年产量6万吨苯的精馏装置工艺装置设计

1、毕 业 论 文 题目： 学 生： 学 号： 院 （系） 专 业： 指导教师： 年 月 日 诚信声明诚信声明 本人声明： 我所呈交的本科毕业设计论文是本人在导师指导下进行的研究工作及取得的研究成果。尽我所 知，除了文中特别加以标注和致谢中所罗列的内容以外，论文中不包含其他人已经发表或撰写过的 研究成果。与我一同工作的同志对本研究所做的任何贡献均已在论文中作了明确的说明并表示了谢 意。本人完全意识到本声明的法律结果由本人承担。 申请学位论文与资料若有不实之处，本人承担一切相关责任。 本人签名： 日期： 年 月 日 毕业设计（论文）任务书 设计（论文）题目：年产 6 万吨苯的精馏装置工艺设计 函授站

2、：陕西函授站 专业： 班 级： 学生姓名： 指导教师（含职称）： 1.设计（论文）的主要任务及目标： 原料：苯甲苯混合物；苯年生产能力 6 万吨；年开工日 330 天，连续操作；进料组 成：苯：72% （质量分数，下同） ；塔顶采出组成：甲苯 2%，塔釜采出组成：甲苯 96%；塔顶操作压力：常压；泡点进料；筛板塔；全塔效率：50%；单板压降、冷却 剂与蒸汽自选合适条件。 撰写设计计算书一份，主体设备装配图一张，PID 工艺流程图一套。 2.设计（论文）的基本要求和内容： 完成塔设备主体部分的物料衡算、热量衡算与主要设备设计计算； 画出塔设备的装配图； 画出带控制点工艺流程图； 3.主要参考文献

3、： 1 碳一化工主要产品生产技术M 2 化工工艺手册M，化学工业出版社 3 黄路 王保. 国化工设计M，化学工业出版社 4 胡建生 江会.保化工制图，化学工业出版社 5 杨祖荣. 化工原理，高等教育出版社 6 冷士良. 化工单元过程及操作，化学工业出版社 7 有机化工工厂装备M，化学工业出版社 8 化工设备设计手册M，化学工业出版社 4.进度安排： 设计各阶段名称起止日期 1下达任务书 9月 15 日9 月 16 日 2查找资料明确设计目的及基本要求 10月 1 日10 月 9 日 3编写说明书初稿 10月 10 日10 月 15 日 4设计计算 10月 16 日11 月 25 日 5绘制流程

4、图和主要设备工艺条件图 11月 26 日12 月 2 日 6编写说明书、制作幻灯片 12月 3 日12 月 17 日 7后期修改、整理资料 12月 18 日12 月 22 日 摘 要 本设计的任务是设计用于分离苯-甲苯的苯精馏精馏塔。精馏是多级分离过程，即 同时进行多次部分汽化和部分冷凝的过程。精馏装置包括精馏塔、原料预热器、蒸馏 釜（再沸器） 、冷凝器、釜液冷却器和产品冷却器等设备。热量自塔釜输入，物料在塔 内经多次部分冷凝进行精馏分离，由冷凝器和冷却器中的冷却介质将余热带走。 根据加热方式来决定塔底是否设置再沸器，塔底设置再沸器时为间接加热，这种 加热方式适用于各种物系，且被广泛使用。由于

5、本设计设置了再沸器，故采用间接加 热。因为苯-甲苯是易于分离的二组分物系，故采用常压精馏。进料热状况选择泡点进 料，这样塔内精馏段和提馏段的上升的蒸汽量相等，而且不受季节气候的影响。 筛板塔是在泡罩塔的基础上发展起来的。它具有处理能力大，操作弹性大，塔板 效率高，压强小，使用周期长等特点。确定回流比有图解法和逐板计算法，本设计采 用逐板计算法，虽然计算过程较为繁琐，但计算精度较高。 理论板确定后，计算实际板数，再设计塔和塔板中所有的参数，初选塔板间距并 计算塔径，这些数据的计算都是以精馏段的数据为依据的。筛板塔的开孔率设计中要 满足一定的要求，即要确定合适的筛孔数，筛孔的孔径是由所选筛板的截面

6、积和孔中 心距确定的，筛孔数通过上升蒸汽量、筛孔气速和孔径确定，这只是计算的理论筛孔 数，实际的要通过作塔板布置图确定，如果布置图中的筛孔数不符合开孔率和筛孔气 速，就要重新布置直至满足要求，筛孔的排列采用等腰三角形叉排。 最后是塔板负荷性能图中液沫夹带上限线、液泛线、漏液线、液相负荷下限线的 计算以及确定塔体结构。 关键词关键词：精馏塔, 筛板 ,泡点进料 目 录 摘 要 .V 1 绪论 .1 1.1.1 精馏的基本概念 .1 1.1.2 塔设备在化工生产中的应用和地位 .2 1.1.3 设计前景 .2 1.1.4 精馏过程中的主要设备 .3 1.1.5 再沸器 .3 1.1.6 冷凝器.3

