苯甲苯课程设计

专业年级:

姓 名： 指导老师

化工原理课程设计

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

(1)原料液中苯含量：质量分率＝52%质量)，其余为甲苯。 (2)塔顶产品中苯含量不得低于91% (质量)。 (3)残液中苯含量不得高于7%(质量)。 (4苯甲苯混合液处理量3t/h 三、操作条件

(1)精馏塔顶压强：4.0kPa(表压) (2)进料热状态：自选 (3)回流比：自选。 (4)单板压降压：≯0.7Kpa 四、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 (6)绘制塔设备结构图：采用绘图纸徒手绘制

五 筛板塔也是传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。

六苯和甲苯的物理性质如下表

表1 苯和甲苯的物理性质 临界温度tC分子量M 沸点（℃） （℃） 78.11 92.13 80.1 110.6 288.5 318.57 临界压强PC（kPa） 6833.4 4107.7 项目 苯A 甲苯B 分子式 C6H6 C6H5—CH3 温度 苯，mN/m 甲苯，Mn/m 80 21.2 21.7

表2纯组分的表面张力 90 100 20 20.6

表3液体的粘度

18.8 19.5 110 17.5 18.4 120 16.2 17.3 温度t/℃ 苯 甲苯 80 0.308 0.311 90 0.279 0.286

100 0.225 0.264 110 0.233 0.245 120 0.215 0.228 表4Antoine

组分 苯 甲苯 A 6.023 6.078

表5苯与甲苯的液相密度

温度t/℃ 苯 甲苯 80 815 810 90 803.9 8000.2

100 792.5 790.3 110 780.3 780.3 120 768.9 770.9 B 1206.35 1343.94 C 220.24 219.58

表6常温下苯-甲苯的汽液平衡数据

温度 110.56 109.91 108.79 107.61 105.05 102.79 100.75 98.84 97.13 95.58 94.09 92.69 91.40 90.11 80.88 87.63 86.52 85.44 84.40 83.33 82.25 81.11 80.66 80.21 80.01 液相中笨的摩尔分数/x 0.00 1.00 3.00 5.00 10.0 15.0 20.0 25.0 30.0 35.0 40.0 45.0 50.0 55.0 60.0 65.0 70.0 75.0 80.0 85.0 90.0 95.0 97.0 99.0 100.0

液相中甲苯的摩尔分数/y 0.00 2.50 7.11 11.2 20.8 29.4 37.2 44.2 50.7 56.6 61.9 66.7 71.3 75.5 79.1 82.5 85.7 88.5 91.2 93.6 95.9 98.0 98.8 99.61 100.0 设计计算

1、精馏塔的物料衡算 x F 

52. / 78 .11

 . 0.56

52. / 78 . 11  48. / 92 . 13

9178.11xD=0.92 91978.1192.13778.11xW0.08 79378.1192.13平均相对分子质量

MF0.56*78.11(10.56)*92.1384.28 MD0.92*78.11+(1-0.92)*92.13=79.26 MW0.08*78.11(10.08)92.1391.26 物料衡算 F=D+W

D*0.92+W*0.08=0.56*F

联立两式得：D=20.43 W=15.26 F=35.60 塔板数的确定

1）理论板层数NT的求取

苯一甲苯属理想物系，可采逐板计算求理论板层数。 根据本—甲苯汽夜数据做x-y图及t-x-y图

求最小回流比

进料线与平衡线的焦点作标为

xq= 0.56 yq=0.76

RminxDyqyqxq=0.8

操作回流比为2*0.8=1.6 求理论塔板数

在上图中做M.T.图

NT= 8其中精馏段为4层提留段为4层第五层为进料板 （3）全塔效率的计算

查温度组成图得到，塔顶温度TD=82.1，塔釜温度TW=106.5全塔平均温度Tm =94.3℃。

分别查得苯、甲苯在平均温度下的粘度

ua0.27 ub0.28

平均粘度由公式，得

um0.27

全塔效率ET

ET0.170.616lgum=0.52 （4）求实际板数 精馏段实际板层数

N精48 0.52提馏段实际板层数

N提48 0.52进料板为第九块

1.3 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=105.3 kPa 每层塔板压降 △P＝0.7 kPa

