苯-甲苯
襄樊学院
化工原理课程设计
论题：分离苯-甲苯混合物的精馏塔设计
系别：化学工程和食品科学学院
班级：化学工程和工艺0711
指导老师：田志高
学生姓名：张力
学号： 07115042
目录
一、前言 (1)
（一）塔设备设计概述： (1)
（二）板式精馏塔设备选型及设计 (1)
二、设计方案的确定 (2)
三、精馏塔的工艺计算和论叙 (3)
（一）精馏塔的物料衡算 (3)
（二）塔板数的确定 (4)
（四）.塔体工艺尺寸的计算: (7)
（五）板式塔的塔板工艺尺寸计算： (9)
四、筛板的流体力学验算 (12)
五、塔板负荷性能图： (14)
1、漏夜线： (14)
2、液沫夹带线： (15)
3、液相负荷下限线： (16)
4、液相负荷上限线： (16)
5、液泛线： (17)
6、负荷性能图： (18)
六、板式塔的结构和附属设备： (18)
（一）塔顶结构： (18)
七、塔体设计总表： (19)
八、方案优化 (20)
一、前言
（一）塔设备设计概述：
塔设备是化工、石油化工和炼油等生产中最重要的设备之一,他可以使气（或汽）液或液液两相紧密接触，达到相际传质及传热的目的。在化工厂、石油化工厂、炼油厂等中，塔设备的性能对于整个装置的产品产量、质量、生产能力和消耗定额，以及三废处理和环境保护等各方面都有重大影响。
塔设备中常见的单元操作有：精馏、吸收、解吸和萃取等。此外，工业气体的冷却和回收、气体的湿法净制和干燥，以及兼有气液两相传质和传热的增湿和减湿等。
最常见的塔设备为板式塔和填料塔两大类。作为主要用于传质过程的塔设备，首先必须使气（汽）液两相能充分接触，以获得高的传质效率。此外，为满足工业生产的需要，塔设备还必须满足以下要求：1、生产能力大；2、操作稳定，弹性大；3、流体流动阻力小；4、结构简单、材料耗用量少，制造和安装容易；5、耐腐蚀和不易阻塞，操作方便，调节和检修容易。
（二）板式精馏塔设备选型及设计
因为板式塔处理量大、效率高、清洗检修方便且造价低，故工业上多采用板式塔。因而本课程设计要求设计板式塔。
1、工业上常见的几种的板式塔及其优缺点：
Ⅰ、浮阀塔：在塔板开孔上方，安装可浮动的阀片，浮阀可随气体流量的变化自动调
节开度，可避免漏液，操作弹性大，造价低，且安装检修方便，但对材料的抗腐蚀性能要求高。
Ⅱ、筛孔塔：结构简单、造价低廉、筛板塔压降小、液面落差也较小、生产能力及塔板效率都较泡罩塔高，故使用广泛。
Ⅲ、泡罩塔：其气体通道是升气管和泡罩，由于升气管高出塔板，即使在气体负荷很低时也不会发生严重漏液，操作弹性大，升气管为气液两相提供了大量的传质界面。但泡罩塔板结构复杂，成本高，安装检修不便，生产能力小。
综合考虑最终选择筛孔式精馏塔。
2、设计板式塔的要求及简易流程
首先应根据已给定的操作条件，由图解法或分析法求得理论塔板数、选定或估算塔板效率，从而测得实际塔板数，然后对以下内容进行设计或计算：
Ⅰ、塔高的计算：包括塔的主体高度、顶部和底部空间的高度，以及裙座的高度
Ⅱ、塔径的计算。
Ⅲ、塔内件的设计：主要是塔盘的工艺和结构设计，此多此还包括，塔的进出口、防冲档板、防涡器、除沫器等的设计计算。
设计流程简略图流程：装置的有关操作条件→给定的塔板设计条件→确定塔径→溢流区的设计→气液接触区的设计→各项核对计算。
二、设计方案的确定
1.操作压力：
蒸馏操作可在常压、加压或减压下进行，应该根据处理物料的性能和设计总原则来确定操作压力。例如对于热敏感物料，可采用减压操作。本次设计为一般物料因此，采用常压操作。
2.进料状况：
进料状态有五种：过冷液，饱和液，气液混合物，饱和气，过热气。但在实际操作中一般将物料预热到泡点或近泡点，才送入塔内。这样塔的操作比较容易控制。不受季节气温的影响，此外泡点进料精馏段和提馏段的塔径相同，在设计和制造上也叫方便。本次设计采用泡点进料即q=1。
3.加热方式
蒸馏釜的加热方式一般采用间接加热方式，若塔底产物基本上就是水，而且在浓度极稀时溶液的相对挥发度较大，便可以直接采用直接加热。直接蒸汽加热的优点是：可以利用压力较低的蒸汽加热，在釜内只需安装鼓泡管，不需安装庞大的传热面，这样，操作费用和设备费用均可节省一些，然而，直接蒸汽加热，由于蒸汽的不断涌入，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，塔釜中易于挥发组分的浓度应较低，因而塔板数稍微有增加。但对有些物系，当残液中易挥发组分浓度低时，溶液的相对挥发度大，容易分离故所增加的塔板数并不多，此时采用直接蒸汽加热是合适的。
4.冷却方式
塔顶的冷却方式通常水冷却，应尽量使用循环水。如果要求的冷却温度较低。可考虑使用冷却盐水来冷却。
5.热能利用
蒸馏过程的特性是重复进行气化和冷凝。因此，热效率很低，可采用一些改进措施来提高热效率。因此，根据上叙设计方案的讨论及设计任务书的要求，本设计采用常压操作，泡点进料，间接蒸汽加热以及水冷的冷却方式，适当考虑热能利用。
三、精馏塔的工艺计算和论叙
（一）精馏塔的物料衡算
1、原料液及塔顶、塔底产品的摩尔分率
苯的摩尔质量：M B=78kg/kmol
甲苯的摩尔质量：M B=92kg/kmol
摩尔分率: X F=0.5 X D=0.99 X W=0.01
2、相对挥发度α的计算：
①、各温度下苯和甲苯的饱和蒸汽压列表：
温度（o C）80 85 90 95 100 105 110.6
P A0
苯
(P A0)
101.33 116.9 135.5 155.7 179.2 204.2 240.0
P B0甲苯
(P B0)
40.0 46.0 54.0 63.3 74.3 86 101.33
②、计算得出各温度下苯的气液相百分比列表：
计算公式为：
B
A
B
P P
X
P
-
=
；
A A
A
P X
Y
P
=
温度（o C）80 85 90 95 100 105 110.6 X A 1 0.780 0.581 0.412 0.258 0.130 0
Y A 1 0.900 0.777 0.633 0.456 0.262 0 ③、计算各温度下的苯对甲苯的相对挥发度：
计算公式为：
(1)
(1)
A A
A A
Y X
Y X
α
-
=
-
A
B
P
P
α=
或
理想状态下相对挥发度:
温度（o C）80 85 90 95 100 105 110.6 X A 1.000 0.780 0.581 0.412 0.258 0.130 0
α 2.54 2.51 2.46 2.41 2.37
苯的相对挥发度一般使用各温度下的挥发度的几何平均值或者算术平均值表示，本设计中使用个温度下的几何平均值来表示,
α=2.45
3、原料液及塔顶、塔液产品的平均摩尔质量：
料液的平均摩尔质量M F=0.5*78+(1-0.5)*92=85kg/kmol
塔顶产品的平均摩尔质量M D=0.99*78+(1-0.99)*92=78.14 kg/kmol
塔液产品的平均摩尔质量M W=0.01*78+(1-0.01)*92=91.86kg/kmol
4、物料衡算：
料液流量 F=110000000/300/24/85 =179.74 Kmol/h;
总物料衡算: F=D+W
苯物料衡算: F* X F =D* X D +W* X W
代入数值解方程组得：
塔顶产品(馏出液)流量D=89.87 Kmol/h；
塔底产品(釜液)流量W=89.87 Kmol/h。
（二）塔板数的确定
1、理论板层数的求取
苯－甲苯属于理想物系，可以用图解法求理论板数。
（1）、求最小回流比及操作线回流比。
进料状态的选择：饱和液体进料（q＝1）。
进料状态有五种，即过冷液体进料（q>1)、饱和液体进料（q＝1）、气液混合进料（1>q>0)、饱和蒸汽进料（q＝0）和过热蒸汽进料(q<0).。基于工程和经济得综合考虑，这里选择饱和液体进料，其主要原因是：
A、保证塔的操作稳定；
B、避免季节气温的影响；
C、为使精馏段、提馏段保持相同的路径，便于制造。
已设：饱和液体进料（q=1）
则X P= X F=0.5；
Yp=āX p/[1+(ā-1) X p]=2.45*0.5/[1+(2.45-1)*0.5]=0.71
R min=(X D-Y P)/(Y P-X P)=(0.99-0.71)/(0.71-0.5)=1.33
根据作图（1－5）和吉利兰关联图法综合得：为最理想选择,即R=2.75。
用逐板法计算理论板数如下：
a、求精馏段得气液相负荷
所以精馏段液相质量流量：L( Kmol/h)= RD＝2.75*89.87=247.143;
精馏段气相质量流量：V( Kmol/h)＝(R+1)D＝3.75*89.87=337.013