7、 1.1.7 精馏的工艺流程.3 1.2 苯、甲苯的性质及用途 .4 1.2.1 苯的性质及用途.4 1.2.2 甲苯的性质.4 1.3 设计方案的确定 .5 1.3.1 操作条件的确定.5 1.3.2 流程说明.5 1.3.3 确定设计方的原则.6 1.3.4 生产方法.7 1.3.5 主要设备.8 2 工艺计算 .9 2.1 原始数据 .9 2.2 塔的物料衡算 .9 2.2.1 原料液及塔顶、塔底产品的摩尔分数。 .9 2.2.2 原料液及塔顶、塔底产品的平均摩尔质量.9 2.2.3 物料衡算.10 2.3 塔板数的确定 .10 2.3.1 理论板层数 NT的求取 .10 2.3.2 相

8、平衡线方程的确定.12 2.3.3 求精馏塔的汽液相负荷.12 2.3.4 实际板层数的求取.14 2.4 热量衡算 .14 2.4.1 塔顶、塔底汽化潜热的计算.14 2.4.2 对精馏段（塔顶冷凝器）.15 2.4.3 对提馏段（再沸器）.15 2.4.4 热蒸汽消耗量.15 2.5 塔的工艺条件及有关物性数据的计算 .16 2.5.1 操作压力 P 的计算.16 m 2.5.2 操作温度计算.16 2.5.3 平均摩尔质量计算.16 2.5.4 平均密度计算.17 2.5.6 液体平均黏度计算.19 2.6 塔体工艺尺寸计算 .20 2.6.1 精馏段的气、液相体积流率为.20 2.6.

9、2 精馏塔有效高度的计算.22 2.6.3 塔高的计算.22 2.7 塔板主要工艺尺寸的计算 .22 2.7.1 溢流装置的计算.22 2.7.2 塔板布置.24 2.8 筛板的流体力学验算 .26 2.8.1 塔板压降.26 2.8.2 液面落差.27 2.8.3 液沫夹带.27 2.8.4 漏液.28 2.8.5 液泛.28 2.9 塔板负荷性能图 .29 2.9.1 漏液线.29 2.9.2 液沫夹带线.30 2.9.3 液相负荷下限线.31 2.9.4 液相负荷上限线.32 2.9.5 液泛线.32 2.10 所设计筛板的主要结果总汇表 .35 3 辅助设备 .37 3.1 管道规格

10、.37 3.1.1 原料管.37 3.1.2 塔出料管.37 3.1.3 塔釜蒸汽管.37 3.1.3 塔顶回流管.37 3.1.4 塔釜出料管.37 3.2 储槽（原料罐） .38 3.3 选泵（进料泵） .38 3.4 冷凝器的选择 .39 4 结论 .41 参 考 文 献 .43 致 谢 .44 附录 .47 北京化工大学毕业设计0 1 绪论 1.1.1 精馏的基本概念 （1）简单蒸馏与精馏原理 蒸馏操作就是利用液体混合物中各组分的挥发性（沸点）的差别，将互溶的液体 混合物分离提纯的单元操作。将液相混合物加热部分汽化时所生成的气象组成与液相 组成必将有差异，利用这一差异，就将液体混合物分

11、离。例如加热苯和甲苯的混合液， 使之部分分汽化，由于苯的沸点较低，其挥发性较甲苯强，故苯较甲苯易于从液相中 汽化出来，将部分汽化所得蒸汽全部冷凝，可得到苯含量高于原料的产品，从而使苯 与甲苯的到初步分离。它是目前使用最广的液体混合物分离方法。习惯上，混合物中 的易挥发的组分为轻组分，难挥发组分为重组分。 一种利用回流使液体混合物得到高纯度分离的蒸馏方法，是工业上应用最广的液 体混合物分离操作，广泛用于石油，化工，轻工，食品，冶金等部门。精馏操作按不 同方法进行分类。根据操作方式，可分为连续精馏和间歇精馏；根据混合物的组分， 可分为二元精馏和多元精馏；根据是否在混合物中加入影响企业平衡的添加剂可

12、分为 普通精馏和特殊精馏（包括萃取精馏和加盐精馏） 。若精馏过程伴有化学反应，则称 为反应精馏。 （2）精馏塔的操作过程 由再沸器产生的蒸汽自踏地向塔顶上升，回流液自塔顶向塔底，原料液自加料板 流入。在每层塔板上汽液相互相接触，汽相多次部分冷凝，液相多次汽化。这样易挥 发的组分逐渐聚集到汽相，难挥发的组分聚集到液相。最后，降塔顶蒸汽冷凝，得到 符合要求的馏岀液；降塔顶液体引出，得到相当纯净的残液。 精馏的原理是利用混合物中各组分挥发度的不同，即在同一温度下各组分蒸汽压 的不同这一性质，是液相中的轻组分转移道汽相中，而汽相中的重组分转移到液相中， 从而实现分离的目的。因此精馏操作弹性的好坏直接关

