苯甲苯精馏塔设计Word格式文档下载.docx
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1.4961）。
甲苯几乎不溶于水（0.52g/l）,但可以和二硫化碳，酒精，乙醚以任意比例混溶，在氯仿，丙酮和大多數其他常用有机溶剂中也有很好的溶解性。
甲苯的粘性为0.6mPas,也就是说它的粘
稠性弱于水。
甲苯的热值为40.940kJ/kg;
闪点：
4C；
燃点：
535C；
密度：
相对密度（水=1）0.87;
相对密度（空气=1）3.14;
蒸汽压：
4.89kPa/30C。
甲苯在一般条件下性质稳定，但同酸或氧化剂却能激烈反应。
它的化学性质类似于苯酚和苯，反应活性则介于两者之间。
甲苯能腐蚀塑料，因而必须被存放在玻璃容器中。
（4）甲苯在工业上的用途甲苯可用作生产苯和许多其他化工产品的原料。
如油漆、清漆、亮漆、粘合剂及油墨制造业及天那水配方用之稀释剂，树脂溶剂;
化学及制造业用之溶剂；
尤以萃取及脱脂两工序最为适合。
另也为化学合成用之原料。
还可用作汽油的掺合组分以提高辛烷值，也是涂料、油墨和硝酸纤维素的溶剂。
由甲苯生产的一系列中间体，称甲苯系中间体。
化工方面主要用以生产苯及二甲苯，其下游主要产品是硝基甲苯、苯甲酸、氯化苄、间甲酚、甲苯二异氰酸酯等，还可生产很多农药和医药中间体。
另外，甲苯具有优异的有机物溶解性能,是一种有广泛用途的有机溶剂。
甲苯容易发生氯化，生成苯一氯甲烷或苯三氯甲烷，它们都是工业上很好的溶剂；
它还容易硝化，生成对硝基甲苯或邻硝基甲苯，它们都是染料的原料；
它还容易磺化，生成邻甲苯磺酸或对甲苯磺酸，它们是做染料或制糖精的原料。
甲苯的蒸汽与空气混合形成爆炸性物质，因此它可以制造梯思梯炸药。
1.3工艺流程说明
本设计任务为分离苯、甲苯混合物。
对于二元混合物的分离，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入精馏塔内。
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，其余部分经产品冷凝器冷却后送至储罐。
该物系属易分离物系，最小回流比较小。
1.4塔工艺流程图
在本次设计中，主要目的是实现苯和甲苯二元物系的精馏分离。
蒸馏装置包括精馏塔、原料预热器、蒸馏釜、冷凝器、釜液冷却器和产品冷却器等设备。
蒸馏过程按操作方式不同，分为连续蒸馏和间歇蒸馏，这次所用的就是筛板式连续精馏塔。
根据分析，做出以下流程图，简要说明精馏操作的过程和设备。
釜采用间接蒸汽加热，塔底产品部分冷却后送至储罐，部分送入再沸器。
回潭M
加埶*延汽
T塔陌产品〔亞冯瀑为■出液）
科沸弐
-t
冷凝水
疗瑟爲
、精馏塔设计内容
2.1物料衡算
1、原料液的平均摩尔质量：
Mf0.578.110.592.1385.12kg/Kmol
2、原料处理量
Ff/Mf5700/85.1266.96Kmol/h
3、物料衡算：
fdW
FxFDxd
Wxw
则D/F（xf
Xw）/（Xd
Xw）W/F
1d/f又
DXd/FXf
所以：
DFxF/xD
0.9566.96
0.5/0.9234.57Kmol/h
WFD66.9634.5732.39Kmol/h
FxfDxd66.960.534.570.92门“c
XwFD0.052
W32.39
4、塔顶、塔底的平均摩尔质量
Md78.110.9292.130.0879.232kg/Kmol
Mw0.05278.11（10.052）92.1391.40kg/Kmol
2.2理论板数Nt的求取
2.2.1相平衡计算
（1）相对挥发度的求取
苯的沸点为80.1C，甲苯的沸点为110.63C
①当温度为80.1C时
lgPa
6.023
1206.35
80.1220.24
2.006
lgPB
6.078
1343.94
80.1219.58
1.591
解得Pa101.34KPa,Pb38.96KPa
当温度为110.63C时
lg
Pa
2.376
110.63220.24
Pb
110.63219.58
②
解得Pa237.95KPa,Pb101.34KPa
则有1101.3138.962.6002237.95101.342.348
一厂2.2.6002.3482.47
2.2.2逐板计算
（1）最小回流比的求取
由于是饱和液体进料，有q=1,q线为一垂直线，故XpXf0.5，根据相平衡
