苯-甲苯精馏塔课程设计文档格式.docx
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填料塔内装有一定高度的填料层，液体自塔顶沿填料表面下流，气体逆流向上（也有并流向下者）与液相接触进行质热传递，气液相组成沿塔高连续变化，属微分接触操作过程。
工业上对塔设备的主要要求是：
（1）生产能力大；
（2）传热、传质效率高；
（3）气流的摩擦阻力小；
（4）操作稳定，适应性强，操作弹性大；
（5）结构简单，材料耗用量少；
（6）制造安装容易，操作维修方便。
此外，还要求不易堵塞、耐腐蚀等。
板式塔大致可分为两类：
（1）有降液管的塔板，如泡罩、浮阀、筛板、导向筛板、新型垂直筛板、蛇形、S型、多降液管塔板；
（2）无降液管的塔板，如穿流式筛板（栅板）、穿流式波纹板等。
工业应用较多的是有降液管的塔板，如浮阀、筛板、泡罩塔板等。
苯的沸点为80.1℃，熔点为5.5℃，在常温下是一种无色、味甜、有芳香气味的透明液体，易挥发。
苯比水密度低，密度为0.88g/ml，但其分子质量比水重。
苯难溶于水，1升水中最多溶解1.7g苯；
但苯是一种良好的有机溶剂，溶解有机分子和一些非极性的无机分子的能力很强。
甲苯是最简单，最重要的芳烃化合物之一。
在空气中，甲苯只能不完全燃烧，火焰呈黄色。
甲苯的熔点为-95℃，沸点为111℃。
甲苯带有一种特殊的芳香味（与苯的气味类似），在常温常压下是一种无色透明，清澈如水的液体，密度为0．866克／厘米3，对光有很强的折射作用（折射率：
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，丙酮和大多数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，闪点为4℃，燃点为535℃。
分离苯和甲苯，可以利用二者沸点的不同，采用塔式设备改变其温度，使其分离并分别进行回收和储存。
板式精馏塔、浮法塔都是常用的塔类型，可以根据不同塔各自特点选择所需要的塔。
筛板是在塔板上钻有均布的筛孔，呈正三角形排列。
上升气流经筛孔分散、鼓泡通过板上液层，形成气液密切接触的泡沫层（或喷射的液滴群）。
筛板塔是1932年提出的，当时主要用于酿造，其优点是结构简单，制造维修方便，造价低，气体压降小，板上液面落差较小，相同条件下生产能力高于浮阀塔，塔板效率接近浮阀塔。
其缺点是稳定操作范围窄，小孔径筛板易堵塞，不适宜处理粘性大的、脏的和带固体粒子的料液。
但设计良好的筛板塔仍具有足够的操作弹性，对易引起堵塞的物系可采用大孔径筛板，故近年我国对筛板的应用日益增多，所以在本设计中设计该种塔型。
二、设计方案的确定
2.1操作条件的确定
确定设计方案是指确定整个精馏装置的流程、各种设备的结构型式和某些操作指标。
例如组分的分离顺序、塔设备的型式、操作压力、进料热状态、塔顶蒸汽的冷凝方式等。
下面结合课程设计的需要，对某些问题作些阐述。
2.1.1操作压力
蒸馏操作通常可在常压、加压和减压下进行。
确定操作压力时，必须根据所处理物料的性质，兼顾技术上的可行性和经济上的合理性进行考虑。
例如，采用减压操作有利于分离相对挥发度较大组分及热敏性的物料，但压力降低将导致塔径增加，同时还需要使用抽真空的设备。
对于沸点低、在常压下为气态的物料，则应在加压下进行蒸馏。
当物性无特殊要求时，一般是在稍高于大气压下操作。
但在塔径相同的情况下，适当地提高操作压力可以提高塔的处理能力。
有时应用加压蒸馏的原因，则在于提高平衡温度后，便于利用蒸汽冷凝时的热量，或可用较低品位的冷却剂使蒸汽冷凝，从而减少蒸馏的能量消耗。
2.1.2进料状态
进料状态与塔板数、塔径、回流量及塔的热负荷都有密切的联系。
在实际的生产中进料状态有多种，但一般都将料液预热到泡点或接近泡点才送入塔中，这主要是由于此时塔的操作比较容易控制，不致受季节气温的影响。
此外，在泡点进料时，精馏段与提馏段的塔径相同，为设计和制造上提供了方便。
2.1.3加热方式
蒸馏釜的加热方式通常采用间接蒸汽加热，设置再沸器。
有时也可采用直接蒸汽加热。
然而，直接蒸汽加热，由于蒸汽的不断通入，对塔底溶液起了稀释作用，在塔底易挥发物损失量相同的情况下，塔底残液中易挥发组分的浓度应较低，因而塔板数稍有增加。
