化工原理课程设计——精馏塔设计XX：____指导设计时间: 目 录（一）设计任务书 （二）主要物性参数表（三）精馏塔的物料衡算（四）塔板数的确定1. 理论板层数的求取2. 全塔效率的求取3. 实际板层数的求取（五）精馏塔的工艺条件及有关物性数据计算1. 操作压力计算2. 操作温度计算3. 平均摩尔质量计算4. 液体平均密度计算5. 液体平均表面张力计算6. 液体平均黏度计算（六） 精馏塔塔体工艺尺寸计算1.塔径的计算2.精馏塔有效高度的计算（七） 塔板主要工艺尺寸的计算1. 溢流装置计算2. 塔板布置（八） 筛板的流体力学验算1. 塔板压降2. 液面落差3. 液沫夹带4 漏液5. 液泛（九） 塔板负荷性能图1. 漏液线2. 液沫夹带线3. 液相负荷下限线4. 液相负荷上限线5. 液泛线 （十） 主要接管尺寸的选取 （十一） 法兰的选取（十二） 封头的选取（十三） 设计结果汇总（十四） 精馏塔工艺流程图（十五） 设计中主要符号说明（十六） 参考文献（一）、设计任务书一、设计题目：分离苯——甲苯精馏设计二、设计任务及操作条件1．设计任务 生产能力（进料量）：90000吨/年 操作周期：7200小时/年 进料组成：41﹪（质量分率，下同） 塔顶产品组成：96﹪ 塔底产品组成：1﹪2．操作条件操作压力：4 Kpa进料状态：自选单板压降：≯0.7 kPa3．设备型式：筛板塔4．厂址：XX地区（二）、主要物性参数表 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tc,℃ 临界压强 Pc,KPa 苯C6H6 78．11 80．1288．5 6833．4 甲苯C6H5-CH3 92．13 110．6318．57 4107．72. 常压下苯——甲苯的气液平衡数据温度，℃液相中苯的摩尔分数，x气相中苯的摩尔分数，y110．560．000．00109．911．002．50108．793．007．11107．615．0011．2105．0510．020．8102．7915．029．4100．7520．037．298．8425．044．297．1330．050．795．5835．056．694．0940．061．992．6945．066．791．4050．071．390．1155．075．588．8060．079．187．3365．082．586．5270．085．785．4475．088．584．4080．091．283．3385．093．682．2590．095．981．1195．098．080．6697．098．880．2199．099．6180．01100．0100．03．饱和蒸气压P＊苯甲苯的饱和蒸气压可用方程求算，即式中 t________物系温度，℃ P＊________饱和蒸气压，Kpa ABC________Antoine常数，其值见附表：组分ABC苯6．0321206．35220．24甲苯6．0781343．94219．584.苯与甲苯的液相密度温度t，℃8090100110120ρL苯,kg/m3815803.9792.5780.3768.9ρL甲苯,kg/m3810800.2790.3780.3770.05.液体表面张力温度t，℃8090100110120σ苯 , mN/m21.2720.0618.8517.6616.49σ甲苯 ,mN/m21.6920.5919.9418.4117.31 6．液体粘度μL温度t，℃8090100110120μ苯，mPa.s0.3080.2790.2550.2330.215μ甲苯，mPa.s0.3110.2860.2640.2540.228 7．液体汽化热[4]温度t，℃8090100110120γ苯，KJ/Kg394.1386.9379.3371.5363.2γ甲苯，KJ/Kg379.9373.8367.6361.2354.68．塔板分块数表塔径，mm800～1200140~16001800~20002200~2400塔板分块34569．塔板间距与塔径关系[3]塔径 D,m 0.3~0.5 0.5~0.8 0.8~1.6 1.6~2.0 2.0~2.4 >2.4板间距HT,mm 200~300300~350 350~450 450~600 500~800 ≥800（五）、精馏塔的物料衡算2.原料液及塔顶、塔底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 ∴Xf=0.450Xd=0.966Xw=0.0123.原料液及塔顶、塔底产品的平均摩尔质量＝0.293×78.11+（1-0.450）×92.13＝85.82Kg/Kmol＝0.966×78.11+（1-0.966）×92.13＝78.59Kg/Kmol＝0.012×78.11+（1-0.012）×92.13＝91.16Kg/Kmol4.物料衡算原料处理量 F＝145.7Kmol/h总物料恒算 F=D+W = 145.7苯物料恒算 145.7×0.450＝0.966D+0.012W 联立解得 D＝78.806Kmol/h W＝68.894Kmol/h式中 F------原料液流量 D------塔顶产品量 W------塔底产品量（六）．塔板数的确定1.理论板层数NT的求取苯－甲苯理想物系，可采取图解求理论板层数① 由手册（表2）查苯－甲苯物系的气液平衡数据绘出X-Y图,见下图。
