齐齐哈尔大学化工原理课程设计
齐 齐 哈 尔 大 学
化工原理课程设计 题 目学 院专业班级
学生姓名
指导教师成 绩
苯—甲苯精馏
食品与生物工程学院 食工145
鲁 聿 佟 白
2016 年 11 月 23 日
摘 要
本次课程设计是利用板式精馏塔分离苯-甲苯，采取连续精馏已得到纯度较高的馏出物，根据已给出的设计条件，我们操作条件选取了泡点进料，操作压力选为4Kpa，具体设备选取筛板塔，筛板塔具有结构简单，造价低，效率高等优点，但易堵塞，不宜处理粘性大、脏的和带固体粒子的料液。设计过程中根据要求对精馏塔的结构尺寸进行了准确计算和相关流体力学校核，以及接管尺寸的计算，绘制出了装配图。
工业上对塔设备的主要要求: (１) 气(汽)、液处理量大，即生产能力大时，仍不致发生大量的雾沫夹带、拦液或液泛等破坏操作的现象。(２) 操作稳定，弹性大，即当塔设备的气(汽)、液负荷有较大范围的变动时，仍能在较高的传质效率下进行稳定的操作并应保证长期连续操作所必须具有的可靠性。(３) 流体流动的阻力小，即流体流经塔设备的压力降小，这将大大节省动力消耗，从而降低操作费用。对于减压精馏操作，过大的压力降还将使整个系统无法维持必要的真空度，最终破坏物系的操作。(４) 结构简单，材料耗用量小，制造和安装容易。(５) 耐腐蚀和不易堵塞，方便操作、调节和检修。(６) 塔内的滞留量要小。
实际上,任何塔设备都难以满足上述要求,因此,设计者应根据塔型特点,物系性质,生产工艺条件,操作方式,设备投资.操作与维修费用等技术经济评价以及设计经验等因素,依矛盾的主次,综合考虑,选择适宜的塔型。
关键词：苯 甲苯 分离过程：精馏塔
Abstract
This course is designed for separation of benzene and methylbenzene by distillation column, taking distillate continuous distillation has high purity, according to the design conditions have been given, we select the operating conditions of bubble point feed operation pressure is 4Kpa, the specific equipment selection of sieve plate tower, plate tower has the advantages of simple structure, low cost, efficiency the advantages, but not easy to be blocked, the viscous, dirty and solid particles of liquid. According to the requirements of the design process, the structure size of the distillation column was calculated and correlated with the fluid mechanics and the calculation of the nozzle size.The main requirements of tower equipment industry: (1) gas (steam), liquid processing capacity, production capacity is large, still without entrainment, a liquid blocking or flooding damage operation phenomenon. (2) the operation stability, flexibility, i.e. when the tower equipment gas (steam), liquid loading of a wide range of changes, still can stabilize the operation in the mass transfer efficiency under the conditions of high reliability and should ensure long-term continuous operation must have the.(3) the fluid flow resistance is small, the fluid flow through the device of the small pressure drop, which will greatly reduce the power consumption, thereby reducing operating costs. For vacuum distillation operation, too much pressure drop will make the entire system can not maintain the necessary vacuum degree, the ultimate failure of the operation of the system. (4) the structure is simple, the material consumption is small, and the manufacture and installation are easy. (5) corrosion resistance and not easy to plug, convenient operation, adjustment and maintenance. (6) retention tower to be small.
目 录
摘 要.............................................................. 1 Abstract............................................................ 2 第1章 绪论........................................ 错误！未定义书签。
1.1概述........................................ 错误！未定义书签。 1.2设计依据.................................... 错误！未定义书签。 第二章设计内容..................................... 错误！未定义书签。
2.1设计内容.................................... 错误！未定义书签。 2.2精馏塔的设计内容............................ 错误！未定义书签。 2.3筛板塔的主要优缺点：......................................... 3 2.4主要参数表................................................... 4 第三章 塔的工艺的计算............................................... 5
3.1精馏塔的物料衡算............................................. 6 3.2 塔板数的确定 ................................................ 6 3.3精馏段的平均温度计算......................................... 8 3.4 密度的计算 ................................................. 10 3.5液体平均表面张力计算：...................................... 11 3.6液体平均黏度计算............................................ 11 第四章 塔体和塔板主要工艺尺寸计算.................................. 13
4.1塔径........................................................ 14 4.2溢流装置.................................................... 14 4.3塔板布置.................................................... 15 4.4筛孔率与开口率.............................................. 16 第五章 塔板的流体力学验算.......................................... 17
5.1 精馏段气体通过筛板压强降相当的液柱高度 ..................... 17 5.2气流穿过板的液层压降相当的液柱高度.......................... 17 5.3克服液体表面张力压降相当于的液体高度........................ 17 5.4精馏段雾沫夹带量的计算...................................... 17 5.5 精馏段漏液 ................................................. 18 5.6精馏段液泛的校核管中清液层高度：............................ 18 第六章塔板负荷性能图............................................... 19
