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1、目录摘 要 第一章 概述 1.1 精馏塔设计任务 1.2 精馏塔设计方案的选定 第二章 精馏塔设计计算 2.1 精馏塔的物料衡算 2.2 塔板数的确定 2.3 精馏塔的工艺条件及有关物性数据的计算 2.4 精馏塔的塔体工艺尺寸计算 2.5 塔板主要工艺尺寸的计算 第三章 筛板的流体力学验算3.1 塔板压降 3.2 液面落差 第四章 塔附属设备选型及计算4.1 再沸器（蒸馏釜） 4.2 塔顶回流冷凝器 4.3 进料管管径 4.4 回流管管径 4.5法兰 4.6人孔 设计小结 附 录 参考文献 摘要本设计任务为精馏塔分离苯 -甲苯混合物。对于二元混合物的分离，采用连 续精馏过程。 设计中采用泡点进
2、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器冷凝， 冷凝液在泡点温度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， 所以在设计中把操作回流比取最小回流比的 1.5 倍。塔釜采用间接蒸汽加热，塔 底产品经冷却后送至储罐。关键词： 分离 苯 甲苯 AutoCAD 筛板精馏塔 设计计算第一章 概述化工生产中所处理的原料， 中间产物， 粗产品几乎都是由若干组分组成的混 合物，而且其中大部分都是均相物质。 生产中为了满足储存， 运输，加工和使用 的需求，时常需要将这些混合物分离为较纯净或几乎纯态的物质。精馏是分离液体混合物最常
3、用的一种单元操作， 在化工， 炼油，石油化工等 工业得到广泛应用。 精馏过程在能量计的驱动下， 使气、液两相多次直接接触和 分离，利用液相混合物中各相分挥发度的不同，使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。 实现原料混合物中各组成分离该过程是同时进行 传质传热的过程。本次设计任务为设计一定处理量的分离苯和甲苯混合物精馏 塔。板式精馏塔也是很早出现的一种板式塔， 20 世纪 50 年代起对板式精馏塔进 行了大量工业规模的研究， 逐步掌握了筛板塔的性能， 并形成了较完善的设计方 法。与泡罩塔相比，板式精馏塔具有下列优点：生产能力（ 20%40%）塔板效 率（ 10%50%）而且结
4、构简单， 塔盘造价减少 40%左右，安装，维修都较容易。 1在本设计中我们使用筛板塔， 筛板塔的突出优点是结构简单， 造价低。 合理 的设计和适当的操作筛板塔能满足要求的操作弹性， 而且效率高。 采用筛板可解 决堵塞问题，适当控制漏液。筛板塔是最早应用于工业生产的设备之一， 五十年代之后， 通过大量的工业 实践逐步改进了设计方法和结构。 近年来与浮阀塔一起成为化工生产中主要的传 质设备。为减少对传质的不利影响，可将塔板的液体进入区制成突起的斜台状， 这样可以降低进口处的速度， 使塔板上气流分布均匀。 筛板塔多用不锈钢板或合 金制成， 使用碳钢的比较少。 实际操作表明， 筛板在一定程度的漏夜状态
5、下操作 使其板效率明显下降， 其操作的负荷范围比泡罩塔窄， 但设计良好的塔其操作弹 性仍可达到 2-3。 化工原理课程设计是培养学生化工设计能力的重要教学环节， 通过课程设计使我 们初步掌握化工设计的基础知识、 设计原则及方法； 学会各种手册的使用方法及 物理性质、化学性质的查找方法和技巧；掌握各种结果的校核，能画出工艺流程、塔板结构等图形。在设计过程中不仅要考虑理论上的可行性， 还要考虑生产上的安全性、经济合理性。在设计过程中应考虑到设计的业精馏塔具有较大的生产能力满足工艺要求， 另外还要有一定的潜力。节省能源，综合利用余热。经济合理，冷却水进出口温 度的高低，一方面影响到冷却水用量。另一方
6、面影响到所需传热面积的大小。 即 对操作费用和设备费用均有影响，因此设计是否合理的利用热能R等直接关系到 生产过程的经济问题。本课程设计的主要内容是设计过程的物料衡算，塔工艺计算，塔板结构设计以及校核。1.1精馏塔设计任务在一常压连续的精馏塔内分离苯-甲苯混合液，已知原料的进液量为4000kg/h，组成为0.41 （苯的质量分率），要求塔顶流出液的组成为 0.96，塔底 釜液组成为0.02。设计条件如下：操作压力进料热状态回流比单板压降全塔效率建厂地址4kPa自选自选 0.7kPaET=52%淄博试根据上述工艺条件作出筛板塔的设计1.2精馏塔设计方案的选定本设计任务为分离苯-甲苯混合物。对于二
7、元混合物的分离，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，冷凝液在泡点温度下一部分回流至塔内，其余部 分产品经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1.5倍。塔釜采用间接蒸汽加热，塔底产品经冷却后送 至储罐。第二章精馏塔设计计算2.1精馏塔的物料衡算2.1.1原料液及塔顶、塔底产品的摩尔分数苯的摩尔质量Ma=78 kg/km ol甲苯的摩尔质量 M B =92 kg/kmol0.41 / 78 x F = 0.4500.41 / 78 + 0.59 / 920.96 / 78