方程有yp
Xp
1"
~（~~1^Z
2.470.5
1（2.471）0.5
0.711
最小回流比为Rmin
xDyP0.920.711
yPxP0.7110.5回流比为最小回流比的1.5倍，即R1.5Rmin1.50.991.485⑵精馏塔的气、液相负荷
LRD1.48534.5751.34Kmol/h
V（1R）D（11.485）34.5785.91Kmol/h
两操作线交点横坐标为
Xf
（R1风（q1）Xd
Rq
（3.141）0.417
3.141
L
LqF51.3466.96118.3Kmol/h
V'
V85.91Kmol/h
（3）操作线方程
精馏段操作线方程
yn
RXd
1Xn
0.598x0.37
R1R1
提馏段操作线方程
LqF
ym1.
Xm...
1.377xm0.02
LqFWLqFW
（4）理论板计算过程如下
y2
0.862
相平衡
x2
0.717
y3
0.799
x3
0.617
y4
0.739
x4
0.534
y5
0.689
x5
0.473xF
y6
0.631
x6
0.409
y7
0.543
x7
0.325
y8
0.428
x8
0.232
y9
0.299
x9
0.147
y10
0.182
x10
0.083
y11
0.094
x11
0.040xW
y1xD0.92
x10.823
总理论板数为11（包括蒸馏釜），精馏段理论板数为4，第5块板为进料板2.2.3实际板数的求取
取全塔效率为0.585，则有
N精4/0.5856.847
N提7/0.58511.9612
2.3精馏塔的工艺条件及有关物性数据的计算
（1）操作压力的计算
设塔顶表压P表=4kPa塔顶操作压力PD=101.3+4=105.3kPa
每层塔板压降△P=0.7kPa
塔底压强
PD
105.30.712113.7KPa
进料板压力
精馏段平均压力
PfPdPN精105.30.77110.2KPa
Pm（105.3110.2）/2107.75KPa
11
提馏段平均压力Pm'
-（FWPf）-（113.7110.2.5）111.95KPa
（2）操作温度的计算
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
苯的饱和蒸气压计算公式:
S
lgPA
6.023-1206.35
t
220.24
甲苯的饱和蒸气压计算公式:
s
t219.58
试差法
假设t=83CPa110・866KPa
PbS
43.291KPa
7PdPb105.343.291
XAb
bb110.86643.291
PaPb
0.918
所以，XaXd°
.918O.92
tDt83C
假设t=95CPa157.12KPa
PB63.948KPa
Xa
PfPb
SS
110.263.948
157.12063.948
0.496
Xf°
.5
tFt
95C
假设t=112.2
Cpa247.87KPa
106.489KPa
PwPB
XaSs
113・7吨4890.051
247.87106.489
0.052
twt112.2C
精馏段平均温度
tm（8395）/289C
提馏段平均温度
tm'
UtFtW）
2
1
（95112.2）103.6C
（3）平均摩尔质量计算塔顶平均摩尔质量的计算
由理论板的计算过程可知，y1
Xd
0.92为082
MVDmy1M苯（1-y1）M甲苯0.92
78.11（1-0.92）92.1379.232Kg/Kmolt
MLDmx1M苯（1-xJM甲苯0.8278.11（1-0.82）92.1380.634Kg/Kmol
进料板平均摩尔质量的计算
由理论板的计算过程可知，*0.689,XF0.473
MVFm
78.11
（1
0.689）
92.13
82.47Kg/mol
MVwm
0.094）
90.812Kg/mol
MLFm
0.473
0.473）
85.498Kg/mol
塔釜平均摩尔质量的计算
由理论板的计算过程可知，y12°
.°
94，X120.°
4
M'
Lwm0.0478.11（10.04）92.1391.569Kg/mol
精馏段的平均摩尔质量为：
MVm（79.23282.47）/280.851Kg/mol
MLm（80.63485.498）/2
83.066Kg/mol
提馏段的平均摩尔质量为：
