苯-甲苯精馏塔设计

西北师范大学

化工原理课程设计

学院: 化学化工学院

专业: 化学工程与工艺年级:2011 题目: 苯—甲苯精馏塔设计

学生姓名: 卢东升

学号: 201173020228

2014年1月3日

前言

课程设计是化工原理课程的一个重要的实践教学内容，是在学习过基础课程和化工原理理论与实践后，进一步学习化工设计的基础知识、培养化工设计能力的重要环节。通过该设计可初步掌握化工单元操作设计的基本程序和方法、得到化工设计能力的基本锻炼，更能从实践中培养工程意识、健全合理的知识结构。

此次化工原理设计是精馏塔的设计。精馏塔是化工生产中十分重要的设备，它是利用两组分挥发度的差异实现连续的高纯度分离。在精馏塔中，料液自塔的中部某适当位置连续的加入塔内，塔顶设有冷凝器将塔顶蒸汽冷凝为液体。冷凝液的一部分（称回流液）回入塔顶，其余作为塔顶产品（称馏出液）连续排出。塔釜产生的蒸汽沿塔板上升，来自塔顶冷凝器的回流液从塔顶逐渐下降，气液两相在塔内实现多次接触，进行传质传热过程，使混合物达到一定程度的分离。精馏塔的分离程度不仅与精馏塔的塔板数及其设备的结构形式有关，还与物料的性质、操作条件、气液流动情况等有关。该过程是同时进行传热、传质的过程。为实现精馏过程，必须为该过程提供物流的贮存、输送、传热、分离、控制等的设备、仪表。由这些设备、仪表等构成精馏过程的生产系统，即本次所设计的精馏装置。

课程设计是让同学们理论联系实践的重要教学环节，是对我们进行的一次综合性设计训练。通过课程设计能使我们进一步巩固和加强所学的专业理论知识，还能培养我们独立分析和解决实际问题的能力。更能培养我们的创新意识、严谨认真的学习态度。当代大学生应具有较高的综合能力，特别是作为一名工科学生，还应当具备解决实际生产问题的能力。课程设计是一次让我们接触实际生产的良好机会，我们应充分利用这样的时机认真去对待每一项任务，为毕业论文等奠定基础。更为将来打下一个稳固的基础。

虽然为此付出了很多，但在平常的化工原理课程学习中总是只针对局部进行计算，而对参数之间的相互关联缺乏认识，所以难免有不妥之处，望垂阅者提出意见，在此表示深切的谢意。

作者

2013年12月

目录

前言 (2)

第一章绪论 (4)

1.1 设计条件 (4)

1.2 设计内容及要求 (4)

1.3 苯和甲苯简介 (5)

1.4 精馏流程设计方案的确定 (5)

第二章工艺设计计算 (7)

2.1 物料衡算 (7)

2.2 理论塔板数 (7)

2.3 实际塔板数 (9)

2.4 塔板的选择 (11)

2.5 平均密度计算 (14)

2.6 液体平均表面张力计算 (16)

2.7 塔径的计算与板间距的确定 (17)

2.8 堰及降液管的设计 (20)

2.9 板式精馏塔的结构设计 (25)

2.10 流体力学的计算 (27)

2.11塔板负荷性能图 (32)

2.12塔的辅助设备及附件的计算与选型 (40)

2.13 热量衡算及设备选型 (43)

2.14 筛板塔主要设计参数工艺参数汇总 (46)

第三章结论 (49)

3.1 设计感想 (49)

3.2 参考资料 (49)

第一章绪论1.1设计条件:

1.2设计的内容和要求:

1.3苯-甲苯简介

1.3.1苯

苯（Benzene, ）在常温下为一种无色、有甜味的透明液体，并具有强烈的芳香气味。苯可燃，有毒，也是一种致癌物质。苯是一种碳氢化合物也是最简单的芳烃。它难溶于水，易溶于有机溶剂，本身也可作为有机溶剂。苯是一种石油化工基本原料。苯的产量和生产的技术水平是一个国家石油化工发展水平的标志之一。苯具有的环系叫苯环，是最简单的芳环。