进料板压力PF＝105.3+0.7×8＝111.9 kPa

精馏段平均压力 P m1 ＝（105.3+111.9）／2＝108.6kPa

（2）操作温度计算

依据操作压力，由泡点方程通过试差法计算出泡点温度，其中苯、甲苯的饱和蒸气压由

安托尼方程计算，计算过程略。计算结果如下： 塔顶温度tD82.1℃ 进料板温度tF＝99.7℃

精馏段平均温度tm=（ 82.1+99.7）/2 = 90.9℃ （3）平均摩尔质量计算 塔顶平均摩尔质量计算

由xDy10.92,代入相平衡方程得x1=0.97

MvD0.92*78.110.08*92.1379.23

MLD=0.97*78.11+0.03*92.13=78.53

进料板平均摩尔质量计算

由上面理论板的算法，得yF＝0.65 xF＝0.42

MVF0.65*78.110.45*92.1391.65

MLF0.42*78.110.58*92.1386.69

精馏段平均摩尔质量

MVm(79.2391.65)/258.43

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

pMm精RTmv(精)3.07

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tD＝81.2℃，查手册得

La812.7Lb807.9

10.910.09869.94812.7807.9

LmD进料板液相平均密度的计算 由tF＝99.7℃，查手册得

Va792.4 vb792.4

进料板液相的质量分率

a0.38

10.420.58792.4 792.4792.4mF

精馏段液相平均密度为

869.94792.4lm831.17

2

(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 tD＝82.1℃，查手册得

a21.24 b21.42

m顶（0.92*21.240.08*21.42/221.24

进料板液相平均表面张力的计算 由tF＝99.4℃，查手册得

a0.256 b20

m进（0.56*0.256+0.42*20)/2=21.32

精馏段液相平均表面张力为

lm21.28

(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 tD＝81.2℃，查手册得

ua0.302 ub0.306

ul顶0.92*0.3020.08*0.3060.304 进料板液相平均粘度的计算 由tF＝99.4℃，查手册得

ua0.256 ub0.265

ul进0.42*0.2560.265*0.680.29

0.3110.2940.303(mPas)2

提馏段液相平均粘度为

L,mulm0.315

（7）气液负荷计算 精馏段： V=(R+1)* D=53.12

VSV*MV0.41

3600*VmL=R*D=32.67

LSLMl0.0009

3600*lmLh32.67

1.4 精馏塔的塔体工艺尺寸计算

(1) 塔径的计算

塔板间距HT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。

塔径DT，m 0.3～0.5 0.5～0.8 0.8～1.6 1.6～2.4 2.4～4.0 板间距HT，

200～300 250～350 300～450 350～600 400～600

mm

对精馏段：

初选板间距HT0.3，取板上液层高度hL0.05m， 故；HThl0.25

LSVSLV1/2=0.038

0.2查史密斯关联图 得C20=0.0.71；依式CC2020

21.32校正物系表面张力为21.23时CC20*20

0.20.86

max0.86831.173.071.18

3.07可取安全系数为0.7，则（安全系数0.6—0.8）， 故

0.7*10180.828 D4.*0.410.9

3.14*0.828按标准,塔径圆整为1.0m

.5 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＝1.0m，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lw：单溢流去lW=（0.6～0.8）D，取堰长lw为0.66D=0.66×1.0=0.66 b)出口堰高hW：hWhLhOW

lw/D0.66 Lh/lw查图可得E=1.05

howLh2.84*1.05l1000w2/32.512.4

0.0009

故 hw0.050.00090.049

c)降液管的宽度Wd与降液管的面积Af：

P170图3—13）24由lw/D0.66查（[2]：得Wd/D0.1Af/AT0.0722 ，

故 ，Wd=0.124*1.0=0.124

Af0.00722*4*1.020.0567

计算液体在降液管中停留时间以检验降液管面积， 即AfHTLS0.0567*0.318.9

0.0009（大于5s，符合要求）

'd)降液管底隙高度ho：取液体通过降液管底隙的流速o0.08m/s

依式：h0LS0.00090.017符合（h0hw0.006） lw*u00.66*0.08 (2) 塔板布置 a)取边缘区宽度 wc0.035 安定区宽度 ws0.056

