分离年处理量3.5万吨的苯—甲苯混合液的填料精馏塔计算毕业设计

1、. . 毕业设计（论文）手册 学学 院：院： 职业技术学院 专业班级：专业班级： 炼油 0932 姓姓 名：名： 指导教师：指导教师： 2012 年年 6 月月 . . 填填 写写 说说 明明 1.1.本手册是学院对毕业设计（论文）工作进行质量监控的重要依据，本手册是学院对毕业设计（论文）工作进行质量监控的重要依据， 必须认真如实填写，妥善保管。必须认真如实填写，妥善保管。 2.2.凡由指导教师组或外聘（反聘）教师指导学生，各系（部）要派负凡由指导教师组或外聘（反聘）教师指导学生，各系（部）要派负 责教师协助做好毕业设计（论文）手册的填写工作。责教师协助做好毕业设计（论文）手册的填写工作。 .

2、 . 毕业设计（论文）任务书毕业设计（论文）任务书 毕业设计（论文）任务书毕业设计（论文）任务书 设计（论文）题目： 分离年处理量 3.5 万吨的苯甲苯混合液的填料精馏塔 设计（论文）时间： 2012 年 3 月 30 日 至 2012 年 6 月 20 日 设计（论文）进行地点： 1、设计（论文）内容： 1 介绍苯、甲苯的相关知识 2 介绍精馏塔种类、设备等知识 3 记录精馏塔工艺计算过程 2、设计（论文）的主要技术指标: 中文名称：苯（30，质量分数） 分子式： c6h6 分子量：78 cas：108-88-3 中文名称：甲苯（70%，质量分数） 分 子 式：c7h8 分 子 量：86 分

3、离要求：塔顶镏出液的组成为 0.96，塔底釜液组成为 0.01 操作压力：101.325kpa 回流比：r=1.2rmin 3、设计（论文）的基本要求 1毕业设计（论文）应在培养计划规定的时限内完成； 2毕业设计（论文）要具有科学性，要求论述系统完整，不能零碎和片面，应做 到首尾一贯而不能前后矛盾，要实事求是而不能主观臆造； . . 毕业设计（论文）任务书毕业设计（论文）任务书 毕业设计（论文）评阅书毕业设计（论文）评阅书 3毕业设计（论文）应做到观点明确、论据充分、有必要的相关资料和图表等； 4毕业设计（论文）必须参阅一定量的资料，并在论文（设计）中反映出来； 4、应收集的资料及主要参考文献

4、 1柴诚敬等.化工原理课程设计.天津:天津科学技术出版社,1994 2贾绍义,柴诚敬等.化工传质与分离过程.北京:化学工业出版社,2001 3姚玉英等.化工原理,下册.天津:天津大学出版社,1999 4匡国柱,史启才等.化工单元过程及设备课程设计.北京化学行业出版社,2002 5编辑委员会.化学工程手册气液传质设备.北京:化学工业 出版社,1989 6刘乃鸿等.工业塔新型规整填料应用手册.天津:天津大学出版社,1993 5、进度安排及完成情况 序号设计（论文）各阶段任务日 期完成情况 1收集资料4 月 5 日4 月 30 日完成 2整理文献综述4 月 30 日5 月 25 日完成 3完成论文并

5、打印5 月 25 日6 月 20 日完成 学 生 签 名： 指导教师签名： 系 主 任 签 名： 2012 年 6 月 20 日 . . 毕业设计（论文）评阅书毕业设计（论文）评阅书 指导教师评语： 评 分 表（导师建议成绩） 项目创新摘要内容排版表现合计 权重105601015100 分数 指导教师签字： 年 月 日 . . 毕业答辩情况表 评阅教师评语： 评 分 表（评阅教师建议成绩） 项目创新摘要内容排版合计 权重1057510100 分数 评阅教师签字： 年 月 日 . . 评阅教师评语： 评分（建议成绩）： 200 年 月 日 评 分 表 项目论文 指导教师 建议成绩 合计 权重40

6、60100 分数 答辩委员会意见： 答辩委员会主任： 200 年 月 日 . . 附 录 cp比热，kj/kgk； d 塔径，m； d 塔顶产品流量，kmol/h 或 kg/h； m 分子量； f 原料流量，kmol/h 或 kg/h； ls 塔内液体流量，m3/s n 筛孔总数； nt 理论板数； n 理论板数； p 操作压强，kpa； p0 饱和蒸汽压，kpa； v 上升气量，kg/h x物料含量 . . 分离年处理量分离年处理量 3.53.5 万吨的苯万吨的苯甲苯混合液的填料精馏塔计算甲苯混合液的填料精馏塔计算 摘 要 填料塔是塔设备的一种。塔内填充适当高度的填料，以增加两种流体间的接触