1.3.2甲苯

甲苯（分子式：），是一种无色，带特殊芳香味的易挥发液体。甲苯

是芳香族碳氢化合物的一员，它的很多性质与苯很相像，在现今实际应用中常常替代有相当毒性的苯作为有机溶剂使用。还是一种常用的化工原料，可用于制造炸药、农药、苯甲酸、染料、合成树脂及涤纶等。同时它也是汽油的一个组成成分。

1.4精馏流程设计方案的确定

1.4.1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：

（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）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，如在蒸馏过程中能适当地利用塔顶、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。

（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。

1.4.2设计方案与工艺流程图

1.设计方案

采用精馏原理，精馏是利用混合物中各组分挥发度的不同将混合物进行分离。在精馏塔中再沸器或塔釜产精馏是多级分离过程，即同时进行多次部分汽化或部分冷凝的过程。因此可使混合物得到几乎完全的分离。精馏可视为由多次蒸馏演变而来的。

精馏操作广泛应用于分离纯化各种混合物，是化工医药食品等工业中尤为常见的单元操作。

2.工艺流程图

第二章工艺设计计算

2.1物料衡算：

（1）将进料组成由质量分数转化为摩尔分数

x F=25/78/(25/78+75/92)=0.28

x D=97/78/(97/78+3/92)=0.97

x w=1/78/(1/78+99/92)=0.012 （2）平均分子量

(3)进料流量

F=90028*103/7200*88.08=142kmol/h (4)物料衡算

F=D+W (1) F*x F =D*x D +W*x w (2) 将已知数据代入上式解的：

D=40kmol/h W=102kmol/h

2.2理论塔板数：

（1）方法列举与对比

注：以下计算均用到L=RD,此式的成立是在泡点回流状态下满足的，否则L=RDq,为简化运算，故在泡点回流状态下进行设计各种参数。

（2）权衡利弊

已知进料状态是泡点进料，即q=1，q 线垂直于图解法的X 轴，故选用图解法求理论塔板数。

（3）用origin 绘图求解

○

1绘制苯与甲苯汽液平衡曲线： 表2.2 苯-甲苯的气液平衡数据（101.3kPa ）

○2绘制各操作线：

由图可知：所需理论板数18，最佳加料位置为第9板；（4）回流比的计算：

由于是泡点进料，q=1，所以可得x q =x F =0.28；

由汽液平衡方程：y=Intercept+1.78168x-0.83401x^2；解得y q =0.46729; 所以：R min =(x D -y q )/(y q -x q )=(0.97-0.46729)/(0.46729-0.28)=2.68; 而R opt =（1.2~2）R min ；比例取1.5；R=4; 2.3实际塔板数： 2.3.1全塔效率的估算：

（1）影响总板效率的因素较多，可根据经验估算，对于双组分精馏塔，E T

多在0.5~0.7左右，取E T =0.6，则N 实=N 理/E T =18/0.6=30块;

（2）用奥康奈尔法对全塔效率进行估算：

由相平衡方程式y=αx/[1+(α-1)x]可得α=y(x-1)/x(y-1);

根据苯-甲苯体系的相平衡数据可以差得：

因此可以求得：

α1 = 2.915 α2 = 2.571 α3=11.738 全塔的相对平均挥发度： αm= (α1*α2*α3)1/3=4.45; 全塔的平均温度：

○

1由汽液平衡数据查得组成x F =0.28的苯与甲苯溶液的泡点为t f =98.6℃; ○

2由塔顶组成x D =0.97的二元体系，查表得t D =80.6℃; ○

3由塔底组成x w =0.012的二元体系，查表得t w

=108.35℃; t m =(98.6+80.6+108.35)/3=95.85℃; 在温度t m 下查得 μ

C6H6

=0.267mPa*s; μ

C7H8

=0.55mPa*s;