13、系到石油化工企业的经济效益。 （3）精馏和简单蒸馏的区别 精馏有液体回流，简单蒸馏而没有；精馏采用塔设备，简单蒸馏采用回流釜；精 馏发生多次部分汽化和多次部分冷凝，简单蒸馏一般只有一次；精馏液和残夜纯度很 高，简单蒸馏而很低。 北京化工大学毕业设计1 1.1.2 塔设备在化工生产中的应用和地位 塔设备是化工、石油化工、炼油化工生产中应用最广泛的传质传热设备。根据 塔内汽液构件的形式，可分为筛板塔和填料塔两大类。塔设备的设计和研究，已经 受到化工行业的极大重视。在化工生产中，塔设备的性能对于整个装置的产品产量、 质量 、生产能力和消费定额，以及三废处理和环境保护等各个方面都有非常重大的 影响。

14、筛板塔是化工工业中常用的传质设备之一。它具有结构简单、造价低；板上液 面落差小，气体压降低，生产能力较大；气体分散均匀，传质效率高的优点。筛板 塔内设置一定数量的塔板，气体以鼓泡或喷射形式传过板上液层，进行传质与传热。 在正常操作状况下，气相为分散相，液相为连续相，气相组成呈阶梯变化，属逐级 接触逆流操作过程。 1.1.3 设计前景 为加强工业技术的竞争力，长期以来，各国都在加大塔的研究力度。如今我国 常用的板式塔中的主要为泡罩塔、浮阀塔和蛇型塔等。填料种类除拉西环、鲍尔环外， 阶梯环以及波纹填料、金属丝网填料等规模填料也常采用。近年来我国加强了对筛板 塔的研究，提出了斜空塔和浮动喷射等新塔形

15、，同时还进口了一些新型塔设备，这些 设备的引进也带动了我国自己的塔设备的科研，设计工作，加速了我国塔技术的开发。 国外关于塔的研究如今已放慢了脚步，因为其已经研究出塔盘的效率不是取决于 塔盘的结构，而主要取决于物系的性质，如：挥发度、黏度、混合物的组分等。国外 已经转向研究“ 在提高处理能力和简化结构的前提下，保持适当的操作弹性和压力降， 并尽量提高塔盘的效率。”在新型填料方面则在努力研究发展有利于汽液分布均匀、 高效和制造方便的填料。 1.1.4 精馏过程中的主要设备 塔设备是化工、石油化工、炼油化工和炼油等生产中重要的设备之一，它可以使 汽-汽或液-液相紧密接触，达到相际传热及船只的目的。

16、塔设备中常见的塔设备为板 式塔和填料塔两大类。作为主要传质过程的塔设备，首先必须使汽（气）液两相能充 分接触，已获得高的传质效率。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 北京化工大学毕业设计2 料耗用少，制造和安装容易；5.耐磨蚀和不易阻塞，操作方便，调节和检修容易。 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。 1.1.5 再沸器 优点：结构简单、坚固。取材范围广，处理能力大，适应性强，操作弹性较大， 尤其在高温、高压和大型装置中使用更为普遍。 作用：将塔内最下面的一块塔板

17、流下的液体进行加热，使其中一部分液体发生汽 化变成蒸汽而重新回流入塔以提供塔内上升的气流，从而保证塔内板上气液两相的稳 定传质。 1.1.6 冷凝器 作用：将塔顶上升的蒸汽进行冷凝使其成为液体，之后将一部分冷凝液从塔顶回 流进塔内以提供塔内下降的液流，使其与上升气流进行逆流传质接触。 1.1.7 精馏的工艺流程 精馏塔已进料为界，上部为精馏段，下部位提馏段。一定温度进料和压力的料也 进入精馏塔后，轻组分在精馏段逐渐离开塔顶后全部冷凝进入回流罐，一部分作为塔 顶产品，一部分被送入回流罐，回流液的目的是补充塔板上的轻组分，使塔板上的液 体组成保持稳定，保证精馏操作连续稳定进行。而重组分在提馏段则经

18、在废弃加热后 送回塔中，为精馏操作提供一定量连续上升的蒸汽气流。 蒸汽再由塔底进入，与下降也进行逆流接触，两相接触中，下降液中的易挥发组 分，不断地向蒸汽中转移蒸汽中难挥发的组分不断的向下降液中转移，蒸汽欲接近塔 顶，其易挥发组分浓度愈高，而下降液中愈接近塔底，其难挥发组分则愈富集，达到 组分分离的目的，由塔顶上升的蒸汽进入冷凝器，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一部分进 入再沸器，热蒸发后蒸汽返回塔中，另一部分液体作为塔釜残液取出。 1.2 苯、甲苯的性质及用途 1.2.1 苯的性质及用途 （1） 物理性质 北京化工大学毕业设