7、表面。 结构较简单，检修较方便。广泛应用于气体吸收、蒸馏、萃取等操作。 精馏是分离液体混合物最常用的一种单元操作，在炼油、化工、石油化工等工业中得 到广泛应用。精馏过程在能量剂的驱动（有时加质量剂） ，使气液两相多次直接接触和分离， 利用液相混合物中各组分的挥发度不同，使易挥发组分由液相向气相转移，难挥发组分由 气相向液相转移，实现原料混合液中各组分的分离。在化工或炼油厂中，塔设备的性能对 于整个生产质量、生产能力和消耗额定及三废处理和环境保护及各方面都有重大影响。据 有关资料报道塔设备的资料费用占整个投资的费用的较大比例。因此，塔设备的设计和研 究，受到化工和炼油行业的极大重视。根据设计任务

8、书，此塔设计为填料精馏塔。 关键词关键词：苯甲苯、填料精馏塔、混合液 . . abstract the tower is a tower equipment. the tower is filled properly high filler, with a two increase in fluid contact between the surface. the structure is simple, maintenance is convenient. widely used in gas absorption, distillation, extraction and other op

9、erations. separation of distillation is the most commonly used liquid mixture of a unit operation, in oil refining, chemical, petrochemical and other widely used in industry. distillation process in energy agent drive (sometimes combined with quality agent ), the gas-liquid two-phase multiple direct

10、 contact and separation, using liquid mixture of the components of the volatility, the volatile components from liquid to gas transfer, difficult volatile components from gas to liquid transfer, realize raw material mixture component separation. in chemical or oil refinery, tower equipment performan

11、ce to the quality of production, production capacity and consumption rated and waste treatment and environmental protection and other aspects have great influence. according to concerning data report tower equipment information costs accounted for the larger proportion of investment costs. therefore

12、, the tower equipment design and research, by the chemical industry and oil refining industry seriously. according to the design task book, the tower is designed to be packed distillation column. key words: benzene, toluene, packed column, liquid mixture . . 目目 录录 前前 言言.1 1 第一章第一章 概述概述.2 2 1.1 苯 .2

13、1.1.1 苯的来源 .2 1.1.2 苯的性质 .3 1.2 甲苯 .4 1.2.1 甲苯的来源 .4 1.2.2 甲苯的性质 .4 1.3 精馏塔 .5 1.4 精馏原理 .5 第二章第二章 流程确定和说明流程确定和说明.8 8 2.1 加料方式 .8 2.2 进料状态 .8 2.3 冷凝方式 .8 2.4 回流方式 .8 2.5 加热方式 .9 2.6 加热器 .9 第三章第三章 精馏塔的设计计算精馏塔的设计计算.1010 3.1 操作条件与基本数据 .10 3.1.1 操作压力 .10 3.1.2 气液平衡关系及平衡数据.10 3.1.3 回流比 .11 3.2 精馏塔的工艺计算 .1

14、1 3.2.1 流程图 .11 3.2.2 物料衡算 .12 3.2.3 热量衡算 .13 3.2.4 理论塔板数计算 .15 3.2.5 精馏塔主要尺寸的设计计算 .16 3.2.6 塔径设计计算 .17 3.2.7 附属设备及主要附件的选型计算 .20 3.2.8 精馏塔的高度 .24 第四章第四章 总结总结.2626 谢谢 辞辞.2727 参考文献参考文献.2828 附附 录录.2929 . . 前 言 在炼油、石油化工、精细化工、食品、医药及环保等部门，塔设备属于使用量大、应 用面广的重要单元设备。塔设备广泛用于蒸馏、吸收、萃取、洗涤、传热等单元操作中。 所以塔设备的研究一直是国内外学

15、者普遍关注的重要课题。塔设备按其结构形式基本上可 分为两类：板式塔和填料塔。以前，在工业生产中，当处理量大时多用板式塔，处理量小 时采用填料塔。近年来由于填料塔结构的改进，新型的，高负荷填料塔的开发，既提高了 塔的通过能力和分离效能又保持了压降小，性能稳定等特点。填料塔是一种应用很广泛的 气液传质设备，它具有结构简单、压降低、填料易用耐腐蚀材料制造等优点。因此，填料 塔已被推广到大型气、液操作中，在某些场合还代替了传统的板式塔。如今，直径几米甚 至几十米的大型填料塔在工业上已非罕见。随着对填料塔德研究和开发，性能优良的填料 塔必将大量用于工业生产中。而精馏是分离液体混合物最常用的一种操作，它通

16、过气液两 相的直接接触，利用组分挥发度的不同，使易挥发组分由液相向气相传递，是气液两相之 间的传质过程。板式塔为逐级接触式气、液传质设备，它具有结构简单，安装方便，操作 弹性大，持液量小等优点。同是也有操作资费较高，填料易堵塞等缺点。本设计的目的是 分离苯甲苯混合液，处理量不大，故选用填料塔。设计填料塔要遵循技术先进、生产可 行、经济合理的原则，实现优质、高产、低耗、安全的生产目的。 . . 第一章 文献综述 1.1 苯 1.1.1 苯的来源 工业上大量的苯主要由重整汽油及裂解汽油生产，甲苯歧化、烷基苯脱烷基等过程也 是苯重要的工业来源，由煤焦化副产提供的苯占的比例已经很小。不同国家和地区的苯