所以精馏段操作线方程:Yn+1=R* Xn /(R+1)+X D/(R+1) =0.73Xn+0.27;
因为泡点进料，所以进料热状态 q=1
所以，提馏段液相质量流量: L'( Kmol/h)＝L+qF＝247.143+1*179.74=426.883;
提馏段气相质量流量: V'( Kmol/h)＝V-(1-q)F=V=337.013;
所以，提馏段操作线方程:Ym+1' = L' Xm / (L'-W)-WXw/ (L'-W) =1.27Xm-0.04。
b、逐板法计算如
2、理论塔板数的计算
（1）联立精馏段和提馏段操作线方程解得Xn=0.57且前面已算得Xw=0.01; （2）用逐板计算法计算理论塔板数
第一块板的气相组成应和回流蒸汽的组成一致，所以Y1=X D,然后可以根据平衡方程可得 X1,从第二块板开始使用精馏段操作线方程求 Yn,用平衡方程求Xn. 第一板 Y1= X D 0.99
X1=Y1/[a -(a-1)Y1] 0.9730
第二板 Y2=0.73Xn+0.27 0.98
X2= Y2/[a -(a-1)Y2] 0.9568
第三板 Y3=0.73Xn+0.27 0.96
X3= Y3/[a -(a-1)Y3] 0.8971
第四板 Y4= 0.73Xn+0.27 0.92
X4= Y4/[a -(a-1)Y4] 0.8070
第五板 Y5=0.73Xn+0.27 0.85
X5= Y5/[a -(a-1)Y5] 0.6732
第六板 Y6= 0.73Xn+0.27 0.76
X6= Y6/[a -(a-1)Y6] 0.5352
第七板 Y7= 0.73Xn+0.27 0.65
X7= Y7/[a -(a-1)Y7] 0.4031<0.5
第八板 Y8=1.50Xm-0.50 0.2043
X8= Y8/[a -(a-1)Y8] 0.04070
第九板 Y9= 1.50Xm-0.50 0.1181
X9= Y9/[a -(a-1)Y9] 0.0295
第十板 Y10= 1.50Xm-0.50 0.0424
X10= Y10/[a -(a-1)Y10] 0.0099<0.01
因为釜底间接加热，所以共需要10-1=9块塔板。
N=10；进料板位置Nf=5;
如上图得：总理论板数
T
(3)实际塔板数的计算
根据内插法，可查得：苯在泡点时的黏度μa(mPa.s)＝0.25，
甲苯在泡点是的黏度μb(mPa.s)＝0.30，
所以：平均黏度μav(mPa.s)＝μa*xf+μb*(1-xf)＝0.25*0.5+0.30*（1-0.5）=0.275; 所以：总板效率 Et=0.49 (a*μav)ˉ0.245＝0.4674
实际板数 Ne=Nt/Et＝21.4＝22
实际精馏段塔板数为 Ne1=10.69=11
实际提馏段塔板数为 Ne2=10.69=11
由上可知，在求取实际板数时，以精馏段，提馏段分别计算为佳。而且设计时，往往精馏段、提馏段都多加一层至几层塔板作为余量，以保证产品质量，并便于操作及调节。
（三）计算操作温度：
a、塔顶温度:t D,
已知p=101.325kpa=759.94mmHg
x1＝0.92，苯的沸点80.10C, 甲苯的沸点131.80C
设t=1000C,查表得P A0=1350mmHg, P B0=293mmHg,
X A =(759.94-293)/(1350-293)=0.442<0.92
设t=900C,查表得P A0=1025mmHg, P B0=205mmHg,
X A =(759.94-205)/(1025-205)=0.677<0.92
设t=800C,查表得P A0=760mmHg, P B0=148mmHg,
X A =(759.94-148)/(760-148)=1.000>0.92
作图内插法得：t D=82.90C
b、进料板温度:t F
P=(101.325+0.7*4)kpa=104.125kpa=780.94mmHg X F=0.5
设t=1000C, P A0=1350mmHg, P B0=293mmHg,
X A=(780.94-293)/(1350-293)=0.462<0.5
设t=900C, P A 0=1025mmHg, P B 0=205mmHg, X A =(780.94-205)/(1025-205)=0.702>0.5 设t=1100C, P A 0=1760mmHg, P B 0=400mmHg, X A =(780.94-400)/(1760-400)=0.280<0.5 作图内插法得：t F =100.60C c 、进料板温度:t w
P=(101.325+0.7*9)kpa=107.625kpa =807.19mmHg X A = X W =0.01
设t=1000C, P A 0=1350mmHg, P B 0=293mmHg, X A =(807.19-293)/(1350-293)=0.486>0.01 设t=1300C, P A 0=2840mmHg, P B 0=719mmHg, X A =(807.19-719)/(2840-719)=0.042>0.01
设t=131.80C, P A 0=2900mmHg, P B 0=760mmHg, X A =(807.19-760)/(2900-760)=0.022<0.5
设t=1100C, P A 0=1760mmHg, P B 0=400mmHg, X A =(807.19-400)/(1760-400)=0.299
设t=1200C, P A 0=2250mmHg, P B 0=543mmHg, X A =(807.19-543)/(2250-543)=0.155 作图内插法得：t W =133.10C
综上所述：
0)(82.9100.6)/291.9D F m t t t C +=+=精＝（0)(133.1100.6)/2116.8W F m t t t C
+=+=提＝（
d 、平均摩尔质量的计算:
Y 1= X D = 0.99______相平衡方程_____ X 1=0.96 X F = 0.50______相平衡方程_____ Y F =0.82 X W = 0.01______相平衡方程_____ Y W =0.04
料液的平均摩尔质量M LFM =0.5*78.11+(1-0.5)*112.56=95.335 kg/kmol
M VFM =0.82*78.11+(1-0.82)*112.56=84.311 kg/kmol
塔顶产品的平均摩尔质量M LDM =0.96*78.11+(1-0.96)*112.56=79.49 kg/kmol
M VDM =0.99*78.11+(1-0.99)*112.56=78.45 kg/kmol
塔液产品的平均摩尔质量M LWM =0.01*78.11+(1-0.01)*112.56=111.43kg/kmol
M VWM =0.04*78.11+(1-0.04)*112.56=111.182kg/kmol
精馏段平均摩尔质量: M VM 精=(78.45+84.311)/2=81.38kg/kmol M LM 精=(79.49+95.335)/2=87.41 kg/kmol 提馏段平均摩尔质量: M VM 提=(111.43+84.311)/2=97.87kg/kmol M LM 提=(111.182+95.335)/2=103.58 kg/kmol
e.平均密度的计算
精馏段平均压力: P1m=(101.325+104.125)/2=102.73KPa
P2m=(104.125+107.625)/2=105.88KPa
精馏段气体密度 ρvm= P1m M VM 精/RT1m=2.893 kg/m 3 Ρvm ’= P2m M VM 精/RT2m=3.322 kg/m 3
033033033
1//)
82.9813.4/1035.7/100.6792.3/1017.4/133.1753.4/981.7/Lm i i D B F B W B a t C kg m kg m t C kg m kg m t C kg m kg m ρρρρρρρρ=∑=========A A A 液体的平均密度：（时（时（时（3
3
3
1
833.1/0.89/0.11/1
913.6/0.40/0.60/1
972.9/0.03/0.97/LDm A B
LFm A B
LWm A B
kg m kg m kg m ρρρρρρρρρ=
=+==+=
=+所以3300(833.1913.6)/2873.4/(972.9913.6)/2943.2/.)