6.1 漏液线 ..................................................... 19 6.2 液沫夹带线 ................................................. 19 6.3精馏段液相负荷上限线........................................ 20 6.4精馏段液相负荷下限线........................................ 20 6.5 精馏段液泛线 ............................................... 20 第七章 筒体与封头.................................................. 22
7.1主要接管尺寸的选取.......................................... 22 7.2法兰的选取.................................................. 23 7.3封头的选取.................................................. 23 第八章 筛板塔工艺设计计算结果汇总.................................. 24
8.1精馏塔工艺设计汇总 ............................................ 24 8.2 塔附件设计汇总................................................. 25
参考文献........................................................... 26 致 谢........................................................... 27
第1章 绪论
1.1 概述
精馏是分离液体混合物最常用的一种单元操作，在化工，炼油，石油化工等工业得到广泛应用。它通过气，液两相多次直接接触和分离，利用各组分挥发度的不同，使挥发组分由液相向气相传递，难挥发组分由气相向液相传递，是汽液相之间的传质传热的过程。
根据生产上的不同要求，精馏操作可以是连续或间歇的;有些特殊的物系，还可以采用恒沸精馏或萃取精馏等特殊方法进行分离。
精馏过程其核心为精馏塔，板式塔类型：气－液传质设备主要分为板式塔和填料塔两大类。精馏操作既可采用板式塔，也可采用填料塔，板式塔为逐级接触型气－液传质设备，其种类繁多，根据塔板上气－液接触元件的不同，可分为泡罩塔、浮阀塔、筛板塔、穿流多孔板塔、舌形塔、浮动舌形塔和浮动喷射塔等多种。板式塔在工业上最早使用的是泡罩塔(1813年)、筛板塔(1832年)，其后，特别是在本世纪五十年代以后，随着石油、化学工业生产的迅速发展，相继出现了大批新型塔板，如S型板、浮阀塔板、多降液管筛板、舌形塔板、穿流式波纹塔板、浮动喷射塔板及角钢塔板等。目前从国内外实际使用情况看，主要的塔板类型为浮阀塔、筛板塔及泡罩塔，而前两者使用尤为广泛。精馏操作既可采用板式塔，也可采用填料塔，板式塔为逐级接触型气－液传质设备，其种类繁多，根据塔板上气－液接触元件的不同，可分为泡罩塔、浮阀塔、筛板塔、穿流多孔板塔、舌形塔等。目前从国内外实际使用情况看，主要的塔板类型为浮阀塔、筛板塔及泡罩塔。
塔设备是最常采用的精馏装置，无论是填料塔还是板式塔都在化工生产过程中得到了广泛的应用，在此我们作板式塔的设计以熟悉单元操作设备的设计流程和应注意的事项是非常必要的。 塔设备一般分为阶跃接触式和连续接触式两大类。前者的代表是板式塔，后者的代表则为填料塔。
1.2 设计依据
本设计采用筛板精馏塔，进行苯-甲苯二元物系的分离，精馏塔，原料预热器，蒸馏釜，再沸器及泵等附属设备。
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。
第二章设计内容
2.1 设计内容
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。 （1）塔高塔径及塔板结构尺寸的确定。 （2）塔板的流体力学验算。 （3）塔板的负荷性能图
2.2.2 精馏塔的设计内容
①根据分离任务和有关要求确定设计方案 ②初步确定精馏塔的结构尺寸 ③核算流体力学 ④确定塔的工艺结构。 ⑤绘制塔板的负荷性能图。
2.2.3 筛板塔的主要优缺点：
筛板塔的主要优点：
（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。 筛板塔的主要缺点是：
（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。
主要物性参数表
1．苯和甲苯的物理性质
2. 常压下苯——甲苯的气液平衡数据
3．饱和蒸气压P＊
苯甲苯的饱和蒸气压可用方程求算，即
lgp*=A-
B t+C
式中 t________物系温度，℃ P＊________饱和蒸气压，Kpa ABC________Antoine常数，其值见附表：
4.苯与甲苯的液相密度
5.液体表面张力
6．液体粘度
μL
7．液体汽化热
8．塔板分块数表
[4]
第三章 塔的工艺的计算
3.1 精馏塔的物料衡算
甲苯摩尔质量：92 苯摩尔质量：78
进料口甲苯摩尔分数：
x0.96/78.11
D=
0.96/78.11+0.04/92.13=0.966
x0.41/78.11
F=
0.41/78.11+0.59/92.13
=0.450
x0.01/78.11
W=
0.01/78.11+0.99/92.13
=0.012
塔顶产品中苯的摩尔分数：
M
F＝0.450×78.11+（1-0.450）×92.13＝85.82Kg/Kmol MD＝0.966×78.11+（1-0.966）×92.13＝78.59Kg/Kmol
MW＝0.012×78.11+（1-0.012）×92.13＝91.96Kg/Kmol 物料衡算
原料处理量 F＝（65000/7200）×1000÷82.821=105.19Kmol/h 总物料恒算 F=D+W 得105.19＝D＋W
苯物料恒算 FxF=DxD+WxW 105.19×0.450＝0.966D+0.012W
D=54.89kmol/h,W=74.37kmol/h
联立解得 D＝48.30Kmol/h 56.89Kmol/h
3.2 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。W＝
苯－甲苯物系的气液平衡图
② 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（0.45，0.45）作垂线ef即为进料线（q线）,该线与平衡线交点坐标为
yq =0.667 xq =0.450
故最小回流比为:
Rmin＝
xD-yqyq-xq
=
0.966-0.667
=1.38
0.667-0.450
可取操作回流比为R=2 Rmin =2×1.38=2.76 ③ 求精馏的气、液相负荷
L=RD＝2.76×48.3＝133.31Kmol/h
V=(R+1)D＝(2.76+1)×48.3＝181.61Kmol/h L´＝L+F＝133.31+105.19=238.50Kmol/h V´＝V＝181.61Kmol/h ④ 求操作线方程
精馏段操作线方程
y=
LD184.5666.87x+xD=x+⨯0.966=0.734x+0.257 VV251.43251.43L'W330.2178.78x'-xW=x'-⨯0.012=1.313x'-0.004 V'V'251.43251.43
提馏段操作线方程 y'=
⑤ 图解法求理论塔板层数
采用图解法求理论板层数，如上图所示。求解结果为 总理论板层数NT＝12.5(包括再沸器) 进料板位置NF＝6 2.全塔效率ET的求取 ET=1.17-0.616lgµ甲苯
根据塔顶塔底液相组成查图，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
=0.450×0.267+(1-0.450)×0.275
=0.271mPa·s
故 ET=1.17-0.616×lg0.271=0.519≈52﹪ 3.实际板层数的求取
精馏段实际板层数 N精＝5/0.52＝9.6≈10 提馏段实际板层数 N=7.5/0.52-1=14.42-1≈14
3.3 精馏段的平均温度计算
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=105.3+0.7×10=112.3KPa 总压降为△P总=24△P=24×0.7=16.8 KPa 精馏段平均压力Pm=
PD+PF105.3+112.3
==108.8 KPa 22
2.操作温度计算（试差法）
*
P-PB
泡点方程：xA=* *
PA-PB
安托尼方程：lgP*=A-① 求塔顶温度tD 其中P=105.3KPa
B
t+C
由xD=y1=0.966查平衡曲线得x1=0.916 设tD=82.1℃，ɑ=2.58
B1206.35
=6.032-=2.042 PA＊=110.154KPa t+C82.1+220.24B1343.94
=6.078-=1.623 PB＊=41.976KPa lgPB＊=A-
t+C82.1+219.58
lgPA＊=A-
*P-PB105.3-41.976
∴xA=*==0.923 *
PA-PB110.154-41.976
两x值近似相等，故可认为塔顶温度tD为82.1℃ ② 求进料板温度tF 其中P=112.3KPa 查平衡曲线得xF=0.388 设tF=99.5℃
B1206.35
=6.032-=2.2591 PA＊=181.589KPa t+C99.5+220.24B1343.94
=6.078-=1.8605 PB＊=72.5271KPa lgPB＊=A-
t+C99.5+219.58
lgPA＊=A-
*P-PB112.3-72.5271
∴xA=*==0.365 *
PA-PB181.589-72.5271
再设tF=99℃
B1206.35
=6.032-=2.2532 PA＊=179.6755KPa t+C99+220.24B1343.94
=6.078-=1.8595 PB＊=72.3549KPa lgPB＊=A-
t+C99+219.58
lgPA＊=A-
*P-PB112.3-72.3549
∴xA=*==0.37 *
PA-PB179.1355-72.3549
再设tF=98.6℃
B1206.35
=6.032-=2.248 PA＊=176.9KPa t+C98.6+220.24B1343.94