17、供 应情况各不相同：美国主要从重整汽油中获得；西欧主要来自裂解汽油；中国则主要由重 整汽油及炼焦副产品生产。 由重整汽油及裂解汽油分离苯 在石脑油经催化重整所 得的重整汽油中，约含苯 6（质量） ，用液-液萃取法将重整汽油中芳烃分出，再精馏得 到苯、甲苯、二甲苯。由烃类裂解得到的裂解汽油中，苯含量最高可达 40（质量）,工 业上也用液-液萃取的方法从中抽提芳烃,然后精馏得苯等芳烃组分,但萃取前需先用催化加 氢方法除去裂解汽油中的烯烃及含硫化合物等杂质。 脱烷基制苯 所用烷基苯可以是甲苯、二甲苯或多烷基苯，由芳烃的供需平衡决定。 烷基苯脱烷基工艺可分为催化脱烷基法和热脱烷基法。催化脱烷基法反应温

18、度 500650， 压力 3.07.0mpa,用负载于氧化铝上的铬、钴或钼系催化剂，特点是能耗低，但因催化剂 易结焦，需有较大的氢烷基苯比，俗称氢油比。此外，还要求原料中非芳烃含量不能太 高。热脱烷基法允许原料中非芳烃含量较高,反应温度比催化脱烷基法高约 100200， 压力为 3.010.0mpa，特点是操作比较简单,但能耗大、反应器材料要求高。两种脱烷基 法流程十分相似(图 2),其主要差异只是在反应器构造上。原料与氢混合加热后进入反应器。 反应后，混合物经冷却进入气液分离器，分出氢气等气相物料。液相混合物经稳定塔、白 土处理器，最后再经精馏塔得产品苯。脱烷基反应的关键是维持正常温度，温度

19、过高引起 苯收率下降和严重结焦，故应及时移出反应热（可用低温氢为冷却剂） 。两种脱烷基的甲苯 单程转化率都在 7085，苯收率 9598。 . . 1.1.2 苯的性质 最简单的芳烃。分子式 c6h6。为有机化学工业的基本原料之一。无色、易燃、有特殊 气味的液体 。熔点 5.5，沸 点 80.1，相对密度 0.8765（204） 。在水中的溶解 度很小，能与乙醇、乙醚、二硫化碳等有机溶剂混溶。能与水生成恒沸混合物，沸点为 69.25，含苯 91.2。因此，在有水生成的反应中常加苯蒸馏，以将水带出。苯在燃烧 时产生浓烟。 苯能够起取代反应、加成反应和氧化反应。苯用硝酸和硫酸的混合物硝化，生成硝基

20、 苯，硝基苯还原生成重要的染料中间体苯胺；苯用硫酸磺化，生成苯磺酸，可用来合成苯 酚；苯在三氯化铁存在下与氯作用，生成氯苯，它是重要的中间体；苯在无水三氯化铝等 催化剂存在下与乙烯、丙烯或长链烯烃作用生成乙苯、异丙苯或烷基苯，乙苯是合成苯乙 烯的原料，异丙苯是合成苯酚和丙酮的原料，烷基苯是合成去污剂的原料。苯催化加氢生 成环己烷，它是合成耐纶的原料；苯在光照下加三分子氯，可得杀虫剂 666，由于对人畜 有毒，已禁止生产使用。苯难于氧化，但在 450和氧化钒存在下可氧化成顺丁烯二酸酐， 后者是合成不饱和聚酯树脂的原料。苯是橡胶、脂肪和许多树脂的良好溶剂，但由于毒性 大，已逐渐被其他溶剂所取代。苯

21、可加在汽油中以提高其抗爆性能。苯在工业上由炼制石 油所产生的石脑油馏分经催化重整制得，或从炼焦所得焦炉气中回收。苯蒸气有毒，急性 中毒在严重情况下能引起抽筋，甚至失去知觉；慢性中毒能损害造血功能。 1865 年，f.a.凯库勒提出了苯的环状结构式(见图 1a)，目前仍在采用 。根据量子化 学的描述 ，苯分子中的 6 个 电子作为一个整体，分布在环平面的上方和下方，因此， 近年来也用图 1b 式表示苯的结构. . . 1.2 甲苯 1.2.1 甲苯的来源 煤焦化副产的粗苯馏分中含甲苯 1520(质量)，其数量与原料煤的性质、焦化深 度有关。一般生产每吨焦炭可副产甲苯 1.11.3kg。 用硫酸洗

22、除粗苯馏分中不饱和烃和 杂质，再经碱中和、水洗、精馏，可得到纯度很高的甲苯。 催化重整油中含芳烃 5060(体积)，其中甲苯含量可达 4045。催化重整油 采用二甘醇、环丁砜、甲基吡咯烷酮等溶剂进行萃取以回收芳烃(见芳烃抽提)，最后 经精馏得到高纯度甲苯。 裂解汽油中芳烃含量为70（质量）左右，其中1520是甲苯。裂解汽油经两段加氢 脱除二烯烃、单烯烃和微量硫，再经萃取、精馏，可得到纯度99.5以上的甲苯。 1.2.2 甲苯的性质 一种芳烃，分子式 c6h5ch3。存在于煤焦油和某些石油中。无色易燃液体 。熔点 95 ，沸点 110.6 ，相对密度 0.8669（204 ） 。不溶于水，能溶于