00.20.40.60.811.200.20.40.60.811.2系列1系列2系列3② 求最小回流比及操作回流比采用图解法求最小回流比在上图中对角线线上，自点e（0.256，0.256）作垂线ef即为进料线（q线）,该线与平衡线交点坐标为yq =0.63xq =0.41故最小回流比为:Rmin＝=1.53可取操作回流比为R=1.8 Rmin =1.8×1.53=2.75③ 求精馏的气、液相负荷L=RD＝2.75×60.78＝167.145Kmol/hV=(R+1)D＝(2.75+1)×60.78＝227.925Kmol/hL´＝L+F＝167.145+145.7=312.845Kmol/hV´＝V＝227.925Kmol/h④ 求操作线方程精馏段操作线方程提馏段操作线方程⑤实际板层数的求取又根据可解得=2.405 = 0.966 0.922y2 = 0.733×0.922+0.258=0.934x2==0.855y3= 0.733×0.855+0.258=0.885x3 ==0.762同理可求 y4= 0.817x4=0.650y5= 0.735 x5=0.530y6= 0.651x6=0.437y7= 0.578 x7=0.364因为 x7< xf精馏段理论板层数 6x6 =0.437y6=0.595 同理可求y7=0.516 x7=0.359y 8= 0.488 x8= 0.284y 9= 0.385 x9= 0.207y10= 0.279 x10= 0.139y11= 0.185 x11= 0.095y12= 0.125 x12= 0.056y13= 0.072 x13= 0.031y14= 0.038 x14= 0.016y15= 0.017 x15= 0.0072所以n=9提馏段理论板层数 92.全塔效率ET的求取 ET=0.17-0.616lgµ甲苯根据塔顶塔底液相组成查图表6，得塔平均温度为95.15℃，该温度下进液相平均粘度为：µm =0.450µ苯+(1-0.450) µ甲苯=0.269MPa·s 故 ET≈52﹪3.实际板层数的求取精馏段实际板层数 N精＝6/0.52＝12提馏段实际板层数 N=9/0.52-1=18（七）. 精馏塔的工艺条件及有关物性数据计算以精馏段为例进行计算1.操作压力计算（每块塔板压降△P＝0.7Kpa）塔顶操作压力PD=101.3+4=105.3KPa进料板压力PF=108.3KPa总压降为△P总=24△P=24×0.7=16.8 KPa精馏段平均压力Pm=104.8 KPa2.操作温度计算（试差法）泡点方程：安托尼方程：① 求塔顶温度tD其中P=105.3KPa由xD=y1=0.966查平衡曲线得x1=0.916设tD=82.4℃lgPA＊= PA＊=111.17KPa lgPB＊= PB＊=42.46KPa ∴两x值近似相等，故可认为塔顶温度tD为82.10℃② 求进料板温度tF其中P=112.3KPa查平衡曲线得xF=0.388设tF=97.97℃即进料板温度tF为97.97℃同理可得=104.4℃∴精馏段平均温度t=(82.10+97.97)/2=90.035℃提馏段平均温度t=(97.97+104.4)/2=101.185℃3.平均摩尔质量计算 塔顶平均摩尔质量计算由xD=y1=0.966，查平衡曲线，得x1=0.924MVDm＝0.966×78.11+(1-0.966)×92.13＝78.59Kg/KmolMLDm＝0.916×78.11+(1-0.916)×92.13＝79.29Kg/Kmol进料板平均摩尔质量计算由理论板，得yF=0.492查平衡曲线，得xF=0.450MVFm=0.492×78.11+（1-0.492）92.13=85.3 Kg/KmolMLFm=0.450×78.11+(1-0.450)92.13=85.8 Kg/Kmol精馏段平均摩尔质量MVm=(78.6+85.3)/2=81.95Kg/KmolMLm=(78.2+85.8)/2=82.0Kg。