Vm（90.81282.470）/286.641Kg/mol
M'
Lm（91.56985.498）/2
88.534Kg/mol
（4）平均密度计算
气相平均密度计算
由理想气体状态方程式计算，即
Vm
精馏段:
PmMVm107.7580.851
RTm8.314（89273.15）
2.89Kg/m3
提馏段:
P'
mM'
vm
RT'
m
111.9586.641
&
314（103.6273.15）
3.1Kg/m3
液相平均密度计算
液相平均密度计算依下式计算，即:
aA
0b
LmLALB
塔顶液相平均密度的计算
塔顶组成aA°
92aB°
8tD83°
C查表利用插值法得
LA812.78Kg/m3,
10.92
所以,
812.78
LmD
进料板液相平均密度的计算
LB808.04Kg/m3
0.08
808.04
LmD812.40Kg/m3
78.110.473
aA0.432,aB
进料板组成78.X0.473（10.473）9213
0.568
tF95c
la798.94Kg/m3,lb796.94Kg/m3
10.4730.5683
LmF766.42Kg/m798.94796.94
LmF
塔釜液相平均密度的计算
78.110.04
78.110.04（10.04）92.130.0341,aB0.9659tw
112.2©
778.17Kg/m3,LB
0.03410.9659
Lmw778.17778.38
LA
778.38Kg/m3
Lmw778.37Kg/m3
精馏段的平均密度为:
Lm（812.4766.42）/2789.41Kg/m3
Lm
提馏段平均密度2
（5）液体平均表面张力的计算液相平均表面张力依下式计算，即
LmwLmF）
1（778.37766.42）772.40Kg/m3
Lmxii
塔顶液相平均表面张力的计算由tD=83C,查手册得
A=21.028mN/m
B=21.47mN/m
n
mDxii0.9221.028（10.92）
i1
21.4721.063mN/m
进料板液相平均表面张力的计算由tF=95C,查手册得
A=19.07mN/m
B=19.69mN/m
mFxi0.47319.07（10.473）19.6919.397mN/m
塔釜液相平均表面张力的计算
由tw
112.2°
。
得A17.40mN/m,B18.25mN/m
mw
0.0417.40（10.04）18.2518.216mN/m
精馏段平均表面张力为:
Lm（21.06319.397）/220.23mN/m
提馏段平均表面张力为：
Lm2mw
（6）液体平均黏度计算
液相平均黏度依下式计算，即：
lgLm塔顶液相平均黏度的计算：
由tD=83C,查手册得
mF）-（18.21619.397）18.806mN/m
Xilgi
A=0.302mPa•sB=0.306mPa•s
LDm0.302mPas
进料段液相平均黏度的计算：
由tF95C，查气体黏度共线图得：
lgLDm0.92lg0.3020.08lg0.306
A=0.277mPa•sB=0.281mPa•s
lgLFm0.473lg0.2770.527lg0.281
LFm0.279mPas
塔釜液相平均黏度的计算:
由tF=112.2C,查手册得
A=0.231mPa•s
B=0.246mPa•s
lgLDm0.04lg0.231
（10.04）lg0.246
LWm0.245mPas
精馏段液相平均黏度为：
5（0.3020.279）/20.290mPas
提馏段液相平均黏度为：
'
Lm（0.2450.279）/20.262mPas
（7）气液相体积流率
精馏段的气、液相体积流率为：
3
0.668m/s
VMVm85.9180.851
3600Vm36002.89
LM
51.3483.066
3600Lm
3600789.41
0.0015m/s
提馏段的气、液相体积流率为:
Mvm
85.9186.641
0.667m/s
3600
36003.1
L'
M
118.388.534
0.00377m3/s
3600772.40
2.4
精馏塔的塔体工艺尺寸计算
2.4.1塔径计算
（1）塔径的计算
由UmaxCLV，式中C由C。
2。
（」）02求取，其中C20由筛板塔汽液负荷
\v20
因子曲线图查取，图横坐标为：
精馏段：
Lh（亠）12（0.00153600）（789.41）!