19、计3 苯是最简单的芳香烃，分子式为 C6H6，无色、易燃、有芳香气味的透明液体，沸点 为 80.1 度，熔点为 5.5 度，易挥发。苯的密度为 0.88g/ml，比水密度小,但其分子质 量比水重。苯难溶于水，1 升水中最多溶解 1.7 g 苯。苯是一种良好有机溶剂，溶解有 机分子和一些非极性分子的能力很强。 （2） 化学性质 苯能发生三种化学反应：（1）是其基团和苯环上的氢原子之间发生取代反应； （2）是发生在苯环上的加成反应；（3）是普遍的燃绕反应。 （3） 用途 我国纯苯的 27.25%用于合成苯乙烯，聚酰胺树脂约占 12.65%，苯酚约占 11.37%， 氯化苯约占 10.98%，硝基苯

20、约占 9.8%，烷基苯约占 7.84%，农用化学药品约占 5.56%，顺酐约占 4.71%，其他医，轻工业及橡胶制品业等约占 9.84%。苯主要用于生 产苯乙烯，环己烷的生产仅次于它，苯酚的年产量以年均 6%的速度增长。其可以作为 汽油的一种成分，含量小于 2%。 1.2.2 甲苯的性质 （1） 物理性质 甲苯是有机化合物，属芳香烃，结构简式 C6H5CH3在常温下呈液体状、无色、易燃。 它的沸点为 110.8 度，密度为 0.668/ml。甲苯不溶于水（0.52g/l),但可以和二氧化碳， 酒精，乙醚以任意比混溶，在氯仿，丙酮和大多数其它常用有机溶剂中也有很好的溶 解性。甲苯温度计正是利用了

21、它的凝固点比水很低，可以在高寒地区使用，而它的沸 点比水高，可以测 118.8 度以下的温度。从测量范围来比较，它由于水银温度计，而 且其比较便宜。 （2）化学性质 甲苯容易发生氧化，生成苯-一氯甲烷或三氯甲烷；易硝化，生成对硝基甲苯或 邻硝基甲苯； 还易磺化，生成对甲苯磺酸或邻甲苯磺酸。 1.3 设计方案的确定 1.3.1 操作条件的确定 （1）操作压力 蒸馏操作通常可在常压下，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和可行进行考虑。例如，采用减压操 北京化工大学毕业设计4 作有利于分离相对挥发度较大的组分及热敏性物料，但压力降低将导致塔径增

22、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。当物性物业特殊要求时，一般是在稍高于大气压下操作。但在塔径相同的的 情况下，适当地提高操作压力可以提高它的处理能力。有时应用加压蒸馏的原因，则 在于提高平衡温度，便于利用蒸汽冷凝时热量，或可用较低品位的冷却剂时蒸汽冷凝， 从而减少蒸馏能量的消耗。 （2）进料状态 进料状态与塔板数.塔径.回流量及塔的热负荷度有密切的联系。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，不受季节气温的影响。此外，在泡点进料时，精流段与 提馏段的塔径相同，

23、为设计和制造提供方便。 （3）加热方式 蒸馏釜的加热方式通常采用间接加热，设置再沸器。有时也可以采用直接蒸汽加 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，塔底残液中易挥发的组分的浓度应较低，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，一边与客服蒸 汽喷出小孔的阻力及釜中液柱的静压力。对与苯-甲苯溶液，一般采用 1.1 2.0KPa(表压)。 1.3.2 流程说明 苯和甲苯的原料混合物进入原料罐，在里面停留一定的时间后，通过泵进入原料 预热器，在原料预热器中加热到泡点温度，然后，原料从进料口进入到精馏塔中

24、。因 为被加热到泡点，混合物中既有气相混合物，又有液相混合物，这时候原料混合物就 分开了，气相混合物在精馏塔中上升，而液相混合物在精馏塔中下降。气相混合物上 升到塔顶上方的冷凝器中，这些气相混合物被降温到泡点，其中的液态部分进入到塔 顶产品冷却器中，停留一定的时间然后进入苯的储罐，而其中的气态部分重新回到精 馏塔中，这个过程叫做回流。也想混合物就从塔底一部分进入到他的产品冷却器，一 部分进入再沸器，在再沸器中被加热到泡点温度重新回到精馏塔。塔里的混合物不断 重复前面所说的过程，而进料口不断有新鲜的原料的加入。最终，完成苯与甲苯的分 离。 北京化工大学毕业设计5 1.3.3 确定设计方的原则 确

25、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 生产达到技术上的最先进，经济上最合理的要求，符合优质、高产、安全、低消耗的 原则。 （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的范 围进行调节，必要时传热量也可以进行调整。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做指标时，也应考虑到生产上的可能 波动。再其次，要考虑必须装置的仪表（如