R21x22sinb)Aa2xRx计算开空区面积 180R x=

DD(Wdws)=0.311 RWC0.465 22解得，

Aa0.532

c)筛孔数n与开孔率：取筛空的孔径d0为5mm，正三角形排列，一般碳的板

.0厚为3mm,取t/d033

故孔中心距=3×5=15mm

开孔率A00.970.97*100%10.1% 2A(t/d0)0.3则每层板上的开孔面积A0为 A0Aa0.537 气体通过筛孔的气速为 u0Vs7.63 A0精馏段的塔高Z=8*0.3=2.4 提馏段的塔高Z=0.8*0.3=2.4

1.6 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 气体通过筛板压降相当的液柱高度：hp 以式：hphchlh

a)干板压降相当的液柱高度hc：

b)依d0/5/31.67，查《干筛孔的流量系数》图得，C0=0.84由式

2u0hc0.051c0vL9.683.070.051**0.016 0.84831.17b)气体穿过板上液层压降相当的液柱高度hl计算如下：

uaVS0.410.56

ATAf0.7850.0567Fauav0.56*3.070.98

由o与Fa关联图查得板上液层充气系数o=0.8，依式

h10hwhow0..6*0.050.035

c)克服液体表面张力压降相当的液柱高度h： 依式

44*21.23*103h0.00209

Lgd0813.17*9.81*0.05故hp0.0160.00350.002070.053

则单板压强：pPhplg0.053*831.17*9.81KPa0.39KPa0.7KPa (设计允许值)

(2) 液面落差

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ev的验算

5.7*106ua evHhfT液/Kg气

3..25.7*1060.56=0.00086Kg液/Kg气<0.1Kg

21.320.30.1253.2hf2.5hwhow2.5*0.51.25

故在设计负荷下不会发生过量雾沫夹带。 (4) 漏液的验算:由式：

ow4.4C0(0.00560.13hlh)LV

831.174.4*0.840.00560.13*0.050.00207筛板的稳定系数K3.071.6709.685.92(>1.5) ow1.67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HdHThw 依式Hdhphlhd， 而

LS0.0009hd0.1530.1530.013 l*h0.66*0.017w0H=0.049+0.05+0.013=0.112

取0.5，则HThw0.5*(0.30.049)0.179 故HdHThw在设计负荷下不会发生液泛。

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。

1.7 塔板负荷性能图

精馏段： (1) 雾沫夹带线

5.7*10ualvHhfT6 3.2式中的uaVSVS0.27VS

ATAf0.3670.046233600L3Shf2.5hwhow2.5hw2.814*10

0.66近似的取E=1.0 hw=0.049 lw=0.66 故hf0.1232.26LS

取雾沫夹带量极限值ev为0.1Kg液/Kg气，已知=21.32*10-3N/m,HT=0.3并将其代入式中得

0.15.7*1021.32*10360.27VS20.30.1232.26L3S233.2

整理得VS3.7748.13LS

在操作范围内，任取几个Ls值，依上式计算出Vs值，计算结果列于表3-19。

表8

Ls /(m3/s) 0.003 Vs /(m3/s) 2.79 0.004 2.58 0.005 2.39 0.006 2.21 由上表数据即可作出雾沫夹带线。 (2) 液泛线

HThwhphwhowhd

近似取E=1.0,lw0.66m

233600LShow2.84*103ElwLS336002.84*100.6623 故 how0.882L5S 由式：hphch1h 由式

u0hc0.051C0VS0.051C*A002vVS3.0720.0510.844VS0.84*0.0537831.17L2222由式h10hwhow0.70.0490.8825LS30.03430.62LS3 h0.00209

2323hphch1h0.844VS0.03430.62LS0.002090.0360.0844VS0.62LSLShd0.153l*hw021214L S2将HT 为0.4m hw 为0.0409m, 0.5及式（1）式（2）式（3）式（4）

代入

2HThwhphwhowhd23，整理得：

VS2.617.8LS14383LS

2在操作范围内，任取几个Ls值，依上式计算出Vs值，计算结果列于表3-20。 表10

Ls /(m3/s) 0.003 Vs /(m3/s) 4.067 0.004 3.984 0.005 3.902 0.006 3.821 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， L s , max