23、乙醇、乙醚等 有机溶剂。膨胀系数大，凝固点低，可用来制造低温温度计。甲苯比苯更容易发生取代反 应。甲苯硝化时生成邻和对硝基甲苯，继续硝化生成 2，4，6-三硝基甲苯（tnt)，是一种 重要的炸药。甲苯在加热时氯化 ，生成氯化苄 c6h5ch2cl，但在三氯化铁存在下，氯化反 应在苯环上进行，生成邻和对氯甲苯 。甲苯在催化剂存在下用空气氧化 ，生 成 苯 甲 酸 c6h5cooh 。在甲苯过剩的国家中，则利用甲苯的加氢去甲基生产苯。 甲苯在工业上从石脑油重整产物中分离，或从蒸馏煤焦油所得的中油馏分中回收 。甲苯加 在汽油中可提高其抗爆性能，还可作溶剂。 . . 1.3 精馏塔 蒸馏是利用液体混合

24、物中各组分挥发度的不同并借助于多次部分汽化和部分冷凝达到 轻重组分分离的方法。蒸馏操作在化工、石油化工、轻工等工业生产中中占有重要的地位。 为此，掌握气液相平衡关系，熟悉各种塔型的操作特性，对选择、设计和分析分离过程中 的各种参数是非常重要的。蒸馏过程按操作方式可分为间歇蒸馏和连续蒸馏。间歇蒸馏是 一种不稳态操作，主要应用于批量生产或某些有特殊要求的场合；连续蒸馏为稳态的连续 过程，是化工生产常用的方法。蒸馏过程按蒸馏方式可分为简单蒸馏、平衡蒸馏、精馏和 特殊精馏等。简单蒸馏是一种单级蒸馏操作，常以间歇方式进行。平衡蒸馏又称闪蒸，也 是一种单级蒸馏操作，常以连续方式进行。简单蒸馏和平衡蒸馏一般

25、用于较易分离的体系 或分离要求不高的体系。对于较难分离的体系可采用精馏，用普通精馏不能分离体系则可 采用特殊精馏。特殊精馏是在物系中加入第三组分，改变被分离组分的活度系数，增大组 分间的相对挥发度，达到有效分离的目的。特殊精馏有萃取精馏、恒沸精馏和盐溶精馏等。 精馏过程按操作压强可分为常压精馏、加压精馏和减压精馏。 1.4 精馏原理 精馏的基本原理是利用溶液中各组分的挥发性的不同。将溶液加热至沸，有一部分溶 液汽化，由于各个组分的挥发性不同，液相和气相的组成不一样：挥发性高的组分，即沸 点较低的组分在气相中的浓度比在液相中的浓度要大；挥发性较低的组分，即沸点较高的 组分在液相中浓度比在气相中浓

26、度要大。同样的道理，物料蒸气被冷却后有一部分蒸汽被 冷凝，冷凝液中的重组分浓度比气相中重组分浓度高。 多组分溶液经过一次部分汽化和部分冷凝过程，使溶液分离，这种方法，叫做“简单 蒸馏”。如果将蒸馏所得的冷凝液再一次进行部分汽化，气相中的轻组分浓度就会更高。 . . 如果使溶液多次部分汽化一部分冷凝，最终可以在气相中得到较纯的轻组分，在液相中得 到较纯的重组分。多组分溶液经过上述步骤而使溶液分离，这种方法，叫做“精馏”。 精馏按原理中所含组分数目可分为双组分和多组分精馏。工业生产中，以多组分精馏较为 普遍。但多组分和两组分精馏的基本原理、计算方法均无本质的区别。按操作方式可分为 间歇和连续精馏。

27、按操作压强可分为常压、加压和减压精馏。精馏在精馏装置中进行，它 由精馏塔、冷凝器和再沸器等构成，由于再沸器供热，塔底存液部分汽化，蒸汽沿塔逐板 上升，使全塔处于沸腾状态。蒸汽在塔顶冷凝器中冷凝得到馏出液，部分作为回流液回入 塔中，逐渐下流，使塔中各板上保持一定液层。假设料液中仅含有二个组分，于中部适当 位置处加入精馏塔，其液相部分也逐板下流进入再沸器，汽相部分上升流经各板至塔顶冷 凝器。精馏塔中料液加入板称为加料板，加料板以上部分称为精馏段，加料板以下部分称 为提留段。 1.5 精馏技术的发展 精馏是应用最广的传质分离操作，其广泛应用促使技术已相当成熟，但是技术的成熟 并不意味着之后不再需要发

28、展而停滞不前。称说技术的发展往往要花费更大的精力，但由 于其应用的广泛，每一个进步，哪怕是微小的，也会带来巨大的经济效率。正因为如此， 蒸馏的研究仍受到广泛的重视，不断取得进展。 板式塔是目前最主要的精馏塔塔型，对它的研究一直长盛不衰。筛板塔和浮阀塔成功 地取代泡罩塔是效益巨大的成果。板式塔的设计已达到较高水平，设计结果比较可靠。马 伦戈尼效应造成的界面湍动现象和汽液两相间的不同接触工况的研究，使认识得到了深化， 对传质效率的研究有所促进。具有各种特点的新型塔板开发研究不断取得成果。对于塔板 上汽液两相流动和混合状况、雾沫夹带及它们对效率的影响研究不断深入，但离得到一个 通用而可靠的效率估算模