26、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，从而帮助找不正常的原因，以 便采取相应的措施。 (2) 加料方式 加料方式分为两种：泵加料和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；泵加料属于强制加料方式，泵加料易受温度影 响，流速忽大忽小，流量也不稳定，影响传质效率。靠重力的流动方式可省去一笔费 用。本设计进料可选用泵加料，泵和自动装置配合控制。 （3）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。在实际生产中， 加入精馏塔中的原料可能有以下五种状态。 1）冷液体进料(q1)原料液温度低于泡点

27、的冷液体。 2）饱和液体进料（q=1）原料液温度为泡点的饱和液体，又称泡点进料。 3）热蒸汽进料（q0）原料温度高于露点的过热蒸汽汽-液混合物进料（q 为）0 1 原料温度介于泡点与露点之间的汽-液混合物。 4）泡点蒸汽进料（q=0）原料温度为露点的饱和蒸汽，又称露点进料。 一般都将料液预热到泡点或接近泡点才送如塔中，这主要是由于此时他的操作比 较容易控制，不致受季节气温的影响。此外，泡点进料是他的制造比较方便，而其他 进料方式对设备的要求高，设计起来难度较大，所以采用泡点进料。 5）冷凝方式 选用全凝器，塔顶出来的气体温度不高。冷凝后回流 北京化工大学毕业设计6 液和产品温度不高无需再冷凝，

28、且本次分离是为了分离苯和甲苯，制造设备较为 简单，为节省资金，选全冷凝回流方式。 本设计采用强制回流，这便于控制回流比。此时回流多少为冷回流。但我们常常 忽略其热损失，将其近视为泡点回流。 （5）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，由于争气的不断通入，对塔底溶液起稀释作用，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越低，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，以便于克服蒸汽喷出小孔的阻力及 釜中液柱静压力。本设计采用列管式换热器作为再沸器进行间接加热，加热介质多采 用水蒸气，因其安全

29、并易与调节。 （6）热能的利用 精馏过程是组分多次汽化和多次冷凝的过程，耗能较多，如何节约和合理利用精 馏本身的热能是十分重要的。 选取适宜的回流比，使用过程处于最佳条件下进行，可使能耗降至最低。与此同 时，合理利用精馏过程本身的热能也是节约的重要措施。 （7）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，一方面影响到所需传热面积的大小，即对操作费和设备都有 影响，同样，回流比的大小对操作费和设备也有很大影响。 1.3.4 生产方法 对于二元混合物苯与甲

30、苯的分离，应采用连续精馏的流程。由于冷液料加大提馏 段的回流液流量，从而增大了其负荷，所以生产中采用泡点进料，将原料液通过预热 器加热至泡点送入精馏塔内，塔顶上升的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。该物系属于分离体系，最小 回流比较小，故操作回流比去最小回流比的 1.5 倍。塔釜采用间接蒸汽加热，塔底产 品经产品冷却后送至储罐。 北京化工大学毕业设计7 1.3.5 主要设备 设备是化工石油 石油化工等生产工程中广泛采用的汽液传质设备。根据塔内接触 构建的结构形式，可分为板式塔和填料塔两种。精馏塔时进行精流的一种它是汽液接 触装置，又称板式

31、塔和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。 苯与甲苯混合液（原料储罐）原料预热器精馏塔（塔顶：全凝器分配器 部分回流，部分进入冷却器产品储罐） （塔釜：再沸器冷却器产品进入储罐。 设备的优点： 1)结构比复发他更简单，易于加工，为浮阀塔的的 80%左右。 2)处理能力大，比同塔径的泡罩塔可增加 10-15%。 3)塔板效率高 15%。 4)压降较低，每板压力比泡罩塔约低 30%左右。 北京化工大学毕业设计8 2 工艺计算 2.1 原始数据 表表 2-12-1 原始数据原始数据 物料名称 进料组分（质量分数） 塔顶组分（质量分数）塔釜组分（质量分数） 苯72%98%4

32、% 甲苯28%2%96% 2.2 塔的物料衡算 2.2.1 原料液及塔顶、塔底产品的摩尔分数。 表表 2-2 各组分的相对分子质量各组分的相对分子质量 物料名称分子式摩尔质量kg / kmol（） 苯 66 C H78.11 甲苯 78 C H92.13 （2- / x= /+/ M MM 苯苯 苯苯甲苯甲苯 1） 物料液 Error!Error! NoNo 72/78.11 0.7520 72/78.1128/92.13 F x bookmarkbookmark namename given.given. 塔顶 98/78.11 0.9830 98/78.112/92.13 D x 塔釡 4