采用直接蒸汽加热时，加热蒸汽的压力要高于釜中的压力，以便克服蒸汽喷出小孔的阻力及釜中液柱静压力。
对于苯-甲苯溶液，一般采用1.1~2.0KPa（表压）。
2.2确定设计方案的原则
确定设计方案总的原则是在可能的条件下，尽量采用科学技术上的最新成就，使生产达到技术上最先进、经济上最合理的要求，符合优质、高产、安全、低消耗的原则。
为此，必须具体考虑如下几点：
2.2.1满足工艺和操作的要求
所设计出来的流程和设备，首先必须保证产品达到任务规定的要求，而且质量要稳定，这就要求各流体流量和压头稳定，入塔料液的温度和状态稳定，从而需要采取相应的措施。
其次所定的设计方案需要有一定的操作弹性，各处流量应能在一定范围内进行调节，必要时传热量也可进行调整。
因此，在必要的位置上要装置调节阀门，在管路中安装备用支线。
计算传热面积和选取操作指标时，也应考虑到生产上的可能波动。
再其次，要考虑必需装置的仪表（如温度计、压强计，流量计等）及其装置的位置，以便能通过这些仪表来观测生产过程是否正常，从而帮助找出不正常的原因，以便采取相应措施。
2.2.2满足经济上的要求
要节省热能和电能的消耗，减少设备及基建费用。
如前所述在蒸馏过程中如能适当地利用塔顶、塔底的废热，就能节约很多生蒸汽和冷却水，也能减少电能消耗。
又如冷却水出口温度的高低，一方面影响到冷却水用量，另方面也影响到所需传热面积的大小，即对操作费和设备费都有影响。
同样，回流比的大小对操作费和设备费也有很大影响。
2.2.3保证安全生产
例如苯属有毒物料，不能让其蒸汽弥漫车间。
又如，塔是指定在常压下操作的，塔内压力过大或塔骤冷而产生真空，都会使塔受到破坏，因而需要安全装置。
以上三项原则在生产中都是同样重要的。
但在化工原理课程设计中，对第一个原则应作较多的考虑，对第二个原则只作定性的考虑，而对第三个原则只要求作一般的考虑。
三、塔体计算
3.1设计方案的确定
本设计采用连续精馏流程，饱和液体进料。
塔顶上升蒸汽采用全凝器冷凝，冷凝液在泡点下一部分回流至塔内，其余部分经产品冷却器冷却后送至储罐。
该物系属于易分离物系，最小回流比比较小，故操作回流比取最小回流比的2倍。
塔釜采用饱和蒸汽间接加热，塔底产品冷却后送至储罐。
3.2精馏塔的物料衡算
3.2.1原料液进料量、塔顶、塔底摩尔分率
进料量：
F=108000t/年=15000kg/h
苯的摩尔质量MA=78Kg/mol
甲苯的摩尔质量MB=92Kg/mol
3.2.2原料液及塔顶、塔底产品的平均摩尔质量
MD=0.9915×
78+1-0.9915×
92=78.119Kg/kmol
3.2.3物料衡算
原料处理量
总物料衡算F=D+W=177.67kmol/h
F.XF=D.XD+W.XW
解得：
D=94.9839Kmol/hW=82.6861Kmol/h
四、塔板计算
4.1塔板数的确定
4.1.1理论板数的求取
（1）相对挥发度的求取
苯的沸点为80.1℃，甲苯的沸点为110.8℃
① 当温度为80.1℃时
解得:
，
α1=101.484638.9656=2.6045
② 当温度为110.8℃时
，
α2=239.3316/101.8357=2.35
（2）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，根据相平衡方程有
最小回流比为
回流比为最小回流比的2倍，即
R=2Rmin=2.46
（3）精馏塔的气、液相负荷
（4）操作线方程
精馏段操作线方程
提馏段操作线方程
两操作线交点横坐标为
理论板计算过程如下
总理论板数为15（包括蒸馏釜），精馏段理论板数为7，第8块板为进料板。
4.1.2实际板数的求取
取全塔效率为0.52，则有
总板数为24（包括蒸馏釜），精馏段板数为14，提馏段板数为12
4.2提溜段的计算
4.2.1精馏塔的提馏段工艺条件
（1）操作压力的计算
设每层塔板压降∆P=0.9kpa
已知PF=202.65kpa则PD=202.65+14×
0.9=215.25kpa
PW=202.65-10×
0.9=193.65kpa
（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、甲苯的饱和蒸汽有安托尼方程计算，计算结果如下：
