℎf=0.292−2.60Ls

Vs′=2.183Vs′ Tf′2/3 μa=

5.7×10−62.183Vs′取ev=() 0.292−2.60Ls3.2=0.1

′2/3整理得：Vs′=0.8261−7.3557Ls

即可作出液沫夹带线1。

（2）液泛线

a ′= ρV0.0513.30(=() =0.2608 2L(d o nco ) 0.1530.153==376.4 wo220.051b′=∅HT+(∅−β−1) ℎw=0.5∗0.4+(0.5−0.62−1) ∗0.0432=0.1516 c ′=36003600d ′=0.00284E (1+β) () =0.00284∗1.06(1+0.62) (=1.686 w2a‘Vs=b −c ′′L2s−2s′2′2=0.2608Vs=0.1516−376.4Ls−1.686Ls′2/3

可由此作出液泛线2

（3）液相负荷上限线

以θ=5s 作为液体在降液管中停留时间的下限，

θ=

L s ，max =

（4）漏液线

V s ，min ‘=π2d o nuo ，min =0.785∗0.0052∗1869∗5.68=0.2083m 3⁄s AfHT=5 sA f H T 0.045∗0.4==0.0036m 3⁄s 可作出与液体流量无关的水平漏液线4

（5）液相负荷下限线

对于平直堰，取堰上液层高度h ow =0.006m作为最小液体负荷标准

ℎow

取E=1，

L s ，min ‘=0.0004377m 3⁄s

可作出与气体流量无关的垂直液相负荷下限线5。

根据以上各线方程，可作出筛板塔的负荷性能图，如图所示，在负荷性能图上，作出操作点P ，连接OP ，即作出操作线。由图可看出，该筛板的操作上限为液相负荷上限控制，下限为漏液控制。 2.843600Ls’2/3=E() =0.006 w

图2 提馏段筛板负荷性能图

由上图查得

Vs,max=0.59 m/s Vs,min=0.21 m/s 33

故操作弹性为 Vs,max / Vs,min=2.8

四 板式塔得结构与附属设备

5.1附件的计算

5.1.1接管

(1)进料管

进料管的结构类型很多，有直管进料管、弯管进料管、T 形进料管。本设计采用直管进料管。 F=34.954kmol/h , F =799.7kg/m

则体积流量

V =

取适宜的输送速度μ=0.6m/s ，则管径

4V4×0.00104d =√=√=0.047m=47mm

取进料管规格Φ54×3 则管内径d=48mm

进料管实际流速

μ=

(2)回流管

采用直管回流管，回流管的回流量 L=30.664kmol/h

塔顶液相平均摩尔质量

ML,Dm=79.23kg/kmol

平均密度

ρL,Dm=814.2kg/m3

则液体流量

V =

取管内流速μ=0.6m/s

则回流管直径 LM30.66479.23=×=0.00083m3/s L4V4×0.00104==0.58m/s FM34.95485.83=×=0.00104m3/s F3

d =√=√=0.042m =42mm

可取回流管规格Φ45×3 则管内直径d=39mm

回流管内实际流速

μ=

(3)塔顶蒸汽接管

则蒸汽体积流量

V =

取管内蒸汽流速u 15m /s

4V 4×0.357d =√=√=0.174m =174mm

可取回流管规格Φ180×4.5 则实际管径d=171mm

塔顶蒸汽接管实际流速

4V4×0.357μ===15.55m/s

(4)釜液排出管

塔底w=19.622kmol/h 平均密度ρW,Lm=783.5kg/m3

平均摩尔质量

ML,Wm=91.48kg/kmol

体积流量：

V =

取管内流速μ=0.6m/s

则 WM19.62291.48=×=0.00064m3/s wnRT 45.996×8.314×(80.75+273.15) ==0.357m 3/s 4V4×0.00083==0.70m/s