29、型尚有较大距离，特别是多元系统的效率。所幸的是，经广泛实 验研究发现，利用实验室的奥德肖小筛板塔可以比较可靠地测的工业塔中的点效率，可以 . . 弥合一些上述的差距。进一步深入进行塔中汽液两相流动状况的研究，对于预测压降、传 质效率和塔板的可操作区域，对于认识至今了解甚少的降液管中状况都十分有意义。 提高精馏过程的热力学效率、节省能耗是一贯受到重视的研究领域，分离序列的合成， 应用热集成概念和夹点分析方法开发节能的分离流程和优化换热网络，在具体分离过程中 合理地应用日泵、多效精馏、中间再沸器和中间冷凝器等实现节能，一直是得到广泛重视 的活跃的研究领域。 精馏的研究工作一直十分活跃，而且不断取得

30、成果。在各种新分离方法得到不断开发 和取得工业应用之际，在石油、天然气、石油化工、医药和农产品化学等工业中所起的重 要作用不会改变，作为主要分离方法的地位不会动摇。随着科学技术和工业生产水平的提 高，精馏的应用天地十分广阔，重要的是通过不断努力，使其技术水平得到进一步提高， 使其日益完善。 . . 第二章 流程确定和说明 2.1 加料方式 加料分两种方式：泵加料和高位槽加料。高位槽加料通过控制液位高度，可以得到稳 定流量，但要求搭建塔台，增加基础建设费用；泵加料属于强制进料方式，泵加料易受温 度影响，流量不太稳定，流速也忽大忽小，影响传质效率。靠重力的流动方式可省去一笔 费用。本次加料可选泵加

31、料，泵和自动调节装置配控制进料。 2.2 进料状态 进料方式一般有冷液进料，、泡点进料、气液混合物进料、露点进料、加热 蒸汽进料等。冷液进料对分离有利,但会增加操作费用。泡点进料对塔操作方便，不受季节 气温影响。泡点进料基于恒摩尔流，假定精馏段和提馏段上升蒸汽量相等，精馏段和提馏 段塔径基本相等。由于泡点进料时塔的制造比较方便，而其它进料方式对设备要求高，设 计起来难度相对加大，所以采用泡点进料。 2.3 冷凝方式 选全凝器，塔顶出来的气体温度不高。冷凝后回流液和产品温度不高，无需再次冷凝， 且本次分离是为了分离苯和甲苯，且制造设备较为简单，为节省资金，选全凝器。 2.4 回流方式 宜采用重力

32、回流，对于小型塔，冷凝液由重力作用回流入塔。优点：回流冷凝器无需 支撑结构。缺点：回流控制较难安装，但强制回流需用泵，安装费用、电耗费用大，故不 用强制回流，塔顶上升蒸汽采用冷凝冷却器以冷凝回流入塔内。 . . 2.5 加热方式 采用间接加热，因为对同一种进料组成，热状况及回流比得到相同的馏出液组成及回 收率时，利用直接蒸汽加热时，所需理论塔板数比用间接蒸汽时要多一些，若待分离的混 合液为水溶液，且水是难挥发组分，釜液近于纯水，这时可采用直接加热方式。由于本次 分离的是苯-甲苯混合液，故采用间接加热。 2.6 加热器 选用管壳式换热器。只有在工艺物料的特征性或工艺特殊时才考虑选用其它型式。 .

33、 . 第三章 精馏塔的设计计算 3.1 操作条件与基本数据 3.1.1 操作压力 精馏操作按操作压力可分为常压精馏、加压精馏和减压精馏。一般采用常压精馏，压 力对挥发度的影响不大。在常压下不能进行分离或达不到分离要求时，采用加压精馏；对 于热敏性物质采用减压精馏。当压力较高时，对塔顶冷凝有利，对塔底加热不利；同时压 力升高，相对挥发度降低，管径减小，壁厚增加。本次设计选用常压 101.325kpa 作为操 作压力。 3.1.2 气液平衡关系及平衡数据 . . 表表3 31 1 常压下苯常压下苯- -甲苯的气液平衡与温度关系甲苯的气液平衡与温度关系 温度t110.6106.1102.298.69

34、5.292.189.486.884.482.381.280.2 气相苯021.237.050.061.871.078.985.391.495.797.9100 液相苯08.820.030.039.748.959.270.080.390.395.0100 3.1.3 回流比 此设计取 r=1.2rmin 3.2 精馏塔的工艺计算 3.2.1 流程图 图 3.1 精馏塔流程图 . . 3.2.2 物料衡算 已知：f=3.5 万吨300 天=35000100030024=4861h 苯的摩尔质量 =78.11kgkmol a m 甲苯的摩尔质量 笨的摩尔分率 1=3358 . 0 11.783013