82.921.02/.25.98/0.92*21.020.08*25.9821.42/100.617.00/.22.40Lm i i D A B LDm F A B kg m kg m f x t C mN m mN m
mN m t C mN m mN ρρσσσσσσσ+=+==∑====+====Lm 精Lm 提所以精馏段平均密度：
＝＝液体的平均张力：（时：时：0/0.49*17.000.51*22.4018.22/133.115.00/.20.10/0.04*15.000.96*20.1019.90/LFm W A B LWm m
mN m t C mN m mN m
mN m σσσσ=+=====+=时：
18.2221.42/18.2219.90/Lm Lm mN m
mN m
σσ++精提所以：＝（）/2＝19.82＝（）/2＝19.06
g.气液相的体积
33351.52*81.74
0.404/36003600*2.893
26.51*88.30
/36003600*873.4'51.52*95.89
0.413/36003600*3.322
'78.75*103.48
36003600*94vm s vm Lm s Lm vm s vm Lm s Lm vM v m s
LM L m s
v M v m s
L M L ρρρρ精精精
精-4精精
提
提提
提提提
对精馏段：＝＝
＝＝
＝
＝7.44*10对提馏段：＝＝
＝＝
＝
3/3.2
m s
-3＝2.37*10
（四）.塔体工艺尺寸的计算:
1. 精馏段塔径计算:
因为液流量不大，所以选取单流型，因为提馏段液相流量较大，所以以提馏段的数据确定全塔数据更为安全可靠。
所以 ：气相体积流量 Vh(m3/h)＝3325.713219，Vs(m3/s)＝0.923809227， 液相体积流量 Lh(m3/h)＝25.123146， Ls(m3/h)＝0.006978652。 查表得，液态苯的泡点密度ρa(Kg/ m3)＝792.5， 液态甲苯的泡点密度ρb(Kg/ m3)＝790.5， 根据公式 1/ρl=x1/ρa+(1-x1)/ρb 得，
液相密度ρl(Kg/ m3)＝791.1308658，
根据公式 苯的摩尔分率＝(y1'/78)/[yi'/78+(1-yi')/92] M’=苯的摩尔分率*M 苯＋甲苯的摩尔分率*M 甲苯 ρv=M’/22.4*273/(273+120)*P/P0 得 气相密度ρv(Kg/ m3)＝2.742453103。
气液流动参数，Flv=Lh/Vh*(ρl/ρv)^0.5＝0.12830506， 根据试差法，设塔径 D(m)＝1.2，根据经验关系: 可设板间距 Ht ＝0.45m,
清液层高度 Hl[常压塔（50～100mm)）]取为５０mm, 所以液体沉降高度 Ht-hl ＝０.４m 。
41/21/2
7.44*10*3600873.4()*()0.03200.404*3600 2.893
h L h v L v ρρ-== 塔径Dm 0.3-0.5 0.5-0.8 0.8-1.6 1.6-2.0 2.0-2.4 >2.4
板间距H T
200-300
300-350
350-450
450-600
600-800
≥800
T L L H T －h L =0.41-0.06=0.35mm 查图(1-1)得:C 20=0.075
C=C 20*(l σ/20)0.2=0.075×(19.82/20)0.2=0.0749
max 873.4 2.893
u =C
0.794 1.299/2.893
L v v m s ρρρ--== 取安全系数为0.7(一般0.60.8),则空塔气速为:
u=0.7×1.099=0.909m/s
44*0.404
0.752×0.909
s
v D m u ππ=
==,不在0.8m 1.6m 范围,不符合
若取:H T =0.36m, h L =0.06m H T -h L =0.30m 查图(1-1)得:C 20=0.062 C=C 20*0.2(
)20
l
σ=0.062×(19.82/20)0.2=0.0619
max 873.4 2.893
u =C
0.0619 1.074/2.893
L v v m s ρρρ--== u=0.7*1.074=0.752m/s
40.404*4
0.827/×0.752
s v D m s u ππ=
== 经标准圆整后:D=0.8m
222
T max A *0.80.5034
4
0.4040.803/0.750.503D m m s u π
π
=
=
====s T V 实际空塔气速为：u=符合
A
1/22*3600943.2(0.09670.413*3600 3.3220.41,0.060.050.08)
0.410.060.35L v T L T L H m h m H h mm
ρρ===-=-=-31/2
h h L 、提馏段塔径的计算：
L 2.37*10）＝（）＝V 若取：（一般取h
0.20.2
20max 0.06819.06()0.068*()0.06732020
943.2 3.322
1.132/3.322
l
L v v C C u c
m s σρρρ====--===20查图(1-1)得：C
max 0.70.792/u u m s ==
44*0.413
0.8150.326s v D m u ππ
=
==
22
0.810.5034T D m
A D m
π===经标准圆整后： max 0.413
0.821/0.725(0.503
m s u ===s T v 实际空塔气速为：u=
符合）
A （五）板式塔的塔板工艺尺寸计算：
1、溢流装置的计算：
①、选择单溢流弓型降液管
原因：单溢流又称直径流，液体自液盘横向流过塔板至溢流堰，液体流径较大，塔
板效率较高，塔板结构简单，加工方便，直径小于2.2 m 的塔中广泛使用。工业上使用最广的降液管是弓型降液管。 ②、计算堰长l w : a 、精馏段：
0.7*0.80.56.0.7*0.80.56w w l m b l m
精提＝＝提馏段＝＝
2/3
2.84()10001w l ow h ow w
h h L Fransic h E l E =-=
③溢流堰高度：h 公式：一般取＝便可满足工业误差要求.即E=1
42/3
2.847.44*10*3600*1*0.008110000.56
600.060.060.00810.052m
mm m
m -===-=ow 精L w L ow a.精馏段：h ＝（）＝已取h ＝h h -h 符合条件
32/3
2.84 2.37*10*3600*1*0.01710000.56
600.060.060.0170.043m
mm m
m -===-=ow 提L w L ow b.提留段：h ＝（）＝已取h ＝h h -h 符合条件 /0.70.094,/0.158w d L D W D ===d f
f
T
④弓型降液管宽度W 和截面积A A 查图（1-2）得
A
2.*0.0940.503*0.0940.0473f T a A A m ===精馏段：
*0.1580.8*0.1580.126d W D m ===
4
36003600*0.047*0.36
22.8953600*7.44*10f T
h
A H s s L θ-=
=
=>故符合
23
*0.0940.503*0.0940.0473*0.1580.8*0.1580.12636003600*0.043*0.41
6.9753600*2.37*10f T d f T
h
A A m W D m
A H s L θ-======
=
=>b.提馏段：＝故符合
.:
6,0.0520.0060.046,0.0430.0060.037,
mm m m --00w 0精0提⑤降液管底隙高度h 因为降液管底隙高度为h 应低于出口堰高度h 才能保证降液管底端有良好的液封，一般不应低于所以：
h ＝＝h ＝＝
50mm ='w 又因塔径大于0.6m,所以采用凹形受液盘，深度h
2. 塔板布置。
（1）.塔板的分块.
0.8 1.2,m D m ≤≤因故采用分块板式塔板。查下表 塔径mm
塔板分块数
3
4
5
6
得塔板分为3块
（2）边缘区宽度的确定。
,70100,'50100s s w mm w mm
==一般情况下：而对于小直径的塔板的塔（D<1m),因塔板面积小，定区要相应减小,所以，对于精馏段：
,0.052350.035.(3050,5070)s s c w w m
w mm m mm mm ====小塔大塔
对于提馏段：
,'0.075600.06s s c w w m w mm m
====
（3）开孔区面积计算:2
22
12(sin )180a r x A x r x r
π-=- 222
12
()1/2*0.8(0.1260.052)0.2222
1/2*0.80.0350.3652
0.3650.2222(0.2220.3650.212sin 0.3031800.365d s c a D
a x W W m D
r W m A m π-=--=-+==
-=-==-=、精馏段：故： 222
12
()1/2*0.8(0.1260.075)0.1992
1/2*0.80.0600.342
0.340.1992(0.1990.340.199sin 0.2541800.34
d s c a D
x W W m D
r W m A m π-=-+=-+==
-=-==-+=b 、提留段：故：
（4）筛板孔的计算及其排列：
因苯－甲苯系腐蚀性，可用炭钢板，取δ＝3.5m ， 0d =4mm,采用正三角形排列。
孔中心距：t=30d =3*4=12mm=0.012,孔数目为n
221.155 1.155*0.3032430.3124310.012a A a t =
==≈、精馏段：n 个个 2000.97)10.1%a A d A t
φ=
==开孔率（ 气体通过阀孔的气速：
000.40413.20/0.101*0.303
S V u s A =
== b 、对提馏段：n=
2
1.155 1.155*0.254
2037.320380.122a A t ===个个 开孔率：φ22004
=
0.907*()0.907()10.1%12
a A d A t === 000.41316.099/0.101*0.25
s V u m s A =
==
四、筛板的流体力学验算
1．塔板压降
（1）.平板阻力000.051(
)()V
c L
u h c ρρ= 由
4/3.5 1.143d δ==.查图（1-3）
00.81c =故有：
2213.2 2.893
0.051*0.04490.818730416.099 2.893
0.051*0.070960.81943.2
c c h m h m 精提＝（）（）＝液柱
＝（）（）＝液柱
（2）.气体通过液层的阻力l h 的计算：l h ＝L h β 对精馏段: 0.404
0.8860.5030.0473
s a v u =
==--T f A A m/s
1/21/2
00.886 2.893 1.507
v Kg F u sm ρ===
查图表得: β=0.56
故l h ＝L h β＝0.56*0.06＝0.0336m 液柱 对提馏段： 0.413
0.906/0.5030.0473
s a v u m s =
==--T f A A
1/21/2
00.906 3.322 1.651
v Kg F u sm ρ===
查图表得: β=0.57
故l h ＝L h β＝0.57*0.06＝0.0342m 液柱 (3) 液体表面张力的阻力h σ计算：0
4l
l h gd σσρ=
对精馏段：3
3044*19.82*10 2.313*10873.4*9.81*0.004
l l h m gd σσρ--===液柱
对提馏段：04l l h gd σσρ=＝
3
34*19.82*10 2.060*10943.2*9.81*0.004
m --=液柱 综上（1），（2），（3）得：
p c l h h +h +h 0.04490.03360.0023130.0808m σ==++=对精馏段：液柱
0.0808*873.4*9.81692.300.7(p p l p h g pa kpa ρ?==<＝设计允许值）
p c l h h +h +h 0.07960.03420.0020600.07459m σ==++=对提留段：液柱
0.07459*943.2*9.81690.160.7(p p l p h g pa kpa ρ?==<＝设计允许值）
2、液相落差：对于筛板塔，液面落差很小，且苯设计的塔径和液流量均不大，故可以忽略液面误差的影响。
3、液沫夹带：
6
3.2
6 3.2
3
5.7*10(
). 2.5*0.060.155.7*100.8860.00288//19.82*100.360.15
.a
v L
T f
f v v u e H h a h m
Kg Kg Kg Kg b σ---=
-=L 对精馏段：＝2.5h ＝故e ＝（）＝液气<0.1液气－故在本设计中液沫夹带管e 在允许范围内。对提馏段：
6 3.2
3
2.5*0.060.155.7*100.9060.0162//19.06*100.410.15
f L v h h m
Kg Kg Kg Kg --=＝2.5＝故e ＝（）＝液气<0.1液气－ v 故在本设计中液沫夹带管e 在允许范围内。
4、漏液.