表 苯和甲苯的液体粘度

因为 μL =∑x i μiL ;

所以，μLf =0.28*0.267+(1-0.28)*0.55=0.4708mPa*s; μLD =0.97*0.267+（1-0.97）*0.55=0.2755mPa*s; μLw =0.01*0.267+(1-0.01)*0.55=0.5472mPa*s; 全塔液体的平均黏度：

μL

=(μLf +

μLD +μLw )/3=0.4312mPa*s;

全塔效率 E T =0.49（αμL ）-0.245=0.49*(4.45*0.02584)-0.245=0.418=41.8% 2.3.2求实际板层数 精馏段实际板层数

提馏段实际板层数

总实际板层数

进料板在第20块板。 2.4塔板的选择： 2.4.1新型塔板对比：

筛板塔是扎板塔的一种，内装若干层水平塔板，板上有许多小孔，形状如筛；并装有溢流管或没有溢流管。操作时，液体由塔顶进入，经溢流管（一部分经筛孔）逐板下降，并在板上积存液层。气体（或蒸气）由塔底进入，经筛孔上升穿过液层，鼓泡而出，因而两相可以充分接触，并相互作用。泡沫式接触气液传质过程的一种形式，性能优于泡罩塔。为克服筛板安装水平要求过高的困难，发展了环流筛板；克服筛板在低负荷下出现漏液现象，设计了板下带盘的筛板；减轻筛板上雾沫夹带缩短板间距，制造出板上带挡的的筛板和突孔式筛板和用斜的增泡台代替进口堰，塔板上开设气体导向缝的林德筛板。筛板塔普遍用作H2S-H2O 双温交换过程的冷、热塔。应用于蒸馏、吸收和除尘等，泡罩塔板是工业上应用最早的塔板，它主要由升气管及泡罩构成。泡罩安装在升气管的顶部，分圆形和条形两种，以前者使用较广。泡罩有f80、f100、f150mm 三种尺寸，可根据塔径的大小选择。泡罩的下部周边开有很多齿缝，齿缝一般为三角形、矩形或梯形。泡罩在塔板上为正三角形排列。操作时，液体横向流过塔板，靠溢流堰保持板上有一定厚度的液层，齿缝浸没于液层之中而形成液封。升气管的顶部应高于泡罩齿缝的上沿，以防止液体从中漏下。上升气体通过齿缝进入液层时，被分散成许多细小的气泡或流股，在板上形成鼓泡层，为气液两相的传热提供大量的界面。

泡罩塔板的优点是操作弹性较大，塔板不易堵塞；缺点是结构复杂、造价高，板上液层厚，塔板压降大，生产能力及板效率较低。泡罩塔板已逐渐被筛板、浮阀塔板所取代，在新建塔设备中已很少采用。浮阀塔板具有泡罩塔板和筛孔塔板的优点，应用广泛。浮阀的类型很多，国内常用的有 F1 型、V-4 型及T型等。浮阀塔板的优点是结构简单、造价低，生产能力大，操作弹性大，塔板效率较高。其缺点是处理易结焦、高粘度的物料时，阀片易与塔板粘结；在操作过程中有时会发生阀片脱落或卡死等现象，使塔板效率和操作弹性下降。

2.4.3塔板的选择：

选择筛板塔，其结构特点是塔板上开有许多均匀的小孔。根据孔径大小分为小孔径筛板（孔径为3-8mm）和大孔径筛板（孔径为10-25mm）两类。工业应用中以小孔径筛板为主，大孔径筛板多用于某些特殊场合（如分离粘度大、易结焦等物系）。其突出优点为结构简单，造价低板上液面落差小，气体压强低，生产能力较大，气体分散均匀，传质效率较高。

2.4.4确定操作条件：

精馏操作最好在常压下进行，因为当压力增大时，操作温度随之增高，轻重两组分相对挥发度（α)减小，分离所需的理论板数增加。故取常压操作，又因为工作地点在兰州，当地大气压为87kPa，则塔顶操作压力