=6.078-=1.854 PB＊=71.4KPa lgPB＊=A-
t+C98.6+219.58
lgPA=A-
＊
*P-PB112.3-71.4
∴xA=*==0.388等于xF *
176.9-71.4PA-PB
即进料板温度tF为98.6℃
∴精馏段平均温度t=(82.4+98.6)/2=90.5℃ 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=0.916
MVDm＝0.966×78.11+(1-0.966)×92.13＝78.59Kg/Kmol MLDm＝0.916×78.11+(1-0.916)×92.13＝79.29Kg/Kmol 进料板平均摩尔质量计算 由图解理论板，得yF=0.604 查平衡曲线，得xF=0.388
MVFm=0.604×78.11+（1-0.604）92.13=83.66 Kg/Kmol（0.604为yF天津大学） MLFm=0.388×78.11+(1-0.388)92.13=86.69 Kg/Kmol 精馏段平均摩尔质量
MVm=(78.59+83.66)/2=81.13Kg/Kmol MLm=(79.29+86.69)/2=82.99Kg/Kmol
3.4 密度的计算 ① 气相平均密度计算
平均分子量：xD=y1=0.9575,得x1=0.884② 液相平均密度计算
液相平均密度计算依下式计算，即 1/ρLm=∑ai/ρ
i
由理想气体状态方程计算,即
3
ρvm=PmMvm/RTm=(108.8×81.13)/［8.314×(90.8+273.15)］=2.92Kg/m
1〉塔顶液相平均密度计算
由tD=82.4℃查得ρA=812.7Kg/m3 ρB=807.9 Kg/m3
ρ
3LDM
=1/ (0.96/812.7+0.04/807.9)=802.5 Kg/m
2〉进料板液相平均密度计算
由tF=98.6℃查得ρA=794.1Kg/m3 ρ3 B=791.7Kg/m进料板液相的质量分率
α A=(0.388×78.11)/ (0.388×78.11+0.612×92.13)=0.350 ρ
3LFM
=1/ (0.35/794.1+0.65/791.7)=792.5Kg/m
∴精馏段液相平均密度为 ρ
ρLD,m
=1÷⎡⎢⎛⎣ 0.95⎫⎝814.6⎪⎭+⎛ 0.05⎫⎝809.6⎪⎤⎭⎥⎦
=814.4(kg/m3
)
=(812.5+792.5)/2=802.5 Kg/m3
3.5 液体平均表面张力计算：
液相平均表面张力依下式计算，即
σLm=∑xiσi
① 塔顶液相平均表面张力的计算： 由tD=82.4℃, 查表5得：
σA =21.24 mN/m σB=21.42 mN/m σ
LDm
=0.966×21.24+0.034×21.42=21.25 mN/m
② 进料板液相平均表面张力的计算： 由tF=98.6℃ ,查表5得：
σA =19.02 mN/m σB=20.03 mN/m σ
LFm
= 0.388×19.02+0.612×20.03=19.64 mN/m
精馏段液相平均表面张力为 σLm=(21.25+19.64)/2=20.45 mN/m
3.6液体平均黏度计算 液相平均粘度依下式计算，即
lgμLm=∑xilgμi
① 塔顶液相平均粘度的计算 由tD=82.4℃，查表6得：
Lm
μA =0.302 mPa.s μB=0.306 mPa.s lgμ
LDm
=0.966lg(0.302)+0.034lg(0.306)
LDm
解得：μ=0.302 mPa.s
② 进料板液相平均粘度的计算 由tF=98.6℃ 查表6得： μ
A
=0.258mPa.s μB=0.267 mPa.s
LFm
lgμ=0.338lg(0.258)+0.612lg(0.267)
LFm
解得：μ=0.264mPa.s
精馏段液相平均粘度为 μ
LFm
=（0.264+0.302）=0.283 mPa.s
第四章 塔体和塔板主要工艺尺寸计算
4.1 塔径
1.塔径的计算
精馏塔的气、液相体积流率为：
VS=VMVm/3600ρVm=(181.61×81.13)/(3600×2.92)=1.402 m3/s LS=LMLm/3600ρLm=(133.31×82.99)/(3600×802.5)=0.00383m3/s 由 umax=C
ρL-ρV
可知 ρV
式中C= C20(σL/20)0.2计算，其中的C20由图中所查取 其中横坐标为：
LhVh
⎛ρL ρ⎝V
⎫⎪⎪⎭
1/2
0.0053⨯3600⎛802.5⎫=⨯ ⎪1.940⨯3600⎝2.92⎭
1/2
=0.00453
取板间距HT=0.45m , 板上液层高度hL=0.06m,则 HT－hL=0.45－
0.06=0.39m
史密斯关联图
由上图可查得：C20=0.084
∴C=C20(σL/20)0.2= 0.084(20.45/20)0.2=0.0844 umax=0.0844×[(802.5－2.92)/2.92]1/2=1.397m/s 取安全系数为0.7，则空塔气速为
u=0.7umax=0.7×1.397=0.978 m/s
D=(4Vs/∏u)1/2=[(4×1.402)/(3.14×0.978)]1/2=1.336 m 按标准塔径圆整后为： D=1.4m
塔截面积为：AT=(3.14/4)D2=（3.14/4）×1.42=1.539m2 实际空塔气速为：u= Vs/AT =1.402/1.539=0.911m/s 2.精馏塔有效高度的计算
精馏段的有效高度为：Z精=（N精－1）HT=(10－1)×0.45=4.05m 提馏段得有效高度为：Z提=（N提－1）HT=（14－1）×0.45=5.85m 在进料板上方开一人孔，其高度是0.8 m,
精馏塔的有效高度为：Z= Z精+ Z提+0.8=4.05+5.85+0.8=10.7m
4.2 溢流装置1．溢流装置的计算
因为塔径D=1.4m，可以选用单溢流弓形降液管，采用凹形受液盘。各项计算如下： 1）堰长lw
取 lw=0.66D=0.66×1.4=0.924 m 2)溢流堰高度hw 由 hw=hL－how
选用平直堰，堰上液层高度how由公式：
hOW
2.84⎛Lh=E 1000 ⎝lW
⎫
⎪⎪⎭
2/3
液流收缩系数图
近似取 E=1，则 how=(2.84/1000)E(Lh/lw)2/3
=0.00284×1×[(0.00383×3600)/1.06] 2/3=0.017m 取板上清液层高度：hL=60 mm，则 hw=0.06－0.017=0.043m 3)弓形降液管宽度Wd和截面积Af
由 lw/D=0.66 , 查图可得：Af/AT=0.08, Wd/D=0.15 故 Af=0.08 AT=0.08×2.01=0.1608㎡
Wd=0.15D=0.15×1.6=0.2442 m
验算液体在降液管中停留的时间，即
=3600 A H/L=(3600×0.1608×0.45)/(0.00383×3600)=16.79s>5 s
f
T
h
故降液管设计合理。 4)降液管底隙高度h0
h0=Lh/（3600 lw×u0
′
） 取 u0′=0.15 m/s
则 h0=(0.00383×3600)/(3600×1.06×0.15)=0.024 m hw－h0=0.043-0.0241=0.0187>0.006 m 降液管底隙高度设计合理 选用凹形受液盘，深度 hw′=50 mm
4.3 塔板布置
塔板上的筛孔数n，即
1）塔板得分块：因塔径D≥1400mm，故塔板采用分块式。查表8可知，塔板分为4块
2）边缘区宽度确定：
取WS=WS=0.065 m , Wc=0.035 m 3）开孔区面积计算：
开孔区面积Aa由下式计算，即
Aa=2{x(r2－x2)1/2+[3.14r2/180×sin-1(x/r)]}
其中，x=D/2－(Wd+WS)=1.4/2－(0.2442+0.065)=0.3908m
r=D/2－Wc=1.4/2－0.035=0.665 m
′
将上面得有关数据带入公式中,得Aa=0.962 m2
4.4 筛孔率与开口率
筛孔计算及其排列
本次所处理的物系无腐蚀性，可以采用δ=3mm碳钢板，取筛孔直径d0=10mm.筛孔按正三角行排列，取孔中心距t为： t=3×d0=3×10=30 mm
筛孔数目n为：n=1.155Aa/t2=1.155×0.962/(0.030)2=1235个
开孔率为：Φ=0.907（d0/t）2=0.907(0.010/0.030)2=10.1﹪ 每层塔板上的开孔面积：A0=ΦAa=0.101×0.962=0.0972m2 气体通过阀孔的气速为：u0=VS/A0=1.402/0.0972=14.43 m/s
第五章 塔板的流体力学验算
5.1 精馏段气体通过筛板压强降相当的液柱高度
塔板压降
干板阻力hc计算
由公式：hc=0.051（u0/c0）2(ρV/ρL)
由d0/δ=10/3=3.33 ，查图可知：C0=0.72， 因d0=10mm≥10mm,查C0得后再乘以1.15的校正系数 ，故 C0=0.72×1.15=0.828
∴hc=0.051×（14.43/0.828）2(2.92/802.5)= 0.0364 m液柱
5.2 气流穿过板的液层压降相当的液柱高度
气体通过液层的阻力的 h1计算
气体通过的阻力h1由公式：h1=βhL ua=VS/(AT－Af)=1.402/(2.01-0.1608)=0.758m/s F0= ua(ρV)1/2 =0.758×(2.92)1/2=1.30kg1/2/ (s.m1/2) 查图得：β=0.63
故 h1=βhL=β（hw+how）=0.63×(0.0373+0.0227)=0.0378m 液柱
5.3 克服液体表面张力压降相当于的液体高度hσ
4σ4⨯20.30⨯10-3
hσ===0.0011m
plgd0802.5⨯9.81⨯10
故hp
=0.0364+0.0378+0.0011=0.0753m
所以，单板压降
∆Pp=hpρlg=0.07530⨯802.5⨯9.81=0.592kpa
5.4 精馏段雾沫夹带量ev的计算
液沫夹带量由下式计算，即 eV=(5.7×10-6/σL)( ua/HT－hf)3.2 hf=2.5hL=2.5×0.06=0.15 m
eV=(5.7×10-6/20.45×10-3)[ 0.758/(0.45－0.15)]3.2
=0.00541 kg液/kg气