35、.9270 11.7830 甲苯摩尔分率 2=1-0.3358=0.6642 进料液 21 xmx 甲苯苯 mm =78.110.3347+92.130.6653 =87.42kg/kmol f=4861/87.4255.61kg/kmol m f 根据物料衡算方程 (3-1) wdf wxdxfx wdf 又因 f=1=0.3358 , d= w= 96 78.11 0.966 96 78.114 92.13 0468.0 13.929611.784 11.784 解得 d=17.48kmol/h w=38.13kmol/h 由于泡点进料 q=1，由气液平衡数据，用内插法求得进料液温度 ，得

36、 tf=97.81 2.1024.89 2.102 2.202.59 2.2058.33 f t 在此溫度下，苯的和饱蒸汽压 pa0=159.99kpa.甲苯的饱和蒸汽压 pb0=73.33kpa =2.18 b a p p 0 0 又根据=2.34 r=1.2rmin=1.22.34=2.81 min (1)1 11 dd ff xx r xx l=rd=2.8117.48=49.08 kmol h l=l+q f=49.08+55.60=104.69 kmol h v=v=66.60 kmol h . . 表表 3-23-2 物料衡算表物料衡算表 物料 流量（kmol h） 组分 物料 物

37、流（kmol h） 进料 f 55.61 苯 0.3347 甲苯 0.6653 塔顶产品 d 17.48 苯 0.966 甲苯 0.034 塔底残夜 w 38.13 苯 0.0468 甲苯 0.9532 精馏段上升 66.60 蒸汽量 v 提馏段上升 66.60 蒸汽量 v 精馏段下降 49.08 液体量 l 提留段下降 104.69 液体量 l 3.2.3 热量衡算 1.热量衡算的物流示意图（能流图） 气液平衡数据，用内差法可求塔顶温度塔底温度泡点温度 td d t w t =80.83 82.396.6090.3 , 95.090.381.282.3 d t d t =108.2 (3-2

38、), 6 .110 1 . 106 6 . 110 08 . 8 068. 4 w t w t 注：下标 1 为苯，下标 2 为甲苯。 温度下:cp1=104.93 d tkjkmolk cp2=128.43kjkmolk 105.73)1 ()( dd xcpxcpdcpkjkmolk 温度下：cp1=114.35 cp2 =148.26 w tkkmolkjkjkmolk . . 146.67)1 ()( ww xcpxcpwcpkjkmolk 温度下: d t 1 92.0kcal kg92.0 4.18668384.23kj kg 2 385.19kj kg 塔 1d2d x1-x38

39、4.23 0.966385.131-0.966397.33kj kg 顶： （1） d2d mm xm1-x78.11 0.96692.131-0.96678.47kg kmol（）（） 塔顶以 0为基准，0时塔顶上升气体的焓值 v q （2）66.60 105.73 80.8366.60 397.33 78.582648571.93 vd qvcptvkj h 回流液的 cp1=105.63 r qkjkmolk cp2 =133.35 kjkmolk 0.966105.63+133.350.034=106.57)1 ( 21dd xcpxcpcpkjkmolk 49.08106.5780.

40、83=422777.73kjh dr tcplq （3） 镏出液的焓值 d q 因为镏出口于回流组成一样，所以=106.57pckjkmolk =dt=17.48106.5780.83=150573.65 kjh d qpc （4）冷凝器消耗 -=2648571.93-422777.73-150573.65=2075220.55 kjh vc qq r q d q （5）进料口 f q tf温度下：cp1=110.45kjkmolk cp2 =136.82 kjkmolk 由于)1 ( 21ff xcpxcpcp =110.450.3358+136.82(1-0.3358)=127.96kjk

41、molk 所以=f=55.61127.96108.2=769935.58 kjh f qpc w t （6）塔底残液焓 w q =w=38.13146.67108.2=605111.43 kjh w qpc w t . . （7）再沸器（全塔范围列衡算式） 设再沸器损失能量=0.1 +=+ 损 q b q b q f q c q w q 损 q d q 0.9=+- b q c q w q d q f q =2075220.55+605111.43+150573.65-769935.58=2060970.05 kjh =2289966.72kjh b q 表表 3-33-3 热量衡算表热量衡算

42、表 进料冷凝器塔顶 流 出液 塔釜 流 出液 再沸器 平均比热 kkmolkj127.96105.57146.67 热量 （kjh）769935.582075220.552648571.9 3 605111.432289966.72 3.2.4 理论塔板数计算 塔顶温度下：pa0=1.01kgfc.甲苯的饱和蒸汽压 pb0= 0.45kgfc d=2.244 b a p p 0 0 塔底温度下：pa0=2.07kgfc.甲苯的饱和蒸汽压 pb0= 1.02kgfc w=2.071.02=2.029 2.244 2.0292.134 wd a 平均 =9.08 (3-3) 平均 lg 1 1 l