20.0371VhV0.66836002.89
提馏段：
Lh（亠）12（0.003773600）（772^）120.0892VhV0.66736003.1
取板间距Ht0.4m,，板上液层高度hL0.06m，则
HthL0.40.060.34m
查筛板塔汽液负荷因子曲线图得
C200.071
C0.。
71咗）.°
.071
（20^）020.0712
20
Umax
0.0712.789412$9
2.89
1.174m/s
C200.068
C0.068（」）0.20.068（18.806）0.20.0672
2020
0.0672.772.43.11.059m/s
3.1
取安全系数为0.7，则空塔气速为:
u°
.7umax0.71.174
0.822m/sD
4Vs■.4°
6681.017m
u，3.140.822
40.667
0.741m/sD
1.070m
3.140.741
u0.7umax0.71.059
按标准塔径圆整后为D1.2m
222
塔截面积为：
at°
.785D°
.7851-21-130m
实际空塔气速:
Vs
At
0.591m/s
1.130
（2）精馏塔有效高度的计算
精馏段有效高度为：
Z精（N精-1）Ht（7-1）0.42.4m提馏段有效高度为：
Z提（N提-1）Ht（12-1）0.44.4m
在进料板上方开一人孔，其高度为0.8m，故精馏塔的有效高度为：
ZZ精Z提0.82.44.40.87.6m
2.4.2塔板主要工艺尺寸的计算
（1）溢流装置计算
因塔径D1.2m，可选用单溢流弓形降液管，采用凹形受液盘。
各项计算如下:
堰长lw取:
b0.66D0.661.40.792m
.溢流堰高度hw
选用平直堰，堰上液层高度how由下式计算，即:
h2.84
ow1000
E（壇3
lw近似取E=1，贝U
h
2.84,0.00153600、23门…
）w1（）30.010m
10000.792
取板上清液层高度hL60mm
故hwhLhow0.060.010.05m
提馏段；
h°
w
2.84
1000
0.003773600）
0.792）
23
0.019m
故hwhLhow0.060.0190.041m
.弓形降液管宽度Wd和截面积Af
0.66，查弓形降液管参数图得:
A/AT0-0722WD0.124
则.Af0.07221.130.0816mWd0.1241.20.149m
验算液体在降液管中停留时间，即：
3600AfHt
36000.08160.4
21.76s
5s
Lh
0.00153600
8.66s
0.003773600
故降液管设计合理。
④精馏段：
降液管底隙的流速u'
0.08m/s，则:
3600lwU'
°
36000.7920.08
0.024m
hwh00.050.0240.026m0.006m
故降液管底隙高度设计合理。
00.15m/s，则：
」——O.O。
37736000.032m
3600lwu'
036000.7920.15
hw
h00.0410.0320.009m0.006m
选用凹形受液盘，深度h'
w50mm。
（2）塔板布置
①塔板的分块。
因
D800mm，故塔板采用分块式。
查塔板块数表得塔板分为
3块。
②边缘区宽度确定:
取WsW'
s0.09m
Wc0.06m
③开孔区面积计算。
开孔区面积A计算为:
A2（x、r2x2
r2sin1-）
180r
其中XD2
（WdWs）0.6（0.1490.09）0.361m
rD2Wc0.60.0
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