5.5 精馏段漏液
对筛板塔，漏液点气速u0,min可由下式计算，即 u0,min=4.4C0[(0.0056+0.13hL－hσ)ρL/ρV]1/2
=4.4×0.72 [(0.0056+0.13×0.06
－0.0011)802.5/2.92]1/2 =5.823 m/s
实际孔速u0= 14.43 m/s﹥u0,min
稳定系数：k= u0/u0,min=12.85/6.726 =1.91> 1.5
故在本设计中无明显漏液，设计合理。
5.6 精馏段液泛的校核管中清液层高度
为了防止塔内发生液泛，降液管内液层高Hd，应遵循下列公式： Hd≤φ(HT＋hw)
苯—甲苯物系属于一般物系，取φ=0.5 ， 则 φ(HT＋hw)=0.5(0.45+0.043)=0.2465 m 而Hd= hp+hL+hd
板上不设进口堰，hd由下式计算，即 hd=0.153(u0′)2=0.153(0.15)2=0.003m 液柱 Hd=0.08+0.06+0.003=0.143 m液柱 Hd≤φ(HT＋hw)
故在本设计中不会发生液泛现象，设计合理。
第六章塔板负荷性能图
6.1 漏液线
u0,min=4.4C0[(0.0056+0.13hL－hσ)ρL/ρV]1/2 u0,min=Vs,min/Ao hL=hw+how
how=(2.84/1000)E(Lh/lw)2/3
Vs,min=4.4C0Ao|{[0.0056+0.13[hw+(2.84/1000)E(Lh/lw)2/3]
－hσ}ρL/ρV|1/2
=4.4×0.72×0.0972|{[0.0056+0.13[0.04+(2.84/1000)
×1×(3600Ls/1.06)2/3]－0.0011}802.5/2.92|1/2
整理得Vs,min=9.120(0.098+0.0834Ls2/3) 1/2
在操作范围内，任取几个Ls值，依上式算出Vs值，计算结果列于下表
由上表数据，即可作出漏液线1
6.2 液沫夹带线
以e=0.1kg液/kg气为限，求Vs,—Ls关系如下
v
由eV=(5.7×10-6/σL)〔ua/（HT－hf)〕3.2 Ua=Vs/(AT-Af)=Vs/(1.539-0.1608)=0.727Vs hf=2.5hL=(hw+how) hw=0.043
how=(2.84/1000)1(3600 Ls /0.924)2/3 =0.703Ls2/3 故 hf=2.5(0.043+0.703Ls)=0.1075+1.758Ls HT-hf=0.343-(0.1+1.6 Ls2/3)=0.343-1.758Ls2/3
eV=(5.7×10-6/20.43×10-3)〔0.536 Vs /（0.35-0.72Ls2/3)〕3.2=0.1 整理得Vs=4.11-8.45Ls2/3
2/3
2/3
在操作范围内，任取几个Ls值，依上式算出Vs值,计算结果列于下表
由上表数据，即可作出液沫夹7带线2 6.3 精馏段液相负荷上限线
以Θ=4s作为液体在降液管中停留时间的下限，则 Θ=Af HT/Ls=4
故Ls,max=Af HT/4=(0.1608×0.45)/4=0.01809 m³/s 据此可作出与气体流量无关的垂直液相负荷上限线4
6.4 精馏段液相负荷下限线
对于平直堰，取堰上液层高度how=0.006m作为最小液体负荷标准. 由式hOW
2.84⎛Lh=E 1000 ⎝lW
⎫
⎪⎪⎭
2/3
=0.006
取E=1，则
Ls,min=[(0.006×1000)/2.84] 3/2×0.66/3600=0.000302 m³/s 据此可作出与气体流量无关的垂直液相负荷下限线3
6.5 精馏段液泛线
令 Hd=φ(Ht +hw)
由 Hd=hp+hc+hd, hp=hc+h1+hσ， h1=βhl, hl=hw+how 联立得 φHt+(φ-β-1)hw=(β+1)how+hc+hd+hσ
忽略hσ将how与Ls,hd与Ls, hc与vs的关系代入上式，并整理得 a′vs2=b′-c′ls2-d′ls2/3
式中: a′=[0.051/(Aoco) 2]×(ρv/ρl)
b′=φHT+(φ-β-1)hw c′=0.153/(lwh0) 2
d′=2.84×10-3E(1+β)(3600/lw)2/3 将有关数据代入得：
a′=[0.051/(0.0972×0.72)2]×(2.92/802.5)=0.0379 b′=0.5×0.45＋(0.5－0.63－1)×0.043=0.176 c′=0.153/(0.924×0.0189) 2 =501.68
d′=2.84×10-3×1×(1＋0.63)×(3600/0.924)2/3=1.146故0.0119Vs2=0.182－125.04Ls2－1.008Ls2/3
或 0.0379Vs2=0.176－501.68Ls2－1.1461Ls2/3
在操作范围内，任取几个Ls值，依上式计算出Vs值，计算结果列于下表
由上表数据可作出液泛线5
根据以上各线方程，可作出筛板塔的负荷性能图,如下图
Vs
(m3/h)
5 10 15 Ls×10-3,m3/s
精馏段筛板负荷性能图
在负荷性能图上，作出操作点A,连接OA，即作出操做线。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。由图查得： Vs,max=3.680m³/s Vs,min=0.960m³/s 故操作弹性为
Vs,max/ Vs,min=3.680/0.960=3.833
[5]
第七章 筒体与封头
7.1 主要接管尺寸的选取
1.进料管
由已知料液流率为12500Kg/h ,取料液密度为792.5kg/m³,则料液的体积流率 VF=12500/792.5=15.77 m³/h
取管内流速 UF=0.5m/s 则进料管直径
DF =(4VF/3600πUF)1/2=［(4×15.77)/（3600π×0.5）］1/2=0.106m 所以,查手册取进料管尺寸为φ108mm×4mm 2.回流管
由已知回流液体积流率 VR= LS×3600=0.00383×3600=13.788m³/h 取管内流速UR=0.3m/s ,则回流管直径
DR=［(4×13.788)/（3600π×0.3）］1/2=0.128m 所以,查手册取回流管尺寸为φ159mm×4.5mm 3.釜液出口管
塔底压强 PW=122.8KPa
塔底温度 tW =116.8℃ ,查表4得 ρA=772.5kg/m³ , ρB=773.3kg/m³ 则ρ
LWm
[6]
=1/[(0.01/772.5)+(0.99/773.3)]=773.3 kg/m³
已知釜液流率为
LMLWm=330.21×[(0.012×78.11)+(0.988×92.13)]=30366.6 kg/m³ 则釜液体积流率
Vw=30366.6/773.3=39.27m³/h
取管内流速 UW=0.5m/s ,则釜液出口管直径 DW=［(4×39.27)/（3600π×0.5）］1/2=0.167m 所以，查手册取釜液出口管径φ194mm×14mm
′
4.塔顶蒸汽管
近似取精馏段体积流率为塔顶蒸汽体积流率VT=VS×3600=1.940×3600=6984 m³/h,并取管内蒸汽流速UT=15m/s ,则塔顶蒸汽管直径 DT=［(4×6984)/（3600π×15）］1/2=0.406m 所以，查手册取塔顶蒸汽管尺寸为φ426mm×11mm
7.2 法兰的选取
1. 进料管
因为进料管尺寸为φ108mm×4mm，查手册选取法兰Pg6Dg100HG5006-58 2.回流管
因为回流管尺寸为φ159mm×4.5mm,查手册选取法兰Pg6Dg150HG5006-58 3.釜液出口管
因为釜液出口管径φ194mm×14mm,查手册选取法兰Pg6Dg175HG5006-58 4.塔顶蒸汽管
因为塔顶蒸汽管尺寸为φ426mm×11mm,查手册选取法兰Pg6Dg400HG5006-58
[5]
7.3 封头选取
因δ=8mm ,公称直径D=1600mm
查化工设备设计手册,取封头 Dg1600×3mm，其中曲面高度 H1=400mm , 直边高度H2=40mm所以，
[5]
总塔高=H有效+2H封头+2δ=10.7+2×(0.4+0.04)+2×0.008=11.6m
第八章 筛板塔工艺设计计算结果汇总
8.1 精馏塔工艺设计汇总
8.2 塔附件设计汇总
参考文献
[1]孙兰义，杨德连，李军等．反应精馏隔壁塔内合成乙酸甲酯的模拟,化工进展，2009,28(1);19-22
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[3] 孙兰义，王汝军，李军，等．反 应 精 馏 隔 壁 塔 的 模 拟 研 究［Ｊ］ ．化学工程，2011,39(7):1-4.
[4] 裘兆蓉，叶青，李成益．国内外分隔壁精馏塔现状与发展趋势.江苏工业学院学报，2005,17(1):58-61．
[5] 焦甜甜．TDI光气化反应精馏过程的模拟与分析［Ｄ］.青岛：中国海洋大学，2012.
[6] 王丹阳．反应精馏 制 备 乙 酸 乙 酯 新 工 艺 研 究 ［Ｄ］ ． 大 连： 大连理工大学，2010.
[7] 田 野.间歇酯化反应精馏操作控制方法的研究［Ｄ］.天津：天津大学，2009.
[8] 焦子华，周传光，赵文．稳态反应精馏过程的数学模型及算法研究进展［Ｊ］.化学工业与工程，2004,21(4):308-312.
[9] 金思毅，杨小刚，杨朝合．基于塔板组成线的多组分精馏.设计方法研究［Ｊ］ .高校化 学工程学报，2006,20(1).46-51
[10] 秦姣，田文德.塔板差分方程及其在精馏塔综合中的应用［Ｊ］．青岛科技大学学报，2005,26(1)：36-39.
[11] 龚超．完全热耦合塔的设计与模拟研究［Ｄ］.天津：天津
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[12] 赖万东，周理.浅析应用计算机软件辅助化工原理课程设计教学［Ｊ］.化工高等教育，2012
[13] 晋正茂，王维德，反应精馏及其研究进展［Ｊ］.化学工业与工程技术，2006，6，27
（3）：10-14.
[14] 周宪田．内部热耦合反应精馏塔的设计与稳态分析［ Ｄ］.北京：中国石油大学，2011.
[15] Trevorlaird.Advanced Distillation Technologies:Design.