d =√=√=0.037m =37mm

可取回流管规格Φ42×2.5 则实际管径d=37mm

塔顶蒸汽接管实际流速μ=0.6m/s

(5)塔顶产品出口管径

D=15.332koml/h 相平均摩尔质量

ML,Dm=79.23kg/kmol

溜出产品密度ρL,Dm=814.2kg/m3

则塔顶液体体积流量：

V =

取管内液体流速μ=0.6m/s

则

4V4×0.00041d =√=√=0.0295m=29.5mm

可取回流管规格Φ32×2.5 则实际管径d=27mm

塔顶蒸汽接管实际流速

4V4×0.00041μ===0.72m/s 5.1.2冷凝器

塔顶温度t D =80.75℃ 冷凝水t 1=20℃ t 2=30℃

∆t1=tD−t1=80.75−20=60.75℃

∆t2=tD−t2=80.75−30=50.75℃

则

∆tm=∆t1−∆t210==55.60℃ 12DM15.33279.23=×=0.00041m3/s D由t D =80.75℃ 查液体比汽化热共线图得

γ苯=390kJ/kg

又气体流量

V =0.357m3/s

ρVm=PMV109.5×79.22==2.95kg/m3 D

塔顶被冷凝量

q =Vρ=0.357×2.95=1.05kg/s

冷凝的热量

Q=qγ苯=390×1.05=409.5kJ/s

取传热系数K=600W/m2k ，

则传热面积

A =

冷凝水流量

W=

冷凝器选型

G400IV-1.6-12.2

5.1.3 再沸器

塔底温度t w =107.8℃ 用0.2Mpa(表压) 的蒸汽，查饱和水蒸汽表得t 0=138.8℃，釜液出口温度t 1=112℃

则

∆t1=t0−tw=138.8−107.8=31℃

∆t2=t0−t1=138.8−112=26.8℃

则

∆tm=∆t1−∆t231−26.8==28.85℃ 12Q409.5×1000==9.80kg/s p21Q409.5×1000==12.28m3 m由t w =107.8℃ 查液体比汽化热共线图得

γ甲苯=365kJ/kg

又气体流量

V‘=nRT45.996×1000×8.314×(107.8+273.15) ==0.330m3/s 密度

ρVm=PMV′122.8×90.70==3.52kg/m3 则q =Vρ=0.330×3.52=1.16kg/s

热量

Q=qγ甲苯=365×1.16=423.4kJ/s

取传热系数K=600W/m2k ，

则传热面积

A =

加热蒸汽的质量流量

W=

再沸器选型

G450IV-1.6-25

5.1.4 预热器

料温度 T F =92.69℃，设进入预热器之前温度为F=0.8582kg/s，用蒸汽预热，则 由 Q蒸汽=423.4×1000=194.4kg/s Q423.4×1000==24.46m3 m

T=20.0℃时 C 苯=1.52kJ/(kg∗K),C 甲苯=1.52kJ/(kg∗K)

T=92.69℃时C 苯=2.02kJ/(kg∗K),C 甲苯=1.98kJ/(kg∗K)

假设 K=600w/(m 2 *℃ )