试差得到的PA、PB代入到XA=P-PAPA-PB
计算得到的结果如下：
塔顶温度：
塔釜温度
进料板温度
提馏段平均温度
（3）平均摩尔质量计算
塔釜平均摩尔质量的计算
由理论板的计算过程可知，，
由理论板的计算过程可知，提馏段的平均摩尔质量为：
（4）平均密度计算
①气相平均密度计算
由理想气体状态方程式计算，即
②液相平均密度计算
液相平均密度计算依下式计算，即：
塔釜液相平均密度的计算。
由，查液体在不同温度下的密度表得：
进料板液相平均密度的计算。
提馏段的平均密度为：
（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：
进料板液相平均表面张力的计算。
由，查液体表面张力共线图得：
塔釜液液相平均表面张力的计算。
提馏段平均表面张力为：
（6）液体平均黏度计算
液相平均黏度依下式计算，即：
塔釜液相平均黏度的计算：
由，查气体黏度共线图得：
提馏段液相平均黏度的计算：
提馏段液相平均黏度为：
4.2.2塔径的计算
（1）最大气速
精馏段的气、液相体积流率为：
设
查筛板塔汽液负荷因子曲线图得
取安全系数为0.75，则空塔气速为：
（2）塔径
按标准塔径圆整后为
塔截面积为：
4.2.3.塔板主要工艺尺寸的计算
（1）溢流堰工艺尺寸的计算
因塔径，液体流量为。
可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
取
② 溢流堰高度
由，选用平直堰。
由和查表得液流收缩系数E=1.051
堰上液层高度由下式计算，即：
则
故
③ 弓形降液管宽度和截面积：
由，查弓形降液管参数图得：
则：
验算液体在降液管中停留时间，即：
故降液管设计合理。
④ 降液管底隙的流速，则：
故降液管底隙高度设计合理。
选用凹形受液盘，深度。
（2）塔板布置
①塔板的分块。
因，故塔板采用分块式。
查塔板块数表得塔板分为4块。
②边缘区宽度确定：
取，
③开孔区面积计算。
开孔区面积计算为：
其中
故
④筛孔计算及其排列。
由于苯和甲苯没有腐蚀性，可选用碳钢板，取筛孔直径。
筛孔按正三角形排列，取孔中心距t为：
筛孔数目n为：
开孔率∅为：
气体通过筛孔的气速μ0为：
4.2.4.筛板的流体力学验算
（1）塔板压降
①干板阻力计算。
干板阻力由下式计算：
由，查筛板塔汽液负荷因子曲线图得
故液柱
②气体通过液层的阻力计算。
气体通过液层的阻力由下式计算，即
查充气系数关联图得。
故。
③液体表面张力的阻力计算。
液体表面张力所产生的阻力由下式计算，即：
气体通过每层塔板的液柱高度按下式计算：
气体通过每层塔板的压降为：
（2）液面落差
对于筛板塔，液面落差很小，且本设计的塔径和液流量均不大，故可忽略液面落差的影响。
（3）溢流液泛
为防止塔内发生液泛，降液管内液层高应服从下式所表示的关系，即：
而
塔板不设进口堰则
苯—甲苯物系属一般物系，取，则：
所以设计中不会发生液泛现象
（4）液沫夹带
液沫夹带按下式计算：
故液沫夹带量在允许的范围内。
（5）漏液
对筛板塔，漏液点气速可由以下公式计算：
实际气速
稳定系数为
故在本设计中无明显漏液。
4.2.5.精馏段塔板负荷性能图
（1）漏液线
由
，
得：
在操作范围内，任取几个值，依上式计算出值，计算结果列于下表
表4-1漏液线计算结果
0.01360.020.0350.045
0.7640.7970.8580.892
由上表数据即可作出漏液线1
（2）液沫夹带线
以为限，求关系如下：
表4-2液沫夹带线计算结果
0.01360.020.0350.045
2.732.4141.7831.413
由上表数据即可作出液沫夹带线2
（3）液相负荷下限线
对于平直堰，取堰上液层高度=0.006m作为最小液体负荷标准:
据此可作出与气体流量无关的垂直液相负荷下限线3
（4）液相负荷上限线
以作为液体在降液管中停留时间的下限
据此可作出与气体流量无关的垂直液相负荷上限线4。
（5）液泛线
令
联立解得
忽略，将与，与，与的关系式代入上式，并整理得：
式中
将有关的数据代入整理，得
表4-3液泛线计算表
0.01360.020.0350.045