致 谢
在这次化工原理设计中，首先要感谢我的指导老师的耐心帮助，还有我的同组同学，是大家一起团结合作才能顺利完成本次设计，同时也要感谢感谢大家。 我们历时将近两个星期的时间终于把这次的化工原理设计完成了，在这段充满奋斗的历程中，带给我的学生生涯无限的激情和收获。在过程中遇到了无数的困难和障碍，都在同学和老师的帮助下度过了。在校图书馆查找资料的时候，图书馆的老师给我提供了很多方面的支持与帮助，尤其要强烈感谢我的论文指导老师，没有他对我进行了不厌其烦的指导和帮助，无私的为我们讲解，就没有我这篇论文的最终完成。在此，我向指导和帮助过我的老师表示最衷心的感谢！
同时，我也要感谢本设计所引用的各位学者的专著，如果没有这些学者的研究成果的启发和帮助，我将无法完成本篇论文的最终写作。至此，我也要感谢我的朋友和同学，他们在我写论文的过程中给予我了很多有用的素材，也在设计的排版计算过程中提供热情的帮助！
金无足赤，人无完人。由于我的学术水平有限，所写设计难免有不足之处，恳请各位老师和同学批评和指正！
齐齐哈尔大学化工原理课程设计
齐 齐 哈 尔 大 学
化工原理课程设计 题 目学 院专业班级
学生姓名
指导教师成 绩
苯—甲苯精馏
食品与生物工程学院 食工145
鲁 聿 佟 白
2016 年 11 月 23 日
摘 要
本次课程设计是利用板式精馏塔分离苯-甲苯，采取连续精馏已得到纯度较高的馏出物，根据已给出的设计条件，我们操作条件选取了泡点进料，操作压力选为4Kpa，具体设备选取筛板塔，筛板塔具有结构简单，造价低，效率高等优点，但易堵塞，不宜处理粘性大、脏的和带固体粒子的料液。设计过程中根据要求对精馏塔的结构尺寸进行了准确计算和相关流体力学校核，以及接管尺寸的计算，绘制出了装配图。
工业上对塔设备的主要要求: (１) 气(汽)、液处理量大，即生产能力大时，仍不致发生大量的雾沫夹带、拦液或液泛等破坏操作的现象。(２) 操作稳定，弹性大，即当塔设备的气(汽)、液负荷有较大范围的变动时，仍能在较高的传质效率下进行稳定的操作并应保证长期连续操作所必须具有的可靠性。(３) 流体流动的阻力小，即流体流经塔设备的压力降小，这将大大节省动力消耗，从而降低操作费用。对于减压精馏操作，过大的压力降还将使整个系统无法维持必要的真空度，最终破坏物系的操作。(４) 结构简单，材料耗用量小，制造和安装容易。(５) 耐腐蚀和不易堵塞，方便操作、调节和检修。(６) 塔内的滞留量要小。
实际上,任何塔设备都难以满足上述要求,因此,设计者应根据塔型特点,物系性质,生产工艺条件,操作方式,设备投资.操作与维修费用等技术经济评价以及设计经验等因素,依矛盾的主次,综合考虑,选择适宜的塔型。
关键词：苯 甲苯 分离过程：精馏塔
Abstract
This course is designed for separation of benzene and methylbenzene by distillation column, taking distillate continuous distillation has high purity, according to the design conditions have been given, we select the operating conditions of bubble point feed operation pressure is 4Kpa, the specific equipment selection of sieve plate tower, plate tower has the advantages of simple structure, low cost, efficiency the advantages, but not easy to be blocked, the viscous, dirty and solid particles of liquid. According to the requirements of the design process, the structure size of the distillation column was calculated and correlated with the fluid mechanics and the calculation of the nozzle size.The main requirements of tower equipment industry: (1) gas (steam), liquid processing capacity, production capacity is large, still without entrainment, a liquid blocking or flooding damage operation phenomenon. (2) the operation stability, flexibility, i.e. when the tower equipment gas (steam), liquid loading of a wide range of changes, still can stabilize the operation in the mass transfer efficiency under the conditions of high reliability and should ensure long-term continuous operation must have the.(3) the fluid flow resistance is small, the fluid flow through the device of the small pressure drop, which will greatly reduce the power consumption, thereby reducing operating costs. For vacuum distillation operation, too much pressure drop will make the entire system can not maintain the necessary vacuum degree, the ultimate failure of the operation of the system. (4) the structure is simple, the material consumption is small, and the manufacture and installation are easy. (5) corrosion resistance and not easy to plug, convenient operation, adjustment and maintenance. (6) retention tower to be small.
目 录
摘 要.............................................................. 1 Abstract............................................................ 2 第1章 绪论........................................ 错误！未定义书签。
1.1概述........................................ 错误！未定义书签。 1.2设计依据.................................... 错误！未定义书签。 第二章设计内容..................................... 错误！未定义书签。
2.1设计内容.................................... 错误！未定义书签。 2.2精馏塔的设计内容............................ 错误！未定义书签。 2.3筛板塔的主要优缺点：......................................... 3 2.4主要参数表................................................... 4 第三章 塔的工艺的计算............................................... 5
3.1精馏塔的物料衡算............................................. 6 3.2 塔板数的确定 ................................................ 6 3.3精馏段的平均温度计算......................................... 8 3.4 密度的计算 ................................................. 10 3.5液体平均表面张力计算：...................................... 11 3.6液体平均黏度计算............................................ 11 第四章 塔体和塔板主要工艺尺寸计算.................................. 13
4.1塔径........................................................ 14 4.2溢流装置.................................................... 14 4.3塔板布置.................................................... 15 4.4筛孔率与开口率.............................................. 16 第五章 塔板的流体力学验算.......................................... 17