33、/78.11 0.0468 4/78.11 96/92.13 W x 北京化工大学毕业设计9 2.2.2 原料液及塔顶、塔底产品的平均摩尔质量 （2- 667 8 (1) C HC H MxMx M 2） 0.7520 78.111 0.752092.1382.04kg / kmol F M 0.9830 78.111 0.983092,1378.39kg / kmol D M 0.0468 78.111 0.046892.1391.57kg / kmol W M 7 6 10 92.34kmol/ h 330 24 82.04 D 2.2.3 物料衡算 由物料衡算方程式得 （2-FDW 3）

34、 （2- FDW F xD xW x 4） 即 F92.34W 0.7520 F92.34 0.98300.0468 W 由式解得 F122.5874kmol/ h W30.2747kmol/ h 2.3 塔板数的确定 2.3.1 理论板层数 NT的求取 (1) 温度 由内差法计算出进料、塔顶、塔底的温度 表表 2-32-3 苯与甲苯的苯与甲苯的 AntoineAntoine 参数参数 ABC 苯15.90082788.51-52.36 甲苯16.01733096.51-53.67 用安托尼方程 （2- ln B pA CT 5） 北京化工大学毕业设计10 苯 即 2788.51 ln7601

35、5.9008 52.36T 苯 T353.25KT80.1 甲苯 即 3096.51 ln76016.0173 53.67T 甲苯 T383.65KT110.5 将取七段，则T80.1110.5 11 2121 TTxx TTxx 表表 2-4 不同温度下苯与甲苯的物性参数计算结果不同温度下苯与甲苯的物性参数计算结果 T80.1859095100105110.6 0 /PKPa 苯 101.33116.9135.5155.7179.2204.2240.0 0 /PKPa 甲苯 40.046.054.063.374.386.0101.33 2.53332.54132.50932.45972.41

36、182.37442.3685 x1.0000.7800.5810.4110.2580.13000 y 1.0000.9000.7770.6320.4560.2620 塔顶温度确定 又因为 0.9830 D X0.780,1.000 D X 列内差法 得 1.0000.7800.98300.780 80.1 8585 D T 80.4786 D T 塔釡温度 又因为 0.0468 W x0,0.1300 W X 列内差法 得 0.130000.04680 105 110.6110.6 W T 108.5840 W T 又因为 0.7520 F X0.581,0.780 F X 列内差法 得 0.

37、7800.5810.75200.581 859090 F T 85.7035 F T 结果如下 85.7035 F T 80.4786 D T 108.5840 W T 用安托尼方程 计算，ln A x B p CT 得 (A) 0(273.15) B CK pe 故 进料 2788.51 (273.15 85.7035) 52.36 (15.9008-) 0 Pe900.2748mmHg F 苯 北京化工大学毕业设计11 3096.51 (273.15 85.7035) 53.67 16.0173) 0 Pe359.4230mmHg F （ 甲苯 同理得 塔顶 0 P768.9300mmHg

38、 D 苯 0 P297.1390mmHg D 甲苯 塔釡 0 P1693.7495mmHg W 苯 0 P719.5313mmHg W 甲苯 (2) 计算进料、塔顶、塔底的相对挥发度 （2- F 900.2748 2.5048 359.4230 F P P 苯 F甲苯 6） D 768.9300 2.5878 297.1390 P P D 苯 D 甲苯 W 1693.7495 2.3540 719.5313 W W P P 苯 甲苯 所以全塔相对挥发度 （2- 2.5878 2.35402.4681 mDW 7） 2.3.2 相平衡线方程的确定 因为是泡点进料 即 F X0.7520 q x

39、由相平衡方程式得 2.4681 0.7520 0.8821 1 (1)1 (2.4681 1) 0.7520 mq q mq x y x 由式 （2- min 0.98300.8821 0.7756 0.8821 0.7520 Dq qq Xy R yx 8） 取回流比 min 1.1,2.0 R R （2- min R1.5R1.5 0.77561.1634 9） 2.3.3 求精馏塔的汽液相负荷 （2- 1.1634 92.34107.4284kmol/ hLR D 10） 北京化工大学毕业设计12 （2- VR1 D1.1634 192.34199.7684koml/ h 11） Lq

40、F107.4284 1 122.5874230.0158koml/ hV （2-12） （2-V199.7684kmol/ hV 13） 故 精馏段方程为 （2- 1 1.16340.9830 0.53780.4544 111.1634 11.1634 1 D nnnn XR yxxx RR 14） 提馏段 （2- 1 230.015830.2474 0.0468 230.015830.2474230.015830.2474 W mmm W XL yxx LWLW 15） 即 1 1.15140.007 mm yx 精馏塔属连续精馏，可采用逐板计算法求取理论塔板层数。 逐板法求理论板层数 精馏