P D=87kPa

每层塔板压降通常为3~5mmHg，取：

进料板压力

塔底操作压力

精馏段平均压力

提馏段平均压力

2.4.5平均摩尔质量计算

（1）塔顶的平均摩尔质量

已知, 。则：

（2）进料的平均摩尔质量

已知，。则：

（3）塔底平均摩尔质量

已知，。则：

（4）精馏段平均摩尔质量

（5）提馏段平均摩尔质量

2.5平均密度计算：

(1)平均温度计算：

精馏段的平均温度：

T m =(t D+t F )/2=(80.6+98.6)/2=89.6℃

提馏段的平均温度：

T m =(t w+t F )/2=(98.6+108.35)/2=103.475℃

（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

33

/46.2)15.2736.89(/314.8/71.818.90m kg K

K kmol kPa m kmol

kg kPa RT M P m vm m vm =+????==

ρ 提馏段的平均气相密度即 3

3

,/77.2)15.273475.103(/314.8/758.878.98m kg K K kmol kPa m kmol kg kPa RT M P m m v m vm =+????='

='ρ （2）液相平均密度计算

液相平均密度依下式计算，即

i i

Lm

a ρρ∑=

1

由6.80=D t ℃，查上表2.5由内插法得：

3

/94.811m kg =苯ρ

3

/17.807m kg =甲苯ρ

3m /81517

.8077.90-194.8117.901

)-11m kg x x D D

LD =+=+=

）（（甲苯苯ρρρ

②进料板液相平均密度

由6.98=F t ℃，查上表2.5由内插法得：

3

/36.798m kg =苯ρ

3

/26.796m kg =甲苯ρ

进料板液相质量分率

25.092

.280-178.28078

.280=?+??=

）（苯a

3m /80026

.796.250-136.798.2501

)a -11m kg a LD =+=+=

）（（甲苯苯苯苯

ρρρ

③塔底液相平均密度

由C 35.108?=W t ，查上表2.5由内插法得：

3

/78.778m kg =苯ρ

3

/66.780m kg =甲苯ρ

塔底液相质量分率

0085.092

.010-17801.078

.010=?+??=

）（苯a

3m /25.78166

.780.00850-178.778.008501)a -11m kg a LD =+=+=

）（（甲苯苯苯苯

ρρρ

精馏段液相平均密度为

3m 5.8072

800

815-?=+=

m kg L ρ 提馏段液相平均密度为

3'

625.790225.781800-?=+=m kg Lm ρ

2.6液体平均表面张力计算:

液相平均表面张力依下式计算，即

∑=i

i Lm x σσ

由t D =80.6℃，查上表2.6由内插法得：

m

mN m mN / 54.21/ 926.20==甲苯苯σσ

m mN LD /94.2045.21)79.01(926.2097.0m =?-+?=σ

②进料板液相平均表面张力

由℃6.98=F t ，查上表2.6由内插法得：

m

mN m mN /078.20/431.19==甲苯苯σσ

m /m 91.19078.20).2801(431.19.280m N LF =?-+?=σ

③塔底液相平均表面张力 由

35

.108=W t ℃，查上表2.6由内插法得：

m

/m 47.18m /m 67.17N N ==甲苯苯σσ

m /m 462.1847.18)01.01(67.17.010m N LW =?-+?=σ

精馏段液相平均表面张力为

m

N Lm /m 425.20291.1994.20=+=σ

提馏段液相平均表面张力为

m

N Lm /m 186.192462.1891.19'

=+=σ

2.7塔径的计算与板间距的确定：

2.7.1.汽液相流率: （1）精馏段

V=(R+1)D=5*40=200kmol/h L=RD=4*40=160kmol/h (2)提馏段

V ’=V+(q-1)F=200kmol/h

L ’=V ’+W=200+102=302kmol/h 2.7.2将以上求得的流率转成体积流率:

s m VM V Vm Vm s /85.146

.2360071

.8120036003=??==

ρ

s m LM L Lm Lm s /0046.05

.807360039

.8316036003=??==

ρ

s m M V V Vm

Vm

s /64.177

.2360071

.812003600'3'=??=

'

=

ρ

s m M L L Lm Lm s /00885.0625

.790360039

.83302'3600'3'=??==

ρ

2.7.3塔径的计算：

用史密斯泛点关联法计算塔径。 （1）精馏段 ○1最大汽速

V

V

L

C ρρρμ-=max ，式中C 由

2

.02020?