对筛板塔漏液气速：
34.4(0.00560.13)/. 4.4*0.81(0.00560.13*0.06 2.313*10)873.4/2.893
l L V
c h h a σρρ-=+-=+-0min 0min u 对精馏塔：u 6.520/13.20/m sL m s =<=0u
稳定系数: 13.20
2.02 1.56.520
k =
==>00min u u 故在精馏段无明显漏液。
b.对提馏段：34.4*0.81(0.00560.13*0.06 2.313*10)873.4/2.893-=+-0min u 6.385/16.099/m sL m s =<=0u
稳定系数：16.099
2.52 1.56.385
k =
==>00min u u 故在提馏段无明显漏液。
5、 液泛：为防止塔内发生液泛，降液管内液层高Hd 应该服从以下关系：
()0.50.360.0520.412T w d p L d
H h m H ?++ a 、对精馏塔：＝（）＝液柱而：＝h ＋h ＋h
因选用凹型受液盘，故不需设置进口堰，则：
433607.44*100.153()0.153() 3.686*100.56*0.046
s d w L h m l h --===液柱
60.08080.06 3.686*100.1408d H m -++≈＝液柱
()d T w H H h ?<+所以符合，故在精馏段无液泛现象。
333
404()0.50.410.0430.4532.37*100.153()0.153() 2.290*100.56*0.0370.074590.06 2.290*100.1348()T w d p L d
s d w d d T w H h m H L h m l h H m H H h ??---++===++≈<+ b 、对提馏段：＝（）＝液柱 而：＝h ＋h ＋h 液柱
＝液柱所以符合，故在提馏段无液泛现象。
五、塔板负荷性能图：
1、漏夜线：
2/3.min 04.4(0.00560.13)/2.84,,()
1000l l v s h L w ow ow w
c h h V L h h h h E A l σρρ=+-=+=0min 0min u u ＝ 2/3
.min 0 2.844.4*{0.00560.13[()]}/1000h s w L V w
L V C A h E h l σρρ++-得：＝ .min 2/3
2/3
. 4.4*0.81*0.101*0.303*36002.84{0.00560.13[0.052()]0.002313}873.4/2.89310000.56
1.8760.010050.1276s s s a V L E L =++
-=+、对精馏段：
3(/)s L m s 0.0003 0.0007 0.0015 0.0030 0.0045 3(/)s V m s
0.193
0.197
0.203
0.211
0.218
.min 2/32/3
36002.84
{0.00560.13[0.043*1*()]0.00206}943.2/3.32210000.56
1.5410.009130.1276s s s L L ++
-=+ 3(/)s L m s 0.0003 0.0007 0.0015 0.0030 0.0045 3(/)s V m s
0.152
0.155
0.160
0.167
0.173
2、液沫夹带线：
0.1/v s e kg kg V =以液气为限，求－L 关系如下：
2.1940.5030.0473
v f
s s
s
f e H h V V V A A σ=-==---6
3.2
a L
T a T u 5.7*10（
）
u ＝
2.5 2.5()f L w ow h h h h =+＝
a 、对精馏段：w h =0.052
2/32/336002.84
*1*()0.9810000.56
s ow s L h L =
=
故h 2/3*f s L ＝0.13+2.45
2/32/3
6 3.232/30.360.13 2.450.23 2.452.1945.7*10()0.1/19.82*100.23 2.45T f S S
s v S
H h L L V e Kg Kg L ---=--=-==-液气
2/30.652 6.951s S V L -＝
操作范围内，任取数值作Ls,依上述计算得出Vs 值，列出下表：
3(/)s L m s 0.0003 0.0007 0.0015 0.0030 0.0045 3(/)s V m s
0.621
0.597
0.561
0.507
0.462
b.对提馏段：w h =0.043
2/3
2/32.843600*1*()0.9810000.16
ow s h L =
= 故：h 2/3
*f s
L ＝0.11+2.45
6 3.2
32/3
2.1945.7*10()0.1/19.06*100.30 2.45s v S
V e Kg Kg L --==-液气 2/30.841 6.867s S V L -＝
3(/)s L m s 0.0003 0.0007 0.0015 0.0030 0.0045 3(/)s V m s
0.810
0.787
0.751
0.698
0.654
3、液相负荷下限线：
对于平直堰，取堰上液层高度ow h ＝0.006m 作为最小液体负荷标准。
ow h ＝
2/3
36002.84()0.0061000s w
L E m l = 3/23min 0.06*10000.56
1(
)0.00048/2.843600
s E L m s ===取时
4、液相负荷上限线：
以θ＝4s 作为液体在降液管中停留时间为下限.即θ＝4f T s
A H L =
=，故：
a.对精馏段：3max 0.0473*0.36
0.00426/4
4
f T s A H L m s =
=
=
b.对提馏段：3max 0.0473*0.41
0.00485/4
4
f T s A H L m s ==
=
5、液泛线：
令 )d T w H H h ?
=+（ ''''''2'22/31)(1),,d p l ol p c l l l d p l ol p c l l l ow
l T ow c ol ow s d s l s s S s ow
l H h h h h h h h h h H h h h h h h h h h h h H h h h h h h h h h h v v b c L d L h h σσσσββ??ββ++++++++++--=++++'''=--+w w w 由：＝；＝；＝；
由：＝；＝；＝；＝h 联立得：（h 忽略，将与与和得关系式，带入公式得： a ＝h 2'22/3
1)(1),,T ow c ol ow s d s l s s S s
H h h h h h h h h h h v v b c L d L σσ??ββ+--=++++'''=--w 联立得：（h 忽略，将与与和得关系式，带入公式得：
a
其中：()2
0()V
l
C ρρ'00.051a =
A ()2
02/3
1)2.843600*1*(1)()1000T w
b H h d l ??ββ'=+--''=
+w （h c =0.153/l
()
2
2.893(
)0.275873.4
0.101*0.303*0.81a '=、对于精馏段：0.051
a =
0.5*0.36(0.50.561)0.0520.125b '=+--=
()2
230.568'=c =0.153/0.56*0.046
2/3
222/3
222/32.843600*1*(10.56)() 1.53210000.56
0.2750.125230.568 1.5320.454838.429 5.571s S s
s S s
d v L L v L L '=
+==--=-- 故：即：
列表计算：
3(/)s L m s 0.0003 0.0007 0.0015 0.0030 0.0045 3(/)s V m s
0.655
0.640
0.616
0.574
0.534
b 、对于提馏段
()
()2
2
2/3
222/3
2 3.322
(
)0.416943.2
0.101*0.254*0.810.5*0.41(0.50.571)0.0430.159356.3792.843600*1*(10.57)() 1.5410000.56
0.4160.159356.379 1.540.382856.6s S s s b d v L L v '='=+--='='=
+==--=-0.051
a =
c =0.153/0.56*0.037故：即：22/3800.370S s
L L -
3(/)s L m s 0.0003 0.0007 0.0015 0.0030 0.0045 3(/)s V m s
0.617
0.615
0.612
0.605
0.595
6、负荷性能图：
在图上，作出操作点A,连接OA ，即作出操作线，可以得出：设筛板的操作上限为液泛 控制，下限为漏液控制，查图得。
33max min max min 33max min max min 0.589/,0.192/0.589
3.0680.192.0.600/,0.155/0.600
3.8710.155
s s s s s s s s a v m s v m s v v b v m s v m s v v ========、对精馏段： 故操作线弹性为
、对提馏段： 故操作线弹性为
六、板式塔的结构和附属设备：
（一）塔顶结构：
1、塔的空间：塔顶空间指塔内最上层塔板和塔顶的间距，为利于让塔气体夹带的液滴沉降，其高度应该大于板间距，设计中通常取塔顶间距为（1.5～2.0)HT 若需要安装除沫器时，要根据除沫器的安装要求确定塔顶间距
对于精馏塔：H T ＝0.36m ，塔顶空间应取0.54～0.72m 对于提馏段：H T ＝0.41m 塔顶空间应取0.615～0.82m 综合以上考虑可以取：塔顶空间为0.70m