5.1 精馏段气体通过筛板压强降相当的液柱高度 ..................... 17 5.2气流穿过板的液层压降相当的液柱高度.......................... 17 5.3克服液体表面张力压降相当于的液体高度........................ 17 5.4精馏段雾沫夹带量的计算...................................... 17 5.5 精馏段漏液 ................................................. 18 5.6精馏段液泛的校核管中清液层高度：............................ 18 第六章塔板负荷性能图............................................... 19
6.1 漏液线 ..................................................... 19 6.2 液沫夹带线 ................................................. 19 6.3精馏段液相负荷上限线........................................ 20 6.4精馏段液相负荷下限线........................................ 20 6.5 精馏段液泛线 ............................................... 20 第七章 筒体与封头.................................................. 22
7.1主要接管尺寸的选取.......................................... 22 7.2法兰的选取.................................................. 23 7.3封头的选取.................................................. 23 第八章 筛板塔工艺设计计算结果汇总.................................. 24
8.1精馏塔工艺设计汇总 ............................................ 24 8.2 塔附件设计汇总................................................. 25
参考文献........................................................... 26 致 谢........................................................... 27
第1章 绪论
1.1 概述
精馏是分离液体混合物最常用的一种单元操作，在化工，炼油，石油化工等工业得到广泛应用。它通过气，液两相多次直接接触和分离，利用各组分挥发度的不同，使挥发组分由液相向气相传递，难挥发组分由气相向液相传递，是汽液相之间的传质传热的过程。
根据生产上的不同要求，精馏操作可以是连续或间歇的;有些特殊的物系，还可以采用恒沸精馏或萃取精馏等特殊方法进行分离。
精馏过程其核心为精馏塔，板式塔类型：气－液传质设备主要分为板式塔和填料塔两大类。精馏操作既可采用板式塔，也可采用填料塔，板式塔为逐级接触型气－液传质设备，其种类繁多，根据塔板上气－液接触元件的不同，可分为泡罩塔、浮阀塔、筛板塔、穿流多孔板塔、舌形塔、浮动舌形塔和浮动喷射塔等多种。板式塔在工业上最早使用的是泡罩塔(1813年)、筛板塔(1832年)，其后，特别是在本世纪五十年代以后，随着石油、化学工业生产的迅速发展，相继出现了大批新型塔板，如S型板、浮阀塔板、多降液管筛板、舌形塔板、穿流式波纹塔板、浮动喷射塔板及角钢塔板等。目前从国内外实际使用情况看，主要的塔板类型为浮阀塔、筛板塔及泡罩塔，而前两者使用尤为广泛。精馏操作既可采用板式塔，也可采用填料塔，板式塔为逐级接触型气－液传质设备，其种类繁多，根据塔板上气－液接触元件的不同，可分为泡罩塔、浮阀塔、筛板塔、穿流多孔板塔、舌形塔等。目前从国内外实际使用情况看，主要的塔板类型为浮阀塔、筛板塔及泡罩塔。
塔设备是最常采用的精馏装置，无论是填料塔还是板式塔都在化工生产过程中得到了广泛的应用，在此我们作板式塔的设计以熟悉单元操作设备的设计流程和应注意的事项是非常必要的。 塔设备一般分为阶跃接触式和连续接触式两大类。前者的代表是板式塔，后者的代表则为填料塔。
1.2 设计依据
本设计采用筛板精馏塔，进行苯-甲苯二元物系的分离，精馏塔，原料预热器，蒸馏釜，再沸器及泵等附属设备。
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。
第二章设计内容
2.1 设计内容
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。 （1）塔高塔径及塔板结构尺寸的确定。 （2）塔板的流体力学验算。 （3）塔板的负荷性能图
2.2.2 精馏塔的设计内容
①根据分离任务和有关要求确定设计方案 ②初步确定精馏塔的结构尺寸 ③核算流体力学 ④确定塔的工艺结构。 ⑤绘制塔板的负荷性能图。
2.2.3 筛板塔的主要优缺点：
筛板塔的主要优点：
（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。 筛板塔的主要缺点是：
（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。
主要物性参数表
1．苯和甲苯的物理性质
2. 常压下苯——甲苯的气液平衡数据
3．饱和蒸气压P＊
苯甲苯的饱和蒸气压可用方程求算，即
lgp*=A-
B t+C
式中 t________物系温度，℃ P＊________饱和蒸气压，Kpa ABC________Antoine常数，其值见附表：
4.苯与甲苯的液相密度
5.液体表面张力
6．液体粘度
μL
7．液体汽化热
8．塔板分块数表
[4]
第三章 塔的工艺的计算
3.1 精馏塔的物料衡算
甲苯摩尔质量：92 苯摩尔质量：78
进料口甲苯摩尔分数：
x0.96/78.11
D=
0.96/78.11+0.04/92.13=0.966
x0.41/78.11
F=
0.41/78.11+0.59/92.13
=0.450
x0.01/78.11
W=
0.01/78.11+0.99/92.13
=0.012
塔顶产品中苯的摩尔分数：
M
F＝0.450×78.11+（1-0.450）×92.13＝85.82Kg/Kmol MD＝0.966×78.11+（1-0.966）×92.13＝78.59Kg/Kmol
MW＝0.012×78.11+（1-0.012）×92.13＝91.96Kg/Kmol 物料衡算
原料处理量 F＝（65000/7200）×1000÷82.821=105.19Kmol/h 总物料恒算 F=D+W 得105.19＝D＋W
苯物料恒算 FxF=DxD+WxW 105.19×0.450＝0.966D+0.012W
D=54.89kmol/h,W=74.37kmol/h
联立解得 D＝48.30Kmol/h 56.89Kmol/h
3.2 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。W＝
苯－甲苯物系的气液平衡图
② 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（0.45，0.45）作垂线ef即为进料线（q线）,该线与平衡线交点坐标为
yq =0.667 xq =0.450
故最小回流比为:
Rmin＝
xD-yqyq-xq
=
0.966-0.667
=1.38
0.667-0.450
可取操作回流比为R=2 Rmin =2×1.38=2.76 ③ 求精馏的气、液相负荷
L=RD＝2.76×48.3＝133.31Kmol/h
V=(R+1)D＝(2.76+1)×48.3＝181.61Kmol/h L´＝L+F＝133.31+105.19=238.50Kmol/h V´＝V＝181.61Kmol/h ④ 求操作线方程
精馏段操作线方程
y=
LD184.5666.87x+xD=x+⨯0.966=0.734x+0.257 VV251.43251.43L'W330.2178.78x'-xW=x'-⨯0.012=1.313x'-0.004 V'V'251.43251.43
提馏段操作线方程 y'=
⑤ 图解法求理论塔板层数
采用图解法求理论板层数，如上图所示。求解结果为 总理论板层数NT＝12.5(包括再沸器) 进料板位置NF＝6 2.全塔效率ET的求取 ET=1.17-0.616lgµ甲苯
根据塔顶塔底液相组成查图，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
=0.450×0.267+(1-0.450)×0.275
=0.271mPa·s
故 ET=1.17-0.616×lg0.271=0.519≈52﹪ 3.实际板层数的求取
精馏段实际板层数 N精＝5/0.52＝9.6≈10 提馏段实际板层数 N=7.5/0.52-1=14.42-1≈14
3.3 精馏段的平均温度计算
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=105.3+0.7×10=112.3KPa 总压降为△P总=24△P=24×0.7=16.8 KPa 精馏段平均压力Pm=
PD+PF105.3+112.3
==108.8 KPa 22
2.操作温度计算（试差法）
*
P-PB
泡点方程：xA=* *
PA-PB
安托尼方程：lgP*=A-① 求塔顶温度tD 其中P=105.3KPa
B
t+C
由xD=y1=0.966查平衡曲线得x1=0.916 设tD=82.1℃，ɑ=2.58
B1206.35
=6.032-=2.042 PA＊=110.154KPa t+C82.1+220.24B1343.94
=6.078-=1.623 PB＊=41.976KPa lgPB＊=A-
t+C82.1+219.58
lgPA＊=A-
*P-PB105.3-41.976
∴xA=*==0.923 *
PA-PB110.154-41.976
两x值近似相等，故可认为塔顶温度tD为82.1℃ ② 求进料板温度tF 其中P=112.3KPa 查平衡曲线得xF=0.388 设tF=99.5℃
B1206.35
=6.032-=2.2591 PA＊=181.589KPa t+C99.5+220.24B1343.94