41、段 相平衡方程式 （2- 2.4681 y 1 (1)1 (2.4681 1) m m xx xx 17） 即 x 2.4681 1.4681 y y 与精馏段操作线方程计算 1 0.53780.4544 nn yx 计算过程略，结果如下： 1 0.9830 D yx 1 0.9591x 2 y0.9693 2 0.9278x 3 0.9533y 3 0.8922x 北京化工大学毕业设计13 4 0.9342y 4 0.8519x 5 0.9126y 5 0.8088x 6 0.8894y 6 0.7649x 7 0.8678y 7 0.7268x 因为,所以第 7 层理论板为进料板,则此精馏

42、段理论板 7 0.72680.7520 F xx 层数为 6 层 提馏段 0.0468 W x 7 0.7268x 用相平衡方程 2.4681 1.4681 y x y 与提馏段方程计算过程略，结果如下： 1 1.15140.007 mm yx 8 0.8298y 8 0.6639x 9 0.7574y 9 0.6060 x 10 0.6907y 10 0.5527x 11 0.6294y 11 0.4076x 12 0.4623y 12 0.2584x 13 0.2905y 13 0.1423x 14 0.1568y 14 0.0701x 15 0.0737y 15 0.0312x 因为,所

43、以提馏段理论板层数为 8 层 15 0.03120.0468 w yx 故总理论板层数（不包括再沸器）N6814 2.3.4 实际板层数的求取 取0.5 T E 故实际板层 （2- / PTT NNE 18） 北京化工大学毕业设计14 （2- 6/0.5=12N 精 19） 8/0.516N 提 2.4 热量衡算 2.4.1 塔顶、塔底汽化潜热的计算 表表 2-52-5 苯苯- -甲苯汽化潜热表甲苯汽化潜热表 温度20406080100120 苯 KJ/kg431.1420.0407.7394.1379.3363.2 甲苯 KJ/kg412.7402.1391.0379.4367.1354.2

44、 （内差法） 121 121 TTTT rrrr 苯甲苯的塔顶、塔底温度分别为 80.8595 D T 109.5877 w T 由内差法得 80.4786 D T 30755.4844/KJ kmol D 苯 34927.0081/KJ kmol D 甲苯 108.5840 W T 29087.3751/KJ kmol W 苯 191716.4255/KJ kmol W 甲苯 则 （2- (1) DDD xx D 苯D 甲苯 20） =30755.4844 0.983034927.0081 (1 0.9830) =30826.4003KJ/kmol （2- (1) WWW XX W 苯W 甲

45、苯 21） =29087.3751 0.0468 191716.4255 (1 0.0468) =1828802.257KJ/kmol （热量损失忽略） 2.4.2 对精馏段（塔顶冷凝器） （2- )( 12 ttCpWVQ C 水 22） 北京化工大学毕业设计15 冷却水的消耗量为 （2- c21 199.7648 30826.4003 =147535.7131/mol ()4.174 (4030) V WKJK C Ptt 顶 水 23） 2.4.3 对提馏段（再沸器） kmolKJ kgkmol kgKJ / 2 . 40651 /18/1 / 4 . 2258 加 （2- 加加 VQV

46、Q L 24） （2- V V = rr rV r V rr 加 加加 25） 热损失量为0.05 （2- 199.7684 1828802.257 9460.1186 (1 0.05)(1 0.05) 40651.2 V V 底 加 加 26） 2.4.4 热蒸汽消耗量 9460.1182 40651.2384565157/QVKJ kmol 加加 2.5 塔的工艺条件及有关物性数据的计算 2.5.1 操作压力 P 的计算 m 操作压力：常压 101.33kpa 单板压降： 0.41.1kpakpaP 0.7kpaP 进料板压力： （2- 0 (+1)101.330.7 (12 1)110.

47、43 FT PPNPkpa 精 27） 塔釜压力： （2- 0 101.330.7 28120.93 WP PPP Nkpa 北京化工大学毕业设计16 28） 故精馏段平均操作压力为： 0 101.33 110.43 105.88kpa 22 F m pP P 提留段平均操作压力为： 0 101.33 120.93 111.13kpa 22 W m pP P 2.5.2 操作温度计算 前面已用泡点温度通过内插法计算出泡点温度， 进料板温度 85.7036 F T 塔顶温度 80.4786 D T 塔底温度 108.5840 W T 故 精馏段平均温度： 80.478685.7035 83.90

48、11 22 DF m TT T 提馏段平均温度： 108.584085.7043 97.1438 22 WF m TT T 2.5.3 平均摩尔质量计算 （1）塔顶摩尔质量计算 由逐板计算理论塔板数得 1 y0.9830 D x 1 0.9591x 则 0.9830 78.111 0.983092.1378.3483kg / kmol VDM M 0.9591 78.111 0.959192.1378.6834kg / kmol LDM M （2）进料板平均摩尔质量的计算 由 0.8678 F y 0.7268 F x 则 0.8678 78.111 0.867892.1379.9634kg