2、塔底空间：塔底空间指塔内最下层塔板到塔底间距其值由下列因素决定：①塔底储液空间依储存液量停留3～8mm （易结焦物可缩短停留时间）而定，②再沸器的安装方式及安装高度；③塔底液向最下层塔板之间要留有1～2m 的间距
综合以上因素，塔底空间取1.8m
3、人孔：对于D≥1000mm的板式塔。一般每隔6～8层塔板设一人孔。人孔直径一般450mm～600mm其伸长塔体的同体长为200～250mm人孔中心距操作平台约为800～1200mm没人孔处的板间距应等于或大于600mm
本设计中：D＝0.8m，总板数为14块设只能在进料板上方设一人孔，直径为550mm伸长塔体的筒体长200mm人孔中心距操作平台1000mm并将进料板处间距设为0.8m
4、塔高
H＝（n－n F－n P－1）H T＋n F H F＋n p H p+H D+H B+H1＋H2
其中其中：H—塔高，m；
n—实际踏板数
n F—进料板数
H F—进料板处板间距m
n p—人孔数
H B－塔底的空间高度m
H p—设人孔处的板间距，m
H D—塔顶空间高度，m;
H1—封头高度，m；
H2—裙座高度，m；取封头高度为H1＝D/2+D/6＝0.53m
H＝5*0.36+7*0.41+0.8*1+0.7+1.8+0.53+1.5＝10m塔的结构：因D＝0.8m选取单流型塔板，板块数为3
七、塔体设计总表：
序号项目精馏数值提馏数值
1 平均温度：t m,0C 91.9 116.8
2 平均压力：P m,kPa 107.42 112.325
3 气相流量：V S,m3/s 0.40
4 0.413
4 液相流量：L S,m3/s7.44*10-4 2.37*10-3
5 实际塔板数：N T 11 11
6 有效段高度：m 1.8 2.87
7 塔径，m .08 0.8
8 板间距,m 0.36 .0.41
9 溢流形式单溢流单溢流
10 降液管形式弓形降液管弓形降液管
11 堰长,m 0.56 0.56
12 堰高,m 0.052 0.043
13 板上液层高度,m 0.06 0.06
14 堰上液层高度,m 0.0081 0.017
15 降液管底隙高度,m 0.046 0.037
16 安定区宽度,m 0.052 0.075
17 边缘区宽度,m 0.035 0.060
18 开孔区面积,m20.303 0.254
19 筛孔直径,m 0.004 0.004
20 筛孔数目2431 2038
甲苯和二甲苯对人体健康的危害以及应急方法
仅供参考[整理] 安全管理文书 甲苯和二甲苯对人体健康的危害以及应急方法 日期：__________________ 单位：__________________ 第1 页共5 页
甲苯和二甲苯对人体健康的危害以及应急方法 一、甲苯对健康的危害 侵入途径：吸入、食入、经皮吸收。 健康危害：对皮肤、粘膜有刺激性，对中枢神经系统有麻醉作用。 急性中毒：短时间内吸入较高浓度本品可出现眼及上呼吸道明显的刺激症状、眼结膜及咽部充血、头晕、头痛、恶心、呕吐、胸闷、四肢无力、步态蹒跚、意识模糊。重症者可有躁动、抽搐、昏迷。 慢性中毒：长期接触可发生神经衰弱综合征，肝肿大，女工月经异常等。皮肤干燥、皲裂、皮炎. 防护措施 呼吸系统防护：空气中浓度超标时，应该佩戴自吸过滤式防毒面罩(半面罩)。紧急事态抢救或撤离时，应该佩戴空气呼吸器或氧气呼吸器。 眼睛防护：戴化学安全防护眼镜。 身体防护：穿防毒渗透工作服。 手防护：戴乳胶手套。 其它：工作现场禁止吸烟、进食和饮水。工作毕，淋浴更衣。保持良好的卫生习惯。 急救措施 皮肤接触：脱去被污染的衣着，用肥皂水和清水彻底冲洗皮肤。 眼睛接触：提起眼睑，用流动清水或生理盐水冲洗。就医。 吸入：迅速脱离现场至空气新鲜处。保持呼吸道通畅。如呼吸困难，给输氧。如呼吸停止，立即进行人工呼吸。就医。 食入：饮足量温水，催吐，就医。 灭火方法：喷水保持火场容器冷却。尽可能将容器从火场移至空旷 第 2 页共 5 页
处。处在火场中的容器若已变色或从安全泄压装置中产生声音，必须马上撤离。灭火剂：泡沫、干粉、二氧化碳、砂土。用水灭火无效。二、二甲苯二甲苯对健康的危害 二甲苯具有中等毒性。经皮肤吸收后，对健康的影响远比苯小。若不慎口服了二甲苯或含有二甲苯溶剂时，即强烈刺激食道和胃，并引起呕吐，还可能引起血性肺炎，应立即饮入液体石蜡，延医诊治。 二甲苯蒸气对小鼠的LC为6000*10-6,大鼠经口最低致死量 4000mg/kg。 二甲苯对眼及上呼吸道有刺激作用，高浓度时，对中枢系统有麻醉作用。急性中毒：短期内吸入较高浓度本品可出现眼及上呼吸道明显刺激症状、眼结膜及咽充血、头晕、头痛、恶心、胸闷、四肢无力、意识模糊、步态蹒跚。重者可有燥动、抽搐或昏迷。有的有癔病样发作。慢性影响：长期接触有神经衰弱综合症，女人有可能导致月经异常。皮肤接触常发生皮肤干燥、皲裂、皮炎。 防护措施 呼吸系统防护：空气中浓度较高时，佩戴过滤式防毒面具(半面罩)。紧急事态抢救或撤离时，建议佩戴空气呼吸器。 眼睛防护：戴化学安全防护眼镜。 身体防护：穿防毒物渗透工作服。 手防护：戴橡胶手套。 其它：工作现场禁止吸烟、进食和饮水。工作毕，淋浴更衣。注意个人清洁卫生。 急救措施 皮肤接触：脱去被污染的衣着，用肥皂水和清水彻底冲洗皮肤。 第 3 页共 5 页
精馏塔苯和甲苯
齐齐哈尔大学 化工原理课程设计 题目苯—甲苯精馏 学院食品与生物工程学院 专业班级食工145 学生姓名鲁聿 指导教师佟白 成绩 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.
苯甲苯
应化2006-2 太井超课程设计- 1 - - 1 -化学工程学院应化2006-2 太井超化工原理课程设计化工原理课程设计苯―甲苯双组分连续精馏筛板塔的设计学院、系：化学工程学院 专业班级：应用化学0６级2班 学生姓名：太井超（120063301005） 指导教师：张泉泓赵振宁 成绩： 200９年６月２日应化2006-2 太井超课程设计- 2 - - 2 -化学工程学院应化2006-2 太 井超化工原理课程设计
目录 序言 (3) 第一部分工艺设计 物料衡算 (4) 塔顶温度、塔底温度及R min (4) 确定最佳操作回流比及塔板层数 (7) 第二部分结构设计 塔顶实际气液相体积流量 (18) 塔板间距H T 的选择 (19) 确定液泛的动能参数 (19) 计算液泛速度U F （U max ） (19) 空塔气速U G (19) 确定溢流方式 (19) 根据V G 求D (20) 计算圆整后实际气速 (20) 确定溢流堰高度h w 及堰上液层高度h ow (20) 板面筛孔位置设计 (21) 水力学性能参数的计算、校核 (21) 负荷性能图及操作性能评定 (25) 筛板塔工艺设计计算结果总表 (27) 第三部分结束语 结束语………………………………………………………………… 28 应化2006-2 太 井超课程设计- 3 -
序言 - 3 -化学工程学院应化2006-2 太井超化工原理课程设计应化2006-2 太井超课程设计- 4 -
苯—甲苯双组分连续精馏筛板塔的设计 第一部分工艺设计 一、物料衡算 原料苯（78/Mkgkmol=）甲苯（92/Mkgkmol=） 馏出液中低沸点组分的含量不低于0.97(质量分率) 进料组成0.6780.63890.60.47892F x==+ 流出液组成0.97780.97440.970.037892D x==+ 14000/Fkgh= 将F换成/kmolh 平均摩尔质量0.6389780.36119283.055/Mkgkmol=×+×= 14000/168.563/83.055/kghFkmolhkgkmol== 回收率0.98DAF DxFxη== 0.97440.98168.5630.6389D×=× 流出液的流量0.98168.5630.6389108.314/0.9744Dk××== 釜底流量168.563108.31460.249/WFDkmolh=?=?= 易挥发组分（苯）物料衡算 FD FxDxWx=+ 釜底组成 168.5630.6389108.3140.974460.2490.03575FDw FxDxxW?×?×=== 二、塔顶温度、塔底温度及min R 1、确定操作压力 760PmmHg=顶 - 4 -化学工程学院应化2006-2 太井超化工原理课程设计应化2006-2 太井超课程设计- 5 -
气相色谱法分离苯和甲苯
气相色谱法分离苯和甲苯 姓名：曲连发学号：2011302110074 院系：动科动医学院 一．实验内容 1.熟悉气相色谱仪的构造； 2.了解HP-6890N型气相色谱仪的使用方法； 3.进行苯和甲苯的气相色谱分析，并通过保留时间对组分定性。 二．实验目的 1.通过实验熟悉气相色谱仪的主要构造，掌握基本使用方法，了解氢火焰例子化监测器的工作原理和应用范围，掌握利用保留时间对物质定性的方法； 2.掌握归一化法的原理以及定量分析方法； 3.掌握外标法和外标工作曲线法在气相色谱定量分析中的应用。 三．实验原理 ◆气相色谱仪的一般流程： 1.气路系统 由载气源、载气压力盒流速控制装置、载气压力盒流速显示三部分组成。 ?黑色外表的高压钢瓶内装氮气，作为载气； ?绿色外表的高压钢瓶内装氢气、氧气，作为燃气。 ?转子流量计显示的是柱前流速，不能反映色谱柱内真实的流速。 2.进样系统 ?进样器：分为手动进样针和自动进样器。
?气化室：“20℃法”即其内温度要高于样品沸点的20℃。 3.分离系统 ?分为填充柱和毛细管柱，现在多用弹性石英的毛细管柱，其渗透性大，速度快，柱效高。 4.检测系统 ?热导池检测器：通用型、浓度型； ?氢火焰离子化检测器：通用型、质量型； ?氮-磷检测器：选择型、质量型； ?电子俘获检测器：选择型、质量型、 5.记录和数据处理 6.温度控制系统 ◆气相色谱分离原理： 试样中的各组分在色谱分离柱中的两相（固定相和流动相）间反复进行分配，由于各组分在性质和结构上的差异，使其被固定相保留的时间不同，随着流动相的移动，各组分按一定次序流出色谱柱。 四．色谱条件 仪器型号：Agilent 6890 N型气相色谱仪； 色谱柱：HP-5弹性石英毛细管柱(30mx0.32mmx0.5μm)； 检测器：FID(氢火焰离子化检测器)； 检测器温度：250℃；