=6.078-=1.8605 PB＊=72.5271KPa lgPB＊=A-
t+C99.5+219.58
lgPA＊=A-
*P-PB112.3-72.5271
∴xA=*==0.365 *
PA-PB181.589-72.5271
再设tF=99℃
B1206.35
=6.032-=2.2532 PA＊=179.6755KPa t+C99+220.24B1343.94
=6.078-=1.8595 PB＊=72.3549KPa lgPB＊=A-
t+C99+219.58
lgPA＊=A-
*P-PB112.3-72.3549
∴xA=*==0.37 *
PA-PB179.1355-72.3549
再设tF=98.6℃
B1206.35
=6.032-=2.248 PA＊=176.9KPa t+C98.6+220.24B1343.94
=6.078-=1.854 PB＊=71.4KPa lgPB＊=A-
t+C98.6+219.58
lgPA=A-
＊
*P-PB112.3-71.4
∴xA=*==0.388等于xF *
176.9-71.4PA-PB
即进料板温度tF为98.6℃
∴精馏段平均温度t=(82.4+98.6)/2=90.5℃ 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=0.916
MVDm＝0.966×78.11+(1-0.966)×92.13＝78.59Kg/Kmol MLDm＝0.916×78.11+(1-0.916)×92.13＝79.29Kg/Kmol 进料板平均摩尔质量计算 由图解理论板，得yF=0.604 查平衡曲线，得xF=0.388
MVFm=0.604×78.11+（1-0.604）92.13=83.66 Kg/Kmol（0.604为yF天津大学） MLFm=0.388×78.11+(1-0.388)92.13=86.69 Kg/Kmol 精馏段平均摩尔质量
MVm=(78.59+83.66)/2=81.13Kg/Kmol MLm=(79.29+86.69)/2=82.99Kg/Kmol
3.4 密度的计算 ① 气相平均密度计算
平均分子量：xD=y1=0.9575,得x1=0.884② 液相平均密度计算
液相平均密度计算依下式计算，即 1/ρLm=∑ai/ρ
i
由理想气体状态方程计算,即
3
ρvm=PmMvm/RTm=(108.8×81.13)/［8.314×(90.8+273.15)］=2.92Kg/m
1〉塔顶液相平均密度计算
由tD=82.4℃查得ρA=812.7Kg/m3 ρB=807.9 Kg/m3
ρ
3LDM
=1/ (0.96/812.7+0.04/807.9)=802.5 Kg/m
2〉进料板液相平均密度计算
由tF=98.6℃查得ρA=794.1Kg/m3 ρ3 B=791.7Kg/m进料板液相的质量分率
α A=(0.388×78.11)/ (0.388×78.11+0.612×92.13)=0.350 ρ
3LFM
=1/ (0.35/794.1+0.65/791.7)=792.5Kg/m
∴精馏段液相平均密度为 ρ
ρLD,m
=1÷⎡⎢⎛⎣ 0.95⎫⎝814.6⎪⎭+⎛ 0.05⎫⎝809.6⎪⎤⎭⎥⎦
=814.4(kg/m3
)
=(812.5+792.5)/2=802.5 Kg/m3
3.5 液体平均表面张力计算：
液相平均表面张力依下式计算，即
σLm=∑xiσi
① 塔顶液相平均表面张力的计算： 由tD=82.4℃, 查表5得：
σA =21.24 mN/m σB=21.42 mN/m σ
LDm
=0.966×21.24+0.034×21.42=21.25 mN/m
② 进料板液相平均表面张力的计算： 由tF=98.6℃ ,查表5得：
σA =19.02 mN/m σB=20.03 mN/m σ
LFm
= 0.388×19.02+0.612×20.03=19.64 mN/m
精馏段液相平均表面张力为 σLm=(21.25+19.64)/2=20.45 mN/m
3.6液体平均黏度计算 液相平均粘度依下式计算，即
lgμLm=∑xilgμi
① 塔顶液相平均粘度的计算 由tD=82.4℃，查表6得：
Lm
μA =0.302 mPa.s μB=0.306 mPa.s lgμ
LDm
=0.966lg(0.302)+0.034lg(0.306)
LDm
解得：μ=0.302 mPa.s
② 进料板液相平均粘度的计算 由tF=98.6℃ 查表6得： μ
A
=0.258mPa.s μB=0.267 mPa.s
LFm
lgμ=0.338lg(0.258)+0.612lg(0.267)
LFm
解得：μ=0.264mPa.s
精馏段液相平均粘度为 μ
LFm
=（0.264+0.302）=0.283 mPa.s
第四章 塔体和塔板主要工艺尺寸计算
4.1 塔径
1.塔径的计算
精馏塔的气、液相体积流率为：
VS=VMVm/3600ρVm=(181.61×81.13)/(3600×2.92)=1.402 m3/s LS=LMLm/3600ρLm=(133.31×82.99)/(3600×802.5)=0.00383m3/s 由 umax=C
ρL-ρV
可知 ρV
式中C= C20(σL/20)0.2计算，其中的C20由图中所查取 其中横坐标为：
LhVh
⎛ρL ρ⎝V
⎫⎪⎪⎭
1/2
0.0053⨯3600⎛802.5⎫=⨯ ⎪1.940⨯3600⎝2.92⎭
1/2
=0.00453
取板间距HT=0.45m , 板上液层高度hL=0.06m,则 HT－hL=0.45－
0.06=0.39m
史密斯关联图
由上图可查得：C20=0.084
∴C=C20(σL/20)0.2= 0.084(20.45/20)0.2=0.0844 umax=0.0844×[(802.5－2.92)/2.92]1/2=1.397m/s 取安全系数为0.7，则空塔气速为
u=0.7umax=0.7×1.397=0.978 m/s
D=(4Vs/∏u)1/2=[(4×1.402)/(3.14×0.978)]1/2=1.336 m 按标准塔径圆整后为： D=1.4m
塔截面积为：AT=(3.14/4)D2=（3.14/4）×1.42=1.539m2 实际空塔气速为：u= Vs/AT =1.402/1.539=0.911m/s 2.精馏塔有效高度的计算
精馏段的有效高度为：Z精=（N精－1）HT=(10－1)×0.45=4.05m 提馏段得有效高度为：Z提=（N提－1）HT=（14－1）×0.45=5.85m 在进料板上方开一人孔，其高度是0.8 m,
精馏塔的有效高度为：Z= Z精+ Z提+0.8=4.05+5.85+0.8=10.7m
4.2 溢流装置1．溢流装置的计算
因为塔径D=1.4m，可以选用单溢流弓形降液管，采用凹形受液盘。各项计算如下： 1）堰长lw
取 lw=0.66D=0.66×1.4=0.924 m 2)溢流堰高度hw 由 hw=hL－how
选用平直堰，堰上液层高度how由公式：
hOW
2.84⎛Lh=E 1000 ⎝lW
⎫
⎪⎪⎭
2/3
液流收缩系数图
近似取 E=1，则 how=(2.84/1000)E(Lh/lw)2/3
=0.00284×1×[(0.00383×3600)/1.06] 2/3=0.017m 取板上清液层高度：hL=60 mm，则 hw=0.06－0.017=0.043m 3)弓形降液管宽度Wd和截面积Af
由 lw/D=0.66 , 查图可得：Af/AT=0.08, Wd/D=0.15 故 Af=0.08 AT=0.08×2.01=0.1608㎡
Wd=0.15D=0.15×1.6=0.2442 m
验算液体在降液管中停留的时间，即
=3600 A H/L=(3600×0.1608×0.45)/(0.00383×3600)=16.79s>5 s
f
T
h
故降液管设计合理。 4)降液管底隙高度h0
h0=Lh/（3600 lw×u0
′
） 取 u0′=0.15 m/s
则 h0=(0.00383×3600)/(3600×1.06×0.15)=0.024 m hw－h0=0.043-0.0241=0.0187>0.006 m 降液管底隙高度设计合理 选用凹形受液盘，深度 hw′=50 mm
4.3 塔板布置
塔板上的筛孔数n，即
1）塔板得分块：因塔径D≥1400mm，故塔板采用分块式。查表8可知，塔板分为4块
2）边缘区宽度确定：
取WS=WS=0.065 m , Wc=0.035 m 3）开孔区面积计算：
开孔区面积Aa由下式计算，即
Aa=2{x(r2－x2)1/2+[3.14r2/180×sin-1(x/r)]}
其中，x=D/2－(Wd+WS)=1.4/2－(0.2442+0.065)=0.3908m
r=D/2－Wc=1.4/2－0.035=0.665 m
′
将上面得有关数据带入公式中,得Aa=0.962 m2
4.4 筛孔率与开口率
筛孔计算及其排列
本次所处理的物系无腐蚀性，可以采用δ=3mm碳钢板，取筛孔直径d0=10mm.筛孔按正三角行排列，取孔中心距t为： t=3×d0=3×10=30 mm
筛孔数目n为：n=1.155Aa/t2=1.155×0.962/(0.030)2=1235个
开孔率为：Φ=0.907（d0/t）2=0.907(0.010/0.030)2=10.1﹪ 每层塔板上的开孔面积：A0=ΦAa=0.101×0.962=0.0972m2 气体通过阀孔的气速为：u0=VS/A0=1.402/0.0972=14.43 m/s
第五章 塔板的流体力学验算
5.1 精馏段气体通过筛板压强降相当的液柱高度
塔板压降
干板阻力hc计算
由公式：hc=0.051（u0/c0）2(ρV/ρL)
由d0/δ=10/3=3.33 ，查图可知：C0=0.72， 因d0=10mm≥10mm,查C0得后再乘以1.15的校正系数 ，故 C0=0.72×1.15=0.828
∴hc=0.051×（14.43/0.828）2(2.92/802.5)= 0.0364 m液柱
5.2 气流穿过板的液层压降相当的液柱高度
气体通过液层的阻力的 h1计算
气体通过的阻力h1由公式：h1=βhL ua=VS/(AT－Af)=1.402/(2.01-0.1608)=0.758m/s F0= ua(ρV)1/2 =0.758×(2.92)1/2=1.30kg1/2/ (s.m1/2) 查图得：β=0.63
故 h1=βhL=β（hw+how）=0.63×(0.0373+0.0227)=0.0378m 液柱