43、g min w w d d x x x x n0.123 1r r-r min 解得 n=19.17（含釜） min n-n 0.5 n1 进料的相对挥发度：f=2.18 塔顶与精料的相对挥发度：198. 218 . 2 217 . 2 fw a . . =5.9 n=13.8 (3-4) lg 1 1 lg min f f d d x x x x n min 0.5 2 nn n 取整数，精馏段理论板数 14 块，加料板位置为从塔顶数第 15 块层理论板，取整理论板数 为 20 块【9】 3.2.5 精馏塔主要尺寸的设计计算 1、精馏塔设计的主要依据和条件 表表 3-43-4 精馏塔设计的主

44、要依据和条件精馏塔设计的主要依据和条件 温度 =80.83 =108.2 tf =97.81 d t w t 甲苯密度（） 0.810 0.782 0.750 1 mlg 苯密度（） 0.815 0.784 0.752 1 mlg （1）塔顶条件下的流量和物性参数 =78.58kgkmol v1=v=78.5866.60=5233.43kghmm l1=l=78.5849.08=3856.71kghm 1l=1.2273mlg 所以 2 2 1 1 aa 3 814.8 l kg m 3 705 . 2 )83.8015.273(314 . 8 56.78325.101 mkg rt pm v

45、 （2）塔底条件下的流量和物性参数 w2w mm xm1-x78.11 0.046892.131-0.046891.47kg kmol（）（） 3 101.325 91.47 2.923 8.314 (273.15 108.20) v pm kg m rt 1l= =1.279 2 2 1 1 aa 所以 3 781.9 l kg m v3=91.4766.60=6091.90kgh=6091.90（36002.923）=0.5789s 3 m l3=ml=91.47104.69=9575.99kg/h . . （3）进料条件下的流量和物性参数 f2f mm xm1-x78.11 0.3358

46、92.131-0.338587.42kg kmol（）（） 3 101.325 87.42 2.872 8.314 (273.1597.81) v pm kg m rt 1l=1.330 所以 v12=v 2=5822.2 kg/h 2 2 1 1 aa 3 8 . 750mkg l 精馏段： l2=l=87.4249.08=4290.57 kg/hm 提留段： l2=l=87.42104.69=9152 kg/hm （4）提馏段的流量和物性参数 =2.789 =798.35 2 21vv v 3 mkg 2 21ll l 3 mkg v=（v1+v2）/2=5527.8 kg/h l=(l1

47、+l2)/2=4073.64kg/h （5）提馏段的的流量和物性参数 =2.898 =766.4 2 32vv v 3 mkg 2 23ll l 3 mkg v=（v3+v2）/2=5957.05kg/h l=(l2+l3)/2=9364kg/h （6）体积流量 塔 顶: vs1=5233.43/(2.7053600)=0.5374s 3 m 塔 底： vs2=6091.9/（2.9233600）=0.5789s 3 m 进 料: vs3=5822.2/(2.8723600)=0.5631s 3 m 精馏段： vs=（vs1+vs2）/2=0.5502 s 3 m 提馏段： vs=（vs2+v

48、s3）/2=0.5710s 3 m 3.2.6 塔径设计计算 表表 3-53-5 精馏塔规格精馏塔规格 填料名称 尺寸/mm 比表面积 堆积 个数 n 空隙频率 填料因素 . . m2/m3 kg/ m3 金属鲍尔环 25250.6 209 0.94 480 51000 160 1. 精馏段 (3-5) 1 1 2 2 4073.642.789 0.0435 5527.8798.35 v l l x v y=0.186 表表 3-63-6 甲苯粘度甲苯粘度 温度/ =80.83 =108.21 d t w t =97.81 w t 黏度/cp 0.314 0.231 0.280 所以 =（0.

49、314+0.280）/2=0.297mpas 表表 3-73-7 水的密度水的密度 温度/ 80 90 100 密度/（kgm-） 971.8 965.3 958.4 80.8397.81 89.32 2 t 内插法：/m 9080965.3971.8 965.7kg 89.3280-971.8 水 水 y0.186 又因为 2 2 . 0 l f l l g 798.35 0.827 965.7 l 水 (3-6) -1 0.2 f 160 0.827 2.8720.297 u2.21m/s 0.186 9.81 798.35 d=0.729m u vs 4 取整：d=800 . . 2.

50、提馏段 1 1 2 2 93642.898 0.095 5957.05766.4 v l l x v y=0.146 =（0.297+0.280）/2=0.2885mpas ，31.103 2 81.9721.108 t 内插法：/m 110 100103.31 100 956.18kg 951.0958.4-958.4 水 水 y0.186 又因为 2 2 . 0 l f l l g 0.802 965.2 785.3 水 l (3-7) -1 f0.2 0.146 9.81 766.4 u1.95m/s 160 0.802 2.8980.2885 取 u=0.6uf=0.62.0=1.17

51、m/s d=0.78m u vs 4 圆整：d=800mm 3、填料层高度设计计算 （1）等板高度设计计算 精馏段：f=u=2.21 netp=3.75v hetp=1/ netp=1/3.75=0.268m z1=0.26514=3.71 提留段：f=u=1.99 netp=3.7v hetp=1/ netp=0.270m z2=0.278=2.15m z= z1+ z2=3.71+2.15=5.84m （2）填料层压降计算 由以前计算知道 l=798.35kg/m v=2.789kg/m l=0.297mpas =0.827 =160m- 1 0.2 f 160 0.827 2.7890.