二甲苯物质资料安全表
二甲苯物质资料安全表1.物质的理化常数: 国标编号33535 CAS号95-47-6 中文名称1，2-二甲苯 英文名称1，2-xylene；o-xylene 别名邻二甲苯 分子式C8H10；C6H4(CH3)2外观与性 状 无色透明液体，有类似甲苯的气味 分子量106.17 蒸汽压 1.33kPa/32℃闪点：30℃ 熔点-25.5℃沸点：144.4℃溶解性不溶于水，可混溶于乙醇、乙醚、氯仿等多数有机溶剂 密度相对密度(水=1)0.88；相 对密度(空气=1)3.66 稳定性稳定 危险标记7(易燃液体) 主要用途主要用作溶剂和用于合成涂料 2.对环境的影响: 一、健康危害 侵入途径：吸入、食入、经皮吸收。 健康危害：二甲苯对眼及上呼吸道有刺激作用，高浓度时对中枢神经系统有麻醉作用。 急性中毒：短期内吸入较高浓度核武器中可出现眼及上呼吸道明显的刺激症状、眼结膜及咽充血、头晕、恶心、呕吐、胸闷、四肢无力、意识模糊、步态蹒跚。重者可有躁动、抽搐或昏迷，有的有癔病样发作。 慢性影响：长期接触有神经衰弱综合征，女工有月经异常，工人常发生皮肤干燥、皲裂、皮炎。 二、毒理学资料及环境行为 毒性：属低毒类。 急性毒性：LD501364mg/kg(小鼠静脉) 生殖毒性：大鼠吸入最低中毒浓度(TDL0)：1500mg/m3，24小时(孕7～14天用药)，有胚胎毒性。 污染来源：二甲苯是重要的化工原料，有机合成、合成橡胶、油漆和染料、合成纤维、石油加工、制药、纤维素等生产工厂的废水废气，以及生产设备不密封和车间通风换气，是环境中二甲苯的主要来源。运输、贮存过程中的翻车、泄漏，火灾也会造成意外污染事故。 代谢和降解：在人和动物体内，吸入的二甲苯除3%～6%被直接呼出外，二甲苯的三种异构体都有代谢为相应的苯甲酸(60%的邻-二甲苯、80%～90%的间、对-二甲苯)，然后这些酸与葡萄糖醛酸和甘氨酸起反应。在这个过程中，大量邻-苯甲酸与葡萄粮醛酸结合，而对-苯甲酸必乎完全与甘氨酸结合生成相应的甲基马尿酸而排出体外。与此同时，可能少量形成相应的二甲苯酚(酚类)与氢化2-甲基-3-羟基苯甲酸(2%以下)。 残留与蓄积：在职业性接触中，二甲苯主要经呼吸道进入身体。对全部二甲苯的异构体而言，由肺吸收其蒸气的情况相同，总量达60%～70%，在整个的接触时期中，这个吸收量比较恒定。二甲苯溶液可经完整皮肤以平均吸收率为2.25μg/(cm3·min)(范围0.7～4.3μg/(cm3·min))被吸收，二甲苯蒸气的经皮吸收与直接接触液体相比是微不足道的。二甲苯的残留和蓄积并不严重，上面我们已经说过进入人体的二甲苯，可以在人体的NADP(转酶II)和NAD(转酶I)存在下生成甲基苯甲酸，然后与甘氨酸结合形成甲基马尿酸在18小时内几乎全部排出体外。即使是吸入后残留在肺部的3%-6%的二甲苯，也在接触后的3小时内(半衰期为0.5～1小时)全部被呼出体外。评价接触二甲苯的残留试验，主要是测定尿内甲基马尿酸的
室内环境中苯甲苯二甲苯来源及危害
室内环境中苯、甲苯、二甲苯来源及危害1、室内环境中苯的来源及危害 室内环境中比苯的来源主要是燃烧烟草的烟雾、溶剂、油漆、染色剂、图文传真机、电脑终端机和打印机、粘合剂、墙纸、地毯、合成纤维和清洁剂等。 工业上常把苯、甲苯、二甲苯统称为三苯，在这三种物质当中以苯的毒性最大。 一般认为苯毒性的产生是通过代谢产物所致，也就是说苯须先通过代谢才能对生命体产生危害。苯可以在肝脏和骨髓中进行代谢，而骨髓是红细胞、白细胞和血小板的形成部位，故苯进入体内可在造血组织本身形成具有血液毒性的代谢产物。长期接触苯可引起骨髓与遗传损害，血象检查可发现白细胞、血小板减少，全血细胞减少与再生障碍性贫血，甚至发生白血病。曾经有人对低浓度苯接触工人健康状况进行调查，结果表明：外周血白细胞数虽在正常值范围之内，但非常显着低于对照组；经常性苯接触工人淋巴细胞微核率分布高于非苯接触组，且制苯车间观察人群的淋巴细胞微核率与
对照组比较差异有显着性；随作业环境苯浓度的增高，白细胞数有 降低趋势，淋巴细胞微核率有增加的趋势。这些均证明低浓度苯对 作业人群的健康有损害，尤其要注意对人体遗传物质的损伤作用。 吸入4000ppm以上的苯短时间除有黏膜及肺刺激性外，中枢神经 亦有抑制作用，同时会伴有头痛、欲呕、步态不稳、昏迷、抽痉及 心律不整。 吸入14000ppm以上的苯会立即死亡。 2、室内环境中甲苯的来源及危害 甲苯主要来源于一些溶剂、香水、洗涤剂、墙纸、粘合剂、油漆等，在室内环境中吸烟产生的甲苯量也是十分可观的。据美国EPA 统计数据显示，无过滤嘴香烟，主流烟中甲苯含量大约是100~200ug，侧/主流烟甲苯浓度比值为1.3。 甲苯进入体内以后约有48%在体内被代谢，经肝脏、脑、肺和肾 最后排出体外，在这个过程中会对神经系统产生危害，自愿者实验
二甲苯及混和二甲苯的生产工艺、性能、用途和产业链
3.4二甲苯及混合二甲苯 1 3.4.1二甲苯及混和二甲苯的生产工艺、性能与用途 (3) 3.4.1.1二甲苯及混和二甲苯生产工艺路线 (3) 3.4.1.2二甲苯及混和二甲苯各工艺路线的比较分析 (3) 3.4.1.3二甲苯及混和二甲苯的性能与用途 (3) 3.4.2二甲苯及混和二甲苯产品链结构及技术分析 (4) 3.4.2.1二甲苯及混和二甲苯下游产品链 (4) 3.4.2.2二甲苯及混和二甲苯产品链技术分析 (4)
3.4.1二甲苯及混和二甲苯的生产工艺、性能与用途 3.4.1.1二甲苯及混和二甲苯生产工艺路线 1. 二甲苯的来源及生产工艺路线 工业上二甲苯的来源有4种，即催化重整油、蒸汽裂解汽油、甲苯歧化和煤焦油，前一种来自石油，后一种来自煤。 这4者也是混二甲苯的来源。 1.1催化重整油、蒸汽裂解汽油和煤焦油中提取二甲苯及混合二甲苯 催化重整过程包括了加氢处理和催化重整两大部分，可以处理多种原料。经过催化重整过程，原料中的环烷烃转化成为芳烃，烷烃转化为芳烃或燃料气。裂解汽油是生产乙烯的副产品。典型的裂解汽油含有质量分数0.5到0.8的芳烃成份。由于裂解汽油中含有二烯烃等易聚合成胶状物的极活泼化合物，在裂解汽油进一步加工前必须先加氢处理。煤焦化的主要产品是焦炭，收率为65%到75%，同时放出25%到35%的煤焦气。煤焦气由煤气、焦油和水组成，其中焦油中含有甲苯和二甲苯。以前我国的芳烃原料中，焦油芳烃所占比例较高。 1.2芳烃联合装置生产二甲苯及混合二甲苯 典型的芳烃联合装置通常包括石脑油加氢、催化重整、裂解汽油加氢、芳烃抽提、芳烃分馏、歧化、异构化或吸附分离等装置。其中芳烃转化装置主要包括甲苯歧化制苯和二甲苯,或甲苯与C9芳烃歧化与烷基转移制苯和二甲苯,以及二
连续精馏塔内分离苯、甲苯混合物
课程设计任务书 课程名称综合课程设计1 课程代码80s06210 设计时间指导教师 专业班级 一、课程设计任务（题目）及要求 （一）设计任务：筛板塔设计 在一常压操作的连续精馏塔内分离苯、甲苯混合物，原料液处理量为5500kg/h、组成为0.5(苯的质量分数，下同)，要求塔顶馏出液的组成为0.96，塔底釜液的组成为0.01。 设计条件如下： 操作压力4kPa(塔顶表压) 进料热状况自选 回流比自选 单板压降≤0.7kPa 全塔效率E T=52% 气候条件忽略 试根据上述工艺条件作出筛板塔的设计计算。设计基本资料见主要参考资料。 （二）设计要求 1、学生应在老师指导下独立完成，题目不可更换。 2、查阅相关资料，自学具体课题中涉及到的新知识。 3、最后提交的课程设计成果包括： a) 课程设计说明书纸质文件。 b) 课程设计说明书电子文件。 c) 课程设计计算电子表格文件。 二、对课程设计成果的要求（包括课程设计说明书、图纸、图表、实物等软硬件要求） 1、分析课程设计题目的要求； 2、写出详细设计说明； 3、写出详细计算过程、经验值的取舍依据； 4、设计完成后提交课程设计说明书； 5、设计说明书应内容充实、写作规范、项目填写正确完整、书面整洁、版面编排符合要求。 6、计算过程使用的符号符合参考资料中的要求，设计内容按参考资料[2]121页设计示例执行。理论塔板数的求取用逐板计算法。A f和W d的求取按自己推导的公式进行。 三、主要参考资料 [1] 贾绍义，柴诚敬.化工原理课程设计.天津大学出版社,2002年6月. [2] 陈敏恒，潘鹤林.化工原理（少学时）.华东理工大学出版社，2008年8月. 指导教师（签名）：教研室主任（签名）：
苯,甲苯和甲苯的测定—科标检测
大气中苯、甲苯和二甲苯检验方法 （气相色谱法） 1 主题内容与适用范围 本标准规定了用气相色谱法侧定居住区大气中苯、甲苯和二甲苯的浓度。 本标准适用于居住区大气中苯、甲苯和二甲苯浓度的测定。也适用于室内空气中苯、甲苯和二甲苯浓度的测定。 1.1 检出下限 当采样量为10L，热解吸为100mL气体样品，进样1mL时，苯、甲苯和二甲苯的检出下限分别为0.005mg/m3，0.01mg/m3和0.02mg/m3；若用1mL二硫化碳提取的液体样品，进样1μL时，苯、甲苯和二甲苯的检出下限分别为0.025mg/m3， 0.05mg/m3和0.1mg/m3。 1.2 测定范围 当用活性炭管采气样10L，热解吸时，苯的测量范围为0.005~10mg/m3，甲苯为0.01~10mg/m3 ，二甲苯为0.02~10mg/m3；二硫化碳提取时，苯的测量范围为0.025~20mg/m3，甲苯为0.05~20mg/m3，二甲苯为0.1~20mg/m3。 1.3 干扰与排除 当空气中水蒸气或水雾量太大，以致在炭管中凝结时，严重影响活性炭管的穿透容量及采样效率，空气湿度在90%时，活性炭管的采样效率仍然符合要求，空气中的其他污染物的干扰由于采用了气相色谱分离技术，选择合适的色谱分离条件已予以消除。 2 原理 空气中苯、甲苯和二甲苯用活性炭管采集，然后经热解吸或用二硫化碳提取出来，再经聚乙二醇6000色谱柱分离，用氢火焰离子化检测器检测，以保留时间定性，峰高定量。 3 试剂和材料 3.1 苯：色谱纯。 3.2 甲苯：色谱纯。 3.3 二甲苯：色谱纯。 3.4 二硫化碳：分析纯，需经纯化处理，处理方法见附录A （补充件）。 3.5 色谱固定液：聚乙二醇6000.