0.09890.0698-0.0118-0.0782
由上表即可作出液泛线
图一：
图一提馏段负荷性能图
由上图可看出，该筛板的操作上限为液泛控制，下限为漏液控制。
由图查得：
=0.664=3.628
故操作弹性为：
/=5.463
所设计提馏段筛板的主要结果汇总于下表
表4-7提馏段筛板塔设计计算结果
序号
项目
数值
1
2
3
4
5
6
7
8
9
10
11
12
13
14
15
16
17
18
19
20
21
22
23
24
25
26
27
28
29
平均温度
平均压力
气相流量
液相流量
塔的有效高度
塔径/m
板间距
溢流形式
降液管形式
堰长/m
堰高/m
板上液层高度/m
堰上液层高度/m
降液管底隙高度/m
开孔区面积/
筛孔直径/m
筛孔数目
孔中心距/m
开孔率/%
空塔气数/（m/s）
筛孔气速/（m/s）
稳定系数
单板压降/kPa
负荷上限
负荷下限
液沫夹带量/
气相负荷上限/
气相负荷下限/
操作弹性
126.3
198.15
1.496
0.0136
5.2
1.7
0.45
单溢流
弓形
1.19
0.0545
0.09
0.0355
0.0428
1.503
0.005
7715
0.015
10.1
0.909
9.877
1.97
0.9
液泛控制
漏液控制
0.0146
0.02298
0.000942
5.463
五、塔附件设计
5.1附件的计算
5.1.1接管
（1）进料管
进料管的结构类型很多，有直管进料管、弯管进料管、T形进料管。
本设计采用直管进料管。
F=108t/h=15000Kg/h,=752.9Kg/
则体积流量
取管内流速
则管径
取进料管规格Φ68×
3则管内径d=62mm
进料管实际流速
（2）回流管
采用直管回流管，回流管的回流量：
塔顶液相平均摩尔质量,
塔顶温度t=105.3℃查表得：
平均密度
则液体流量
则回流管直径
可取回流管规格Φ42×
2.5则管内直径d=37mm
回流管内实际流速
（3）塔顶蒸汽接管
塔顶蒸汽密度
塔顶汽相平均摩尔质量
则蒸汽的体积流量：
取管内蒸汽流速
可取回流管规格Φ245×
6.5则实际管径d=232mm
塔顶蒸汽接管实际流速
（4）釜液排出管
塔底W=82.6861kmol/h平均密度
平均摩尔质量
体积流量：
可取回流管规格Φ83×
3.5则实际管径d=76mm
塔顶蒸汽接管实际流速：
（5）塔釜进气管
V′=328.644kmol/h相平均摩尔质量
塔釜蒸汽密度
则塔釜蒸汽体积流量：
可取回流管规格Φ273×
7则实际管径d=259mm
5.1.2总塔高
每隔6~8层塔板（苯-甲苯不需要经常清洗）设一个人孔便于安装、检修，则设整个塔设五个人孔，孔径为500mm
取塔顶空间H顶=1.2m塔底空间H底=1.5m
则塔高（不包括封头和裙坐）
H=15.25m
5.2附属设备设计
5.2.1泵的计算及选型
进料温度tq=116.2℃
已知进料量
F=15000kg/h=4.167kg/s
取管内流速则
故可采用GB3091-93Φ68×
4的油泵
则内径d=57-3.5×
2=50mm代入得
取绝对粗糙度为
则相对粗糙度为
由雷诺数Re和相对粗糙度ε/d可查图得摩擦系数λ=0.03
进料口位置高度h=10×
0.45+0.5×
2=5.5m
扬程
可选择泵为IS80—65--160
5.2.2冷凝器
塔顶温度tD=105.3℃冷凝水t1=20℃
由tD=105.3℃查液体比汽化热共线图得
又气体流量Vh=4791.65m3/h
塔顶被冷凝量
冷凝的热量
取传热系数K=600W/m2k，
则传热面积
冷凝水流量
5.2.3再沸器
塔底温度tw=136.4℃用t0=170℃的蒸汽，釜液出口温度t1=140℃
∆tm=33.6-30ln33.6/30=31.76
参考文献
[1]诸林，王兵等.化工原理[M].北京.石油工业出版社，2007.
[2]柴诚敬，刘国维等.化工原理课程设计[M].天津：
天津科学技术出版社，1995.
[3]申迎华，郝晓刚.化工原理课程设计[M].北京：
化学工业出版社，2007.
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