52、297 u2.25m/s 0.186 9.81 798.35 . . y=0.064 2 . 0 2 )( w l l v g u 查表知：p=56.5h2o/m 1 1 2 2 4073.642.789 0.044 5527.8798.35 v l l x v （3）提留段 由前面计算可知：l=766.4kg/m v=2.898kg/m l =0.2885mpas =0.802 =160m- uf=1.95m/s u=0.6 uf=1.17m/s y=0.053 x=0.097 2 . 0 2 )( w l l v g u p=48.6h2o/m 3.2.7 附属设备及主要附件的选型计算 一

53、、冷凝器 沈阳最高月平均气温 t1=35 冷却剂选用深井水，冷却水出口温度一般不超过 40，否则易结垢。 t2=38 泡点回流温度 td=79.67， 塔顶蒸汽温度 td=80.83 1. 计算冷却水流量 gc=kg/h45.475503 )( 12 ttcp qc 2. 冷凝器的计算与选型 因为冷凝器选择列管式，逆流方式 tm=43.74 )/(ln )()( 21 21 tttt tttt dd dd 因 k=400 qc=1427716.35 kjh chmkj o 2 且 qc=kat a=qc/（ktm）=81.6m 操作弹性为 1.2， a=1.2a=97.92m . . 表表 3

54、 38 8 冷凝器规格冷凝器规格 公称直径 dg 管程数 n 管规定/mm 排数 管程流道面积 计算传热面积 m /m （管长 6000mm） 500mm1 252.5 355 0.1115 二、再沸器 选择 150的饱和水蒸气加热，温度为 150的饱和水蒸气冷凝潜热 506.0kcal/kg。 1. 间接加热蒸汽量 gb=723.86 b q 1868 . 4 0 . 506 26.1533511 2. 再沸器加热面积 tw1=108.21为再沸器液体入口温度 tw2=108.21为回流汽化为上升蒸汽时的温度 t1=150为加热蒸汽温度 t2=150为加热蒸汽冷凝为液体的温度 用潜热加热可节

55、省蒸汽量从而减少热量损失 t1=t1-tw1=150-108.80=41.79 t2=t2-tw2=150-108.80=41.79 tm=41.79 取 k=800kj/(m2h) qb=katm, a=47.95m2 79.41800 26.1533511 三、接管，液体分布器，支撑板，裙座，入孔和封头 1.接管的计算 . . （1）塔顶蒸汽管：从塔顶至冷凝器的蒸汽导管，必须适合尺寸，以免产生过大压力降，特 别在减压过程中，过大压降会影响塔的真空度。 u=1.1m/s s=0.349cm2 u vs 1 . 1 3841. 0 表表 3 39 9 接管规格接管规格 公称直径 dg/mm外径

56、/mm 壁厚/mm内孔直径/cm2 225 245 7 419.10 （2）回流管：冷凝器安装在塔顶时，回流液在管道中的流速一般不能过高，否则冷凝器高 度也要相应提高。 ur=1.5m/s dr=0.0305m (3-8) lr w l 3600 4 8 . 8195 . 114 . 3 3600 46.27574 s=d2r=3.143.052=7.31cm2 4 4 1 表表 3 31010 回流管规格回流管规格 公称直径 dg/mm外径/mm壁厚/mm内孔截面积/cm2 32383.57.55 2.液体分布器 （1）回流口处液体分布装置的选择 选择筛孔盘式分布器 表表 3 31111 液

57、体分布器规格液体分布器规格 塔径/mm分布器直径/mm圆环高度/mm液体负荷范围 6005001750.70 35.0 孔数的计算 . . 当 d=300mm 时，每 30cm2设一个喷淋点 s=3.140.32=707cm2 4 2 d 4 1 孔数 n= =24 个 30 s 孔径的计算 取 h=120mm,c0=0.6 ls=d20nc0 4 gh2 ls=0.9310-3m3/s l v 360082908 2757.46 d0=0.0054m=5.4mm ghcn ls 2 4 0 0.129.8120.6243.14 100.934 -3 圆整 d0=6mm 液体喷淋密度 s=0.

58、32=0.071m2, l= 0.013m/s 4 2 d 4 s ls 0.071 1093 . 0 -3 (3)塔釜出料管： 已知：uw =0.6m/s dw=0.0726m (3-9) lw u w 3600 4 766.10.63.143600 6843.794 s=3.140.0489=41.36cm2 4 2 wd 4 1 表表 3 31212 塔釜出料口规格塔釜出料口规格 公称直径 dg/mm外径/mm壁厚/mm内孔截面积/cm2 65 76 4 36.32 (4)进料口液体分布装置的选择 型号与孔数同前 孔径的计算 ls=0.5410-3m3/s l v 750.83600 3 . 4160 . . do=3.1210-3m=3.12mm ghcn ls 2 4 0 0.129.8120.6243.14 100.544 -3 圆整：d0=4mm 液体喷淋密度 sm s ls l 2 3 1049 . 0 102 . 0 105 . 0 3