??

??=L C C σ计算，其中的20C 由下图查取：

图2.7 史密斯关联图

图的横坐标为

045.046.25.80785.10046.02

12

1=??

? ??=???

?

??V

L

s s V L ρρ

对于常压塔一般选取板上液层高度在0.05～0.08m ，在此处取m h L 05.0=。且暂

取板间距m H T 4.0=，则：

m h H L T 35.005.04.0=-=- 查斯密斯关联图得074.020=C 。

由上述计算可知液体的表面张力20

C 不为标准值20mN/m,则应按下式进行校

正，即

0743.020425.20074.0202

.02

.020=?

?

?

???=?

??

??=L C C σ

s m C

V V L /344.146

.246

.25.8070743.0max =-=-=ρρρμ ○

2设计汽速

取安全系数为0.7，则空塔气速为

s m u u /941.0344.17.07.0max =?==

○

3塔径 m u V D s 58.1941

.085

.144=??==

ππ 按标准塔径圆整后为m D 6.1=。

查阅下表中塔径与合理的塔板间距的关系

表2-7 塔板间距与塔径的关系

可知用假设的塔板间距符合计算得到的塔径所对应的塔板间距的取值范围，即假设成立。

则精馏段的塔径为m D 6.1=。 （2）提馏段

○

1最大汽速 由

V

V

L

C ρρρμ-=max ,式中C 由2

.02020?

??

??=L C C σ计算，其中的20C 由史密斯关

联图查取，图的横坐标为

0912.077.2625.79064.100885.02

12

1''=?

?

? ??=???

?

??''V L s

s V L ρρ

取板间距m H T 4.0=，板上液层高度m h L 05.0=，则

m h H L T 35.005.04.0=-=-

查斯密斯关联图得071.0'20=C

0713.020425.20071.0202

.02

.0'20

'

=?

?

?

???=?

?

? ??=L C C σ

1'

'max

2025.177

.277

.2625.7900713

.0-?=-='

'-'=s m C

V V L ρρρμ

○

2设计汽速 取安全系数为0.7，则空塔气速为

s m u u /842.02025.17.0'7.0'max =?== ○

3塔径 m u V D s 58.1842

.064

.14'4'=??==ππ 按标准塔径圆整后为m D 6.1'=。

圆整后'

D =D ，故塔径为1.6m 。

查塔径与合理的塔板间距的关系,可知用假设的塔板间距符合计算得到的塔径所对应的塔板间距的取值范围，即假设成立。 2.7.4塔截面积： 2

2226.14

4

m D A T =?=

=

π

π

2.8堰及降液管的设计:

2.8.1溢流装置设计:

（1）降液管类型与溢流方式

①降液管的类型

降液管是塔板间液体流动的通道也是溢流液中夹带的气体得以分离的场所。降液管有圆形与弓形两类。弓形降液管的堰于壁之间的全部界面区域均为降液空间，塔板面积利用率最高。

因此，本设计使用弓形降液管。 ②溢流方式

液体在塔板上的流动形式分为单溢流，双溢流和多溢流。当塔径小于2m 时，

通常采用单溢流，塔径在2~4m 时采用双溢流，塔径大于4m 时，一般应考虑采用多溢流。

单溢流方式中液体自受液盘横向流过塔径至溢流堰。液体流径较长，踏板效率较高，塔板结构简单，加工方便。在直径小于2.2m 的塔中被广泛使用。

因此，本设计也是用单溢流的方式。

（2）精馏段溢流装置的设计计算