8、x D = 0.96590.96 / 78 + 0.04 / 920.02 /78x W = 0.02350.02 /78 + 0.98 / 922.1.2原料液及塔顶、塔底产品的平均摩尔质量M F = 0.45078 + (1 - 0.450)92 = 85.82 kg / km olM D =0.96678+(1-0.966)92=78.59 kg/km olM w = 0.023578 + (1 - 0.0235)92 = 91.67 kg / km ol2.1.3物料衡算原料处理量4000F = 46.61 (km ol / h)85.82总物料衡算D + W = 46.61苯物料衡算
9、 0.9659D + 0.0235W = 0.45046.6D = 21.09 km ol / h联立解得W = 25.51 km ol / h2.2塔板数的确定2.2.1理论板层数n t的求取苯-甲苯属理想物系，可采用图解法求理论板层数。2.1 由苯-甲苯物系的气液平衡数据，绘出苯-甲苯混气液平衡相图,所示:图2.1苯-甲苯混气液平衡相图求最小回流比Rmin及操作回流比R 。采用作图法求最小回流比。在气液平衡相图2.1中对角线上，自点e (0.4911 , 0.4911) 作垂线ef即为进料线(q线)，该线与平衡线的交点坐标为：yq = 0.667 , x q = 0.450故最小回流比为:
10、X D-yq0.9659-0.667R min =1.38yq-Xq0.667-0.450取操作回流比为:R =5R min=1.51.382.07 求精馏塔的气、液相负荷L = RD = 2.0721.09 = 43.66 km ol / hV = (R + 1)D = (2.07 + 1)21.09 = 64.75kmol/ hL = L + qF = 43.66 + 46.61 = 90.27 km ol / hV = V = 64.75 kmol / hkO00.2640.60,8 Xd1.(J图2.2图解法求理论板图 求操作线方程R1精馏段操作线方程为：yn+1 = - xn+1 +
11、 - xD = 0.674X n+1 +0.3146R +1R +1提馏段操作线方程为 yn+1 = L qF xn+1W xW = 1.398x n+10.009L +qF -WL +qF -W 图解法求理论板层数采用图解法求理论板层数，如图2.2所示。求解结果为：总理论板层数Nt = 14 -1 = 13 （不包括再沸器），进料板位置NF= 7。222实际板层数N的求取精馏段实际板层数：Nt, = 5/0.52 10提馏段实际板层数：Nt, =6.5/0.52 332.3精馏塔的工艺条件及有关物性数据的计算2.3.1操作压力计算塔顶操作压力PD = 101.3kPa + 4kPa = 10
12、5.3kPa每层塔板压降2 = 0.7 kPa进料板压力PF = 105.3 +0.7 10 = 112.3 kPa精馏段平均压力Pm = 105.3 + 112.3 /2 = 108.8 kPa2.3.2操作温度计算因该精馏塔操在常压下操作，并且两组分的物理化学性质，特别是两组分的 化学结构比较接近，所以该混合物为完全理想体系。4依据操作压力，由泡点方程通过试差法计算出泡点温度，利用安托尼方程计算，计算结果如下：塔顶温度tD = 82.1 C进料板温度tF = 99.5 C精馏段平均温度 tm = tD + tF /2 = 82.199.5 /2 = 90.8 C2.3.3平均摩尔质量计算塔
13、顶气、液混合物平均摩尔质量：由Xd = y! = 0.9659 ，查汽液平衡曲线图2.1，得 X! = 0.916M vDm = 0.965978 + (1 -0.9659)92 = 78.59kg /km olM LDm = 0.91678 + (1 -0.916)92 = 79.29 kg / km ol进料板气、液混合物平均摩尔质量：由图解法求理论板图2.2，得 y F = 0.604查汽液平衡曲线图2.1，得Xf = 0.388。M VFm = 0.60478 + (1 - 0.604)92 = 83.66 kg /km olM LFm = 0.38878 + (1 - 0.388)9
14、2 = 86.68 kg / km ol精馏段气、液混合物平均摩尔质量:M Vm = MvDm+MvFm / 2 = 81.13kg/ km olM Lm = M ld m + M LFm / 2 = 82.99kg/ km ol2.3.4平均密度计算 气相平均密度由理想气体状态方程计算，即Pv mPm M V mRTm108.8 x 80.18.31490.8 + 273.15=2.92 kg 液相平均密度液相平均密度依下式计算，即Pm塔顶液相平均密度：tD = 82.1 C，查有机液体相对密度共线图得33Pa = 812.7 g / m , pB = 807.9 kg / m3Pld m
15、= 812.5 kg / m进料板液相平均密度：tF = 99.5 C，查有机液体相对密度共线图得33pa = 793 kg / m , pB = 791 kg / m进料板液相的质量分数为0.38878w A = 0.350.388 汉 78 + (1 -0.388)汇 9213PLFm =-=791.7 kg / m0.35 / 793 + (1 - 0.35) /791精馏段液相平均密度为3PLm = ( PLDm + PLFm 卩 2 = (812.5 + 791.7 )/ 2 = 802.1 kg / m2.3.5液体平均表面张力液相平均表面张力依下式计算，即兀m = E a羊(T塔顶液相平均表面张力：