 H A

T f * . . 0567  0 3 0 0 . 043 ( m3 / s )

4



据此可作出与气体流量无关的垂直液相负荷上限线0.043（m3/s）。 (4) 漏液线

由hlhwhow0.0490.8825LS ow23VS,minA0漏液点气速式

ow4043

代入得

整理得：

在操作范围内，任取几个Ls值，依上式计算出Vs值，计算结果列于表3-21。

表11

Ls /(m/s) 30.003 0.004 1.211 0.005 1.229 0.006 1.245 Vs /(m3/s) 1.192

由上表数据即可作出液泛线4。

(5) 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。E=1.04

2.84how10003600Ls,minElw

23

Ls,min3.167104m3/s据此可作出与气体流量无关的垂直液相负荷下限线5。

Ls,maxHTAf0.40.1630.013m3/s 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泛控制，下限为漏液控制。

一、 精馏段计算汇总表 项目 平均压强 平均温度 气相 平均流量 液相 实际塔板数 板间距 塔段的有效高度 塔径 空塔气速 塔板液流型式 溢流管型式 堰长 堰高 底隙高度 板上清液层高度 孔径 孔间距 溢 流 装 置 孔数 开孔面积 筛孔气速 塔板压降 液体在降液管中的停留时间 降液管内清液层高度 雾沫夹带 负荷上限 负荷下限 气相最大负荷 气相最小负荷 符号 pm tm Vs Ls Np HT Z D umax / / 单位 kPa ℃ m3/s m3/s 块 m m m m/s / / m m m m mm mm 个 m2 m/s kPa s m kg液/kg气 / / m3/s m3/s 计算结果 108.6 90.9 0.41 0.0009 17 0.3 33 1.0 0.828 单流型 弓型 0.66 0.0409 0.017 0.05 5 15 497 0.537 7.63 0.433 9.75 0.016 0.00086 说明由何控制 说明由何控制 lw hw ho hL dO t n AO u0 pp  Hd ev / / Vs,max Vs,min

设计心得体会

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。通过近两周的团队努力，反经过复杂的计算和优化，我们三人组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。

万事开头难，出了最小回流我们从最简单的物料衡算开始，把设计题目中的操作条件转化为化工原理课程物料衡算相关的变量最终把物料衡算正确的计算出来。然后是回流比的确定，我们应用分离工程中的计算式出了最小回流比，然后通过分析确定了放大倍数求出了实际回流比。同样理论塔板数的计算也是通过复杂但有序的计算得出。

接下来塔的工艺尺寸计算，筛板流体力学验算，塔板负荷性能图计算等一个接一个的被我们拿下，当然这一路下来并不是一帆风顺的。在验算漏液时我们发现得出的验算值小于规定值，这一下打乱了我们的行进步骤。通过讨论分析，我们整理出可能几条导致这一问题原因，在对这几个因素逐一分析后我们把目标转向了最大的“疑犯”筛板孔心距。原来是我们把孔心距取值取得偏小了，因为我

们这个塔的生产能力比较大，太小的孔心距会导致板上液层压力大于板下气流产生的压力就会导致漏液的产生。在重新取了一个稍大的孔心距后通过验算漏液问题得到顺利解决。

塔的设计工作按计划完成后我们开始整理草稿并装订成本，为下一步的文档编辑做好准备。文档的编辑我们是分工完成的，我负责论文主体部分的前半部的编辑工作，这个工作虽然不是很费神但也不能小视，因为里面涉及到大量公式和函数的输入，为此我专门下载了公式编辑器配合我的编辑工作。最后我们三人合理完成了文本的编辑。

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。通过这次课程设计提高了我们的认识问题、分析问题、解决问题的能力。更重要的是，该课程设计需要我们充分发挥团队合作精神，组员之间紧密协作，相互配合的能力，才可能在有限的时间内设计出合理的设计方案。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。

最后，我们还要感谢陈老师在这次课程设计中给予我们的敦促和指导工作。对于设计中我们问题遇到的问题她给予了我们认真明确耐心的指导，这极大的鼓励了我们完成设计的决心，因此，我们要再次感谢陈明燕老师和班级同学给予的帮助。

八 附录