5.3 克服液体表面张力压降相当于的液体高度hσ
4σ4⨯20.30⨯10-3
hσ===0.0011m
plgd0802.5⨯9.81⨯10
故hp
=0.0364+0.0378+0.0011=0.0753m
所以，单板压降
∆Pp=hpρlg=0.07530⨯802.5⨯9.81=0.592kpa
5.4 精馏段雾沫夹带量ev的计算
液沫夹带量由下式计算，即 eV=(5.7×10-6/σL)( ua/HT－hf)3.2 hf=2.5hL=2.5×0.06=0.15 m
eV=(5.7×10-6/20.45×10-3)[ 0.758/(0.45－0.15)]3.2
=0.00541 kg液/kg气
5.5 精馏段漏液
对筛板塔，漏液点气速u0,min可由下式计算，即 u0,min=4.4C0[(0.0056+0.13hL－hσ)ρL/ρV]1/2
=4.4×0.72 [(0.0056+0.13×0.06
－0.0011)802.5/2.92]1/2 =5.823 m/s
实际孔速u0= 14.43 m/s﹥u0,min
稳定系数：k= u0/u0,min=12.85/6.726 =1.91> 1.5
故在本设计中无明显漏液，设计合理。
5.6 精馏段液泛的校核管中清液层高度
为了防止塔内发生液泛，降液管内液层高Hd，应遵循下列公式： Hd≤φ(HT＋hw)
苯—甲苯物系属于一般物系，取φ=0.5 ， 则 φ(HT＋hw)=0.5(0.45+0.043)=0.2465 m 而Hd= hp+hL+hd
板上不设进口堰，hd由下式计算，即 hd=0.153(u0′)2=0.153(0.15)2=0.003m 液柱 Hd=0.08+0.06+0.003=0.143 m液柱 Hd≤φ(HT＋hw)
故在本设计中不会发生液泛现象，设计合理。
第六章塔板负荷性能图
6.1 漏液线
u0,min=4.4C0[(0.0056+0.13hL－hσ)ρL/ρV]1/2 u0,min=Vs,min/Ao hL=hw+how
how=(2.84/1000)E(Lh/lw)2/3
Vs,min=4.4C0Ao|{[0.0056+0.13[hw+(2.84/1000)E(Lh/lw)2/3]
－hσ}ρL/ρV|1/2
=4.4×0.72×0.0972|{[0.0056+0.13[0.04+(2.84/1000)
×1×(3600Ls/1.06)2/3]－0.0011}802.5/2.92|1/2
整理得Vs,min=9.120(0.098+0.0834Ls2/3) 1/2
在操作范围内，任取几个Ls值，依上式算出Vs值，计算结果列于下表
由上表数据，即可作出漏液线1
6.2 液沫夹带线
以e=0.1kg液/kg气为限，求Vs,—Ls关系如下
v
由eV=(5.7×10-6/σL)〔ua/（HT－hf)〕3.2 Ua=Vs/(AT-Af)=Vs/(1.539-0.1608)=0.727Vs hf=2.5hL=(hw+how) hw=0.043
how=(2.84/1000)1(3600 Ls /0.924)2/3 =0.703Ls2/3 故 hf=2.5(0.043+0.703Ls)=0.1075+1.758Ls HT-hf=0.343-(0.1+1.6 Ls2/3)=0.343-1.758Ls2/3
eV=(5.7×10-6/20.43×10-3)〔0.536 Vs /（0.35-0.72Ls2/3)〕3.2=0.1 整理得Vs=4.11-8.45Ls2/3
2/3
2/3
在操作范围内，任取几个Ls值，依上式算出Vs值,计算结果列于下表
由上表数据，即可作出液沫夹7带线2 6.3 精馏段液相负荷上限线
以Θ=4s作为液体在降液管中停留时间的下限，则 Θ=Af HT/Ls=4
故Ls,max=Af HT/4=(0.1608×0.45)/4=0.01809 m³/s 据此可作出与气体流量无关的垂直液相负荷上限线4
6.4 精馏段液相负荷下限线
对于平直堰，取堰上液层高度how=0.006m作为最小液体负荷标准. 由式hOW
2.84⎛Lh=E 1000 ⎝lW
⎫
⎪⎪⎭
2/3
=0.006
取E=1，则
Ls,min=[(0.006×1000)/2.84] 3/2×0.66/3600=0.000302 m³/s 据此可作出与气体流量无关的垂直液相负荷下限线3
6.5 精馏段液泛线
令 Hd=φ(Ht +hw)
由 Hd=hp+hc+hd, hp=hc+h1+hσ， h1=βhl, hl=hw+how 联立得 φHt+(φ-β-1)hw=(β+1)how+hc+hd+hσ
忽略hσ将how与Ls,hd与Ls, hc与vs的关系代入上式，并整理得 a′vs2=b′-c′ls2-d′ls2/3
式中: a′=[0.051/(Aoco) 2]×(ρv/ρl)
b′=φHT+(φ-β-1)hw c′=0.153/(lwh0) 2
d′=2.84×10-3E(1+β)(3600/lw)2/3 将有关数据代入得：
a′=[0.051/(0.0972×0.72)2]×(2.92/802.5)=0.0379 b′=0.5×0.45＋(0.5－0.63－1)×0.043=0.176 c′=0.153/(0.924×0.0189) 2 =501.68
d′=2.84×10-3×1×(1＋0.63)×(3600/0.924)2/3=1.146故0.0119Vs2=0.182－125.04Ls2－1.008Ls2/3
或 0.0379Vs2=0.176－501.68Ls2－1.1461Ls2/3
在操作范围内，任取几个Ls值，依上式计算出Vs值，计算结果列于下表
由上表数据可作出液泛线5
根据以上各线方程，可作出筛板塔的负荷性能图,如下图
Vs
(m3/h)
5 10 15 Ls×10-3,m3/s
精馏段筛板负荷性能图
在负荷性能图上，作出操作点A,连接OA，即作出操做线。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。由图查得： Vs,max=3.680m³/s Vs,min=0.960m³/s 故操作弹性为
Vs,max/ Vs,min=3.680/0.960=3.833
[5]
第七章 筒体与封头
7.1 主要接管尺寸的选取
1.进料管
由已知料液流率为12500Kg/h ,取料液密度为792.5kg/m³,则料液的体积流率 VF=12500/792.5=15.77 m³/h
取管内流速 UF=0.5m/s 则进料管直径
DF =(4VF/3600πUF)1/2=［(4×15.77)/（3600π×0.5）］1/2=0.106m 所以,查手册取进料管尺寸为φ108mm×4mm 2.回流管
由已知回流液体积流率 VR= LS×3600=0.00383×3600=13.788m³/h 取管内流速UR=0.3m/s ,则回流管直径
DR=［(4×13.788)/（3600π×0.3）］1/2=0.128m 所以,查手册取回流管尺寸为φ159mm×4.5mm 3.釜液出口管
塔底压强 PW=122.8KPa
塔底温度 tW =116.8℃ ,查表4得 ρA=772.5kg/m³ , ρB=773.3kg/m³ 则ρ
LWm
[6]
=1/[(0.01/772.5)+(0.99/773.3)]=773.3 kg/m³
已知釜液流率为
LMLWm=330.21×[(0.012×78.11)+(0.988×92.13)]=30366.6 kg/m³ 则釜液体积流率
Vw=30366.6/773.3=39.27m³/h
取管内流速 UW=0.5m/s ,则釜液出口管直径 DW=［(4×39.27)/（3600π×0.5）］1/2=0.167m 所以，查手册取釜液出口管径φ194mm×14mm
′
4.塔顶蒸汽管
近似取精馏段体积流率为塔顶蒸汽体积流率VT=VS×3600=1.940×3600=6984 m³/h,并取管内蒸汽流速UT=15m/s ,则塔顶蒸汽管直径 DT=［(4×6984)/（3600π×15）］1/2=0.406m 所以，查手册取塔顶蒸汽管尺寸为φ426mm×11mm
7.2 法兰的选取
1. 进料管
因为进料管尺寸为φ108mm×4mm，查手册选取法兰Pg6Dg100HG5006-58 2.回流管
因为回流管尺寸为φ159mm×4.5mm,查手册选取法兰Pg6Dg150HG5006-58 3.釜液出口管
因为釜液出口管径φ194mm×14mm,查手册选取法兰Pg6Dg175HG5006-58 4.塔顶蒸汽管
因为塔顶蒸汽管尺寸为φ426mm×11mm,查手册选取法兰Pg6Dg400HG5006-58
[5]
7.3 封头选取
因δ=8mm ,公称直径D=1600mm
查化工设备设计手册,取封头 Dg1600×3mm，其中曲面高度 H1=400mm , 直边高度H2=40mm所以，
[5]
总塔高=H有效+2H封头+2δ=10.7+2×(0.4+0.04)+2×0.008=11.6m
第八章 筛板塔工艺设计计算结果汇总
8.1 精馏塔工艺设计汇总
8.2 塔附件设计汇总
参考文献
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[14] 周宪田．内部热耦合反应精馏塔的设计与稳态分析［ Ｄ］.北京：中国石油大学，2011.
[15] Trevorlaird.Advanced Distillation Technologies:Design.
致 谢
在这次化工原理设计中，首先要感谢我的指导老师的耐心帮助，还有我的同组同学，是大家一起团结合作才能顺利完成本次设计，同时也要感谢感谢大家。 我们历时将近两个星期的时间终于把这次的化工原理设计完成了，在这段充满奋斗的历程中，带给我的学生生涯无限的激情和收获。在过程中遇到了无数的困难和障碍，都在同学和老师的帮助下度过了。在校图书馆查找资料的时候，图书馆的老师给我提供了很多方面的支持与帮助，尤其要强烈感谢我的论文指导老师，没有他对我进行了不厌其烦的指导和帮助，无私的为我们讲解，就没有我这篇论文的最终完成。在此，我向指导和帮助过我的老师表示最衷心的感谢！
同时，我也要感谢本设计所引用的各位学者的专著，如果没有这些学者的研究成果的启发和帮助，我将无法完成本篇论文的最终写作。至此，我也要感谢我的朋友和同学，他们在我写论文的过程中给予我了很多有用的素材，也在设计的排版计算过程中提供热情的帮助！
金无足赤，人无完人。由于我的学术水平有限，所写设计难免有不足之处，恳请各位老师和同学批评和指正！