苯甲苯分离装置设计解析
中南民族大学化学工程与工艺专业 化工原理课程设计 苯—甲苯分离装置设计 设计者: 田源 学号: 10081220 班级: 10级3班 指导老师: 刘冰 设计时间:2013.11.18—2013.12.22
课程设计任务书 指导教师（签名）：教研室主任（签名）：
目录 1概述 (5) 1.1 与物性有关的因素 ............................................................................................................ 5 1.2 与操作条件有关的因素 .................................................................................................... 5 2流程的确定及说明 (5) 2.1塔板形式 ........................................................................................................................... 5 2.2精馏方式 ........................................................................................................................... 5 2.3进料状态 ........................................................................................................................... 6 2.4冷凝方式 ........................................................................................................................... 6 2.5加热方式 ........................................................................................................................... 6 2.6加热器 ............................................................................................................................... 6 2.7操作压力 ........................................................................................................................... 7 2.8 回流方式 ........................................................................................................................... 7 3精馏塔的设计计算 ................................................................................................................ 7 3.1基础数据 ........................................................................................................................... 7 3.2物料衡算 . (7) 3.3塔顶气相、液相，进料和塔底的温度分别为： VD t 、LD t 、F t 、 W t (8) 3.4平均相对挥发度α ................................................................................................... 9 3.5回流比的确定 ..................................................................................................................... 9 3.6热量衡算 .. (9) 3.6.1加热介质的选择 ...................................................................................................... 9 3.6.2冷却剂的选择 ........................................................................................................ 10 3.6.3热量衡算 ................................................................................................................ 10 3.7理论塔板数计算 (12) 3.7.1板数计算 ................................................................................................................ 12 3.7.2塔板效率 ................................................................................................................ 13 3.8精馏塔主要尺寸的设计计算 . (14) 3.8.1流量和物性参数的计算 ........................................................................................ 14 3.8.2塔径设计计算 .. (16) 4附属设备及主要附件的选型计算 (19) 4.1．冷凝器 ............................................................................................................................ 19 4.2再沸器 ............................................................................................................................... 20 4.3塔内其他构件 . (20) 4.3.1.塔顶蒸汽管 ............................................................................................................ 20 4.3.2.回流管 .................................................................................................................... 21 4.3.3.进料管 .................................................................................................................... 21 4.3.4.塔釜出料管 ............................................................................................................ 21 4.3.5除沫器 .................................................................................................................... 22 4.3.6液体分布器 ............................................................................................................ 22 4.3.7液体再分布器 ........................................................................................................ 23 4.3.8填料支撑板的选择 (24)
化工原理苯和甲苯的分离项目设计方案
化工原理苯和甲苯的分离项目设计方案 第1章绪论 精馏塔是进行精馏的一种塔式汽液接触装置，又称为蒸馏塔。有板式塔与填料塔两种主要类型。根据操作方式又可分为连续精馏塔与间歇精馏塔。蒸气由塔底进入，与下降液进行逆流接触，两相接触中，下降液中的易挥发(低沸点)组分不断地向蒸气中转移，蒸气中的难挥发(高沸点)组分不断地向下降液中转移，蒸气愈接近塔顶，其易挥发组分浓度愈高，而下降液愈接近塔底，其难挥发组分则愈富集，达到组分分离的目的。由塔顶上升的蒸气进入冷凝器，冷凝的液体的一部分作为回流液返回塔顶进入精馏塔中，其余的部分则作为馏出液取出。塔底流出的液体，其中的一部分送入再沸器，热蒸发后，蒸气返回塔中，另一部分液体作为釜残液取出。 1.1概述 高径比很大的设备称为塔器。塔设备是炼油、化工、石油化工等生产中广泛应用的气液传质设备,更是成为化工、炼油生产中最重要的设备之一。常见的可在塔设备中完成的单元操作有：精馏、吸收、解吸和萃取等。此外，工业气体的冷却与回收，气体的湿法净制和干燥，以及兼有气液两相传质和传热的增湿、减湿等。而工业上对塔设备的主要要： （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。