则

A =

预热器型式

G159I-1.6-2.6

Q109.808×1000==2.34m2 m

5.1.5塔顶冷却器

∆t1=tD−t1=80.75−20=60.75℃ ∆t2=td−t2=40−30=10℃

则

∆tm=

∆t1−∆t250.75

==28.12℃

122.45+2.18

=2.315 q =15.332×78.11/3600=0.333kg/s

Cpm=

冷却的热量

Q=qCpm∆t=2.315×0.333×40.75=31.41kJ/s

取传热系数K=600W/m2k ， 则传热面积

A =

选用换热器 G159I －1.6－1.7 5.1.6塔底冷却器

∆t1=tw−t1=107.8−20=87.8℃ ∆t2=td−t2=50−30=20℃

则

∆tm=

∆t1−∆t267.8

==45.83℃

122.4+2.12

=2.26 Q31.41×1000

==1.86m3 mq =19.622×92.14/3600=0.502kg/s

Cpm=

冷却的热量

Q=qCpm∆t=2.26×0.502×57.8=65.58kJ/s

取传热系数K=600W/m2k ， 则传热面积

A =

选用换热器 G159I －1.6－2.6

Q65.58×1000

==2.38m3 m

5.1.7泵的选型

（1）进料泵的选型及技术参数

进料流量为3.85m 3 /h ，可取50Y —60B 离心泵

其性能参数：流量 9.9m 3/h 扬程 38m 转速 2950r∕min 轴功率 2.39kw 效率35﹪ （2）回流泵的选择及技术参数

进料流量为3.85m 3 /h ，可取50Y —60B 离心泵

其性能参数：流量 9.9m 3/h 扬程 38m 转速 2950r∕min 轴功率 2.39kw 效率35﹪ （3）出料泵的选择及技术参数

塔釜出料流量为8.46m 3 /h ，可取50Y —60B 离心泵

其性能参数：流量 9.9m 3/h 扬程 38m 转速 2950r∕min 轴功率 2.39kw 效率35﹪

5.2 板式塔结构

板式塔内部装有塔板、降液管、各物流的进出口管及人孔（手孔）、基座、除沫器等附属装置。除一般塔板按设计板间距安装外，其他处根据需要决定其间距。 （1）塔顶空间

塔顶空间指塔内最上层塔板与塔顶的间距。为利于出塔气体夹带的液滴沉降，此段远高于板间距（甚至高出一倍以上），本塔塔顶空间取 （2）塔底空间

塔底空间指塔内最下层塔底间距。其值由如下两个因素决定。

①塔底驻液空间依贮存液量停留3~5min或更长时间（易结焦物料可缩短停留时间）而定。②塔底液面至最下层塔板之间要有1~2m的间距，大塔可大于此值。本塔取 （3）人孔

一般每隔6~8层塔板设一人孔。设人孔处的板间距等于或大于600mm ，人孔直径一般为450~500mm，其伸出塔体得筒体长为200~250mm，人孔中心距操作平台约800~1200mm。本塔设计每7块板设一个人孔，共3个，即 np=3

H D =1. 0(m )

H B =1. 5(m )

（4）塔高

′

H =HD+(N−2−np)HT+npHT+HF+HB

=1+(25−2−3) ∗0.4+3∗0.6+0.8+1.5=13.1m

五 设计结果一览表

六 参考文献

[1]李功祥, 陈兰英 《常用化工单元设备设计》华南理工大学出版社，2003 [2]J.M.Smith《化工热力学导论》化学工业出版社，2007

[3]柴诚敬, 张国亮《化工流体流动与传热》 化学工业出版社，2007 [4]贾绍义, 柴敬诚《化工传质与分离过程》 化学工业出版社，2007 [5]陈均志，李雷化工原理实验及课程设计•北京：化学工业出版社，2008 [6]马江权，冷一欣•化工原理课程设计•北京：中国石化出版社，2009 [7]俞晓梅 《塔器》化学工业出版社，2010

[8]汤普善 《化工设备机械基础》华南理工大学出版社，2004

七 设计评述及结束语

本次课程设计通过给定的生产操作工艺条件自行设计一套苯－甲苯物系的分离的塔板式连续精馏塔设备。通过近两周的努力，反经过复杂的计算和优化，终于设计出一套较为完善的塔板式连续精馏塔设备。其各项操作性能指标均能符合工艺生产技术要求，而且操作弹性大，生产能力强，达到了预期的目的。

通过这次课程设计我经历并学到了很多知识，熟悉了大量课程内容，懂得了许多做事方法，可谓是我从中受益匪浅，我想这也许就是这门课程的最初本意。从接到课题并完成分组的那一刻起我们就立志要尽最大努力把它做全做好。首先，我们去图书馆借阅了大量有关书籍，并从设计书上了解熟悉了设计的流程和方法。通过查阅资料我们从对设计一无所知变得初晓门路，而进一步的学习和讨论使我们使我们具备了完成设计的知识和方法，这使我们对设计有了极大的信心，我们确定了设计方案和具体流程及设计时间表，然后就进入了正是的设计工作当中。

这次历时近两周的的课程设计使我们把平时所学的理论知识运用到实践中，使我们对书本上所学理论知识有了进一步的理解，也使我们自主学习了新的知识并在设计中加以应用。此次课程设计也给我们提供了很大的发挥空间，我们积极发挥主观能动性独立地去通过书籍、网络等各种途径查阅资料、查找数据和标准，确定设计方案。总之，这次课程设计不仅锻炼了我们应用所学知识来分析解决问题的能力，也提高了我们自学，检索资料和协作的技能。

八 附图