根据塔气液接触部件的结构型式，可分为板式塔和填料塔。板式塔设置一定数目的塔板，气体以鼓泡或喷射形式穿过板上液层进行质热传递，气液相组成呈阶梯变化，属逐级接触逆流操作过程。填料塔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。它们都可使气（或汽）液或液液两相之间进行紧密接触，达到相际传质及传热的目的。而板式塔又大致可分为两类：（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。 根据设计任务书，此设计的塔型为筛板塔。筛板塔是很早出现的一种板式塔。五十年代起对筛板塔进行了大量工业规模的研究，逐步掌握了筛板塔的性能，并形成了较完善的设计方法。与泡罩塔相比，筛板塔具有下列优点：生产能力大20-40%，塔板效率高10-15%，压力降低30-50%，而且结构简单，塔盘造价减少40%左右，安装、维修都较容易。从而一反长期的冷落状况，获得了广泛应用。近年来对筛板塔盘的研究还在发展，出现了大孔径筛板（孔径可达20-25mm），导向筛板等多种形式。筛板塔盘上分为筛孔区、无孔区、溢流堰及降液管等几部分。 工业塔常用的筛孔孔径为3-8mm，按正三角形排列。空间距与孔径的比为2.5-5。近年来有大孔径（10-25mm）筛板的，它具有制造容易，不易堵塞等优点，便。只是漏液点低，操作弹性小。筛板塔的特点如下：（1）结构简单、制造维修方便（2）生产能力大，比浮阀塔还高。（3）塔板压力降较低，适宜于真空蒸馏。（4）塔板效率较高，但比浮阀塔稍低。（5）合理设计的筛板塔可是具有较高的操作弹性，仅稍低与泡罩塔。（6）小孔径筛板易堵塞，故不宜处理脏的、粘性大的和带有固体粒子的料液。 1.2设计依据 1设计题目：分离苯-甲苯精馏塔设计 2设计任务及操作条件 （1）设计任务 生产能力（进料量）：20000吨/年 操作周期：300*24=7200小时/年 进料组成：＞45%（质量分率，下同） 塔顶产品组成：＞98%
甲苯及二甲苯的理化性质及危险特性表
二甲苯的理化性质及危险特性表 标识英文名Xylene 分子式C8H10 分子量106.17 危险货物编号33535 UN编号1307 IMDG规则页码3292 CAS号95-47-6 理化性质外观与性状无色透明液体，有类似甲苯的气味。 熔点℃-25.5 相对密度(空气=1) 3.66 沸点℃144.4 临界温度℃357.2 相对密度（水=1）0.88 临界压力MPa 3.70 饱和蒸汽压KPa 1.33(32℃) 燃烧热Kj/mol 4563.3 最小引燃能量mJ —— 溶解性不溶于水，可混溶于乙醇、乙醚、氯仿等多数有机溶剂。 毒性与危害接触限值 中国MAC：100mg／m3 苏联MAC：50mg／m3 美国TWA：OSHA 100ppm，434mg／m3；ACGIH 100ppm，434mg／m3 美国STEL：ACGIH 150ppm，651mg／m3 侵入途径吸入、食入、经皮吸收 健康危害 对皮肤、粘膜有刺激作用，对中枢神经系统有麻醉作用；长期作 用可影响肝、肾功能。急性中毒：病人有咳嗽、流泪、结膜充血 等重症者有幻觉、神志不清等，有时有癔病样发作。慢性中毒： 病人有神经衰弱综合征的表现，女工有月经异常，工人常发生皮 肤干燥、皲裂、皮炎。 燃烧爆炸危险性燃烧性易燃闪点℃25 自燃温度℃463 爆炸极限% 下限1.0，上限7.0 危险特性 其蒸汽与空气形成爆炸性混合物，遇明火、高热能引起燃烧爆炸。 与氧化剂能发生强烈反应。其蒸汽比空气重，能在较低处扩散到 相当远的地方，遇火源引着回燃。若遇高热，容器内压增大，有 开裂和爆炸的危险。流速过快，容易产生和积聚静电。 燃烧分解产物一氧化碳、二氧化碳。 稳定性稳定 聚合危害不能出现 禁忌物强氧化剂 灭火方法泡沫、二氧化碳、干粉、砂土，用水灭火无效。
【了解职业危害】系列之——二甲苯
【了解职业危害】系列之——二甲苯 二甲苯[xylene ,C6H4(CH3)2]为无色透明、有芳得气味的易挥发液体。爆炸极限为1.1%~6.4%。工业用甲苯及二甲苯中都含有一定量的苯，三者常混杂。二甲苯中还含5%~10%的乙苯、硫酸、吡啶等。临床上急性甲苯、二甲苯中毒很少见。慢性中毒是否存在，尚有争议。 职业病危害因素分类目录——化学物质类(三十)二甲苯 1．可能导致的职业病：二甲苯中毒 2．30种行业举例：(1)石油和天然气开采业：重残矿鉴定、地质磨片(2)家具制造业：家具涂饰(3)印刷业：凸片制型、油墨调配(4)文教体育用品制造业：玩具烘道干燥、玩具印刷…… 二甲苯中毒的途径 工业上，甲苯，二甲苯主要用作化工生产的溶剂或中间体急性中毒多由呼吸道吸入，完整皮肤也可吸收，消化道吸收完全。 1.制造、使用、贮存、运送甲苯、二甲苯的石油化工业，油漆涂料、染料、塑料、橡胶、皮革、糖精、人造麝香和合成纤维等生产中，发生管道、贮制度意外损坏、阀门漏气等情况下，较长时间大量吸入高浓度甲苯、二甲苯蒸气可以引起急性中毒。 2.在密闭型的贮罐糟内涂刷以甲苯、二甲苯为溶剂的防腐涂料，因无良好通风，大量甲苯、二甲苯蒸气积聚，可使作业工发生急性中毒。曾见报道针织厂窗紧完备的印花车间用含甲苯的洗液水清洗印花强桌面而引起7名女工发生急性甲苯中毒。 一般甲苯、二甲苯空气浓度200~300 mg/立方米吸入8h即可产生轻度中毒症状，3.76g/立方米浓度吸入1h即发生急性中毒，71.4g/立方米浓度下数分钟可使吸入者迅速昏迷、死亡。 3.经皮或误服致急性中毒者，罕见报道。 二甲苯中毒的急救 1.立即移至空气新鲜处，必要时给予吸氧。除去沾染衣物及皮肤上毒物。 2.解毒剂可用葡萄糖醛酸内脂(参见急性苯中毒)。 3.对症处理：口服维生素B族、防治脑水肿等。
苯—甲苯
化工原理课程设计设计题目：苯—甲苯连续精馏塔的工艺设计 学院石油化工学院 专业03高分子材料与工程2班 姓名徐峰 沈阳工业大学 化工原理课程设计
苯—甲苯连续精馏塔的工艺设计 计：说明书28页 表格 2 个 插图 4 幅 完成日期： 指导教师： 设计成绩： 教研室主任： 沈阳工业大学 化工原理课程设计任务书
专业班级设计人 一、设计题目 苯—甲苯连续精馏塔的工艺设计 二、原始数据及条件 1．生产能力：14.5万吨/年（7800小时/年） 2．进料温度：30℃ 3．进料组成：32 %（质量） 4．分离要求：塔顶产品95%（质量），塔底产品 3.5 %（质量）。 5．操作条件： (1) 精馏塔顶压强 3×103Pa（表压） (2) 回流比自选 (3) 单板压降≯8×102 Pa (浮阀塔)；≯7×102Pa (筛板塔) 三、设备型式 设备型式为筛板塔/ 浮阀塔（F1型） 四、设计内容及要求 编制一份设计说明书，主要内容包括： 1．前言 2．设计方案及工艺流程说明 3．工艺计算及设备的结构计算 4．设计结果一览表 5．设计结果的讨论和说明 6．符号说明 7．参考文献 8．结束语 五、设计日期：2005 年12月19 日至2005年12 月23 日
目录 1.前言 2.设计方案及流程说明 3.工艺计算及设备结构计算 塔的物料衡算3.1.1 料液及塔顶.塔产品含苯摩尔分率 3.1.2 平均分子量 3.1.3 物料衡算 3.2 塔板数确定 3.2.1 理论塔板数的确定 3.2.2 塔板效率 3.2.3 实际塔板数 3.3 塔的工艺条件 3.3.1 操作压强 3.3.2 温度 3.3.3 平均分子量 3.3.4 平均密度 3.3.5 表面张力 3.3.6 液体粘度 3.3.7 气液负荷 3.4 塔体的工艺尺寸计算 3.4.1 塔径计算 3.4.2 塔的高度计算 3.5 塔板的主要工艺尺寸 3.5.1 溢流装置 3.5.2 塔板布置 3.5.3 塔板布置及浮阀数排列 3.6 浮阀流体力学验算
苯-甲苯
襄樊学院 化工原理课程设计 论题：分离苯-甲苯混合物的精馏塔设计系别：化学工程与食品科学学院 班级：化学工程与工艺0711 指导老师：田志高 学生姓名：张力 学号： 07115042
目录 一、前言 (2) （一）塔设备设计概述： (2) （二）板式精馏塔设备选型及设计 (2) 二、设计方案的确定 (3) 三、精馏塔的工艺计算和论叙 (4) （一）精馏塔的物料衡算 (4) （二）塔板数的确定 (5) （四）.塔体工艺尺寸的计算: (9) （五）板式塔的塔板工艺尺寸计算： (11) 四、筛板的流体力学验算 (14) 五、塔板负荷性能图： (17) 1、漏夜线： (17) 2、液沫夹带线： (18) 3、液相负荷下限线： (19) 4、液相负荷上限线： (19) 5、液泛线： (19) 6、负荷性能图： (20) 六、板式塔的结构与附属设备： (21) （一）塔顶结构： (21) 七、塔体设计总表： (22) 八、方案优化 (23)
一、前言 （一）塔设备设计概述： 塔设备是化工、石油化工和炼油等生产中最重要的设备之一,他可以使气（或汽）液或液液两相紧密接触，达到相际传质及传热的目的。在化工厂、石油化工厂、炼油厂等中，塔设备的性能对于整个装置的产品产量、质量、生产能力和消耗定额，以及三废处理和环境保护等各方面都有重大影响。 塔设备中常见的单元操作有：精馏、吸收、解吸和萃取等。此外，工业气体的冷却和回收、气体的湿法净制和干燥，以及兼有气液两相传质和传热的增湿和减湿等。 最常见的塔设备为板式塔和填料塔两大类。作为主要用于传质过程的塔设备，首先必须使气（汽）液两相能充分接触，以获得高的传质效率。此外，为满足工业生产的需要，塔设备还必须满足以下要求：1、生产能力大；2、操作稳定，弹性大；3、流体流动阻力小；4、结构简单、材料耗用量少，制造和安装容易；5、耐腐蚀和不易阻塞，操作方便，调节和检修容易。 （二）板式精馏塔设备选型及设计 因为板式塔处理量大、效率高、清洗检修方便且造价低，故工业上多采用板式塔。因而本课程设计要求设计板式塔。 1、工业上常见的几种的板式塔及其优缺点： Ⅰ、浮阀塔：在塔板开孔上方，安装可浮动的阀片，浮阀可随气体流量的变化自动调节开度，可避免漏液，操作弹性大，造价低，且安装检修方便，但对材料的抗腐蚀性能要求高。 Ⅱ、筛孔塔：结构简单、造价低廉、筛板塔压降小、液面落差也较小、生产能力及塔板效率都较泡罩塔高，故应用广泛。 Ⅲ、泡罩塔：其气体通道是升气管和泡罩，由于升气管高出塔板，即使在气体负荷很低时也不会发生严重漏液，操作弹性大，升气管为气液两相提供了大量的传质界面。但泡罩塔板结构复杂，成本高，安装检修不便，生产能力小。 综合考虑最终选择筛孔式精馏塔。 2、设计板式塔的要求及简易流程 首先应根据已给定的操作条件，由图解法或解析法求得理论塔板数、选定或估算塔板效率，从而测得实际塔板数，然后对以下内容进行设计或计算： Ⅰ、塔高的计算：包括塔的主体高度、顶部与底部空间的高度，以及裙座的高度 Ⅱ、塔径的计算。 Ⅲ、塔内件的设计：主要是塔盘的工艺和结构设计，此多此还包括，塔的进出口、防冲档板、防涡器、除沫器等的设计计算。 设计流程简略图流程：装置的有关操作条件→给定的塔板设计条件→确定塔径→溢流区的设计→气液接触区的设计→各项核对计算。