49、/ kmol VFM M 0.7268 78.111 0.726892.1381.9403kg / kmol LFM M （3）塔底平均摩尔质量计算 由 15 0.0737 W Xy 15 0.0312x 0.0737 78.111 0.073792.1391.0967kg / kmol VWM M 0.0312 78.111 0.031292.1391.6926kg / kmol VWM M 提馏段进料板平均摩尔质量与精馏段进料板平均摩尔质量相同 北京化工大学毕业设计17 故 精馏段平均摩尔质量 ()/ 278.348379.9634 / 279.1559 kg / kmol VMVDMVF

50、M MMM ()/ 278.683481,9403 / 280.3119 kg / kmol LMLDMLFM MMM 提馏段平均摩尔质量 ()/ 291.096779.9634 / 285.5301kg / kmol VMVWMVFM MMM ()/ 291.692681.9403 / 286.8165kg / kmol LMLWMLFM MMM 2.5.4 平均密度计算 (1) 气相平均密度计算 由理想气体状态方程计算 （2- mVM vm m PM R T 29） 故 精馏段 3 105.88 79.1559 2.8297/ 8.314 (273.1583.0911) mVM vm m

51、P M Kg m RT 提馏段 3 111.13 85.5301 3.0874/ 8.314 (273.1597.1438) mVM vm m P M Kg m RT (2) 液相平均密度计算 液相平均密度用式 计算 （2-1/ Lmii a 30） 表表 2-62-6 苯苯- -甲苯的液相密度表甲苯的液相密度表 温度20406080100120 苯 KJ/kg877.4857.3836.6815.0792.5767.9 甲苯 KJ/kg867.0848.2829.3810.0790.3770.0 同理內差法得 塔顶液相平均密度的计算，查苯-甲苯液相密度表得80.4786 D T 3 814.

52、4616/Kg m D 苯 3 809.5286/Kg m D 甲苯 3 1 814.3772/ 0.9830/814.4616(1 0.9830)/809.5286 LDM Kg m 精馏段进料板液相密度 北京化工大学毕业设计18 当时，查苯、甲苯液相密度表得85.7036 F T 3 808.5835/Kg m F苯 3 804.3820/Kg m F甲苯 0.7268 78.11 0.6928 0.7268 78.11 (1 0.7268) 92.13 A 3 1 807.2881/ 0.6928/808.5835(1 0.6928)/804.3820 LFM Kg m 塔底液相平均密度

53、的计算， 查液相平均密度表得：，108.5840 W T 3 781.9417 Kg / m W 苯 3 781.9417Kg / m W 甲苯 3 1 781.7160/ 0.0468/781.9417(1 0.0468)/781.7160 LWM Kg m 提馏段进料板平均液相密度与精馏段进料板平均液相密度相同 故精馏段液相平均密度为 3 814.3772807.2881 / 2810.8327Kg / 2 LDMLFM LM m 提馏段液相平均密度为 3 781.7266807.2881 / 2794.5074 Kg / 2 LWMLFM LM m 2.5.5 液体平均表面张力的计算 液

54、相平均表面张力用式计算， （2- ii x 甲 30） 表表 2-72-7 苯苯- -甲苯液相表面张力表甲苯液相表面张力表 温度20406080100120 苯/mN m28.826.2523.7421.2718.8516.49 甲苯/mN m28.526.2223.9421.6919.4917.34 塔顶液相平均表面张力的计算。 当，查液相平均表面张力图得80.4786 D T 21.2121/mN m D 苯 21.6374/mN m D 甲苯 则 0.9830 21.21211 0.983021.637421.2193/ LDM mN m 精馏段进料板液相平均表面张力的计算 当时，查液相

55、平均表面张力图得85.7036 F T 20.5800/mN m F苯 21.0626/mN m F甲苯 0.7268 20.58001 0.726821.062620.7118/ LFM mN m 北京化工大学毕业设计19 塔底液相平均表面张力的计算。 当，查液相平均表面张力图得108.5840 W T =17.8371/mN mW 苯18.5672/mN m W 甲苯 0.0468 17.83711 0.046818.567218.5331 LWM mmN / 故 精馏段液相表面张力为 ()/ 221.219320.7118 / 221.9656 LMLDMLFM mmN / 提馏段液相表

56、面张力为 ()/ 218.533120.7118 / 219.6225 LMLWMLFM mmN / 2.5.6 液体平均黏度计算 液相平均粘度用式计算 （2-lglg Lmii x 31） 表表 2-82-8 苯苯- -甲苯液相黏度表甲苯液相黏度表 温度20406080100120 苯mP s 0.6830.4850.3810.3080.2550.215 甲苯mP s 0.5800.4590.3730.3110.2640.228 塔顶液相平均黏度的计算，当查液相平均粘度图得，80.4786 D T 0.3067 D 苯 smPa0.3099 D 甲苯 smPa lg0.9830 lg 0.3

57、067(1 0.9830) lg 0.3099 LDm 解出0.3068 LDm mPa s 精馏段进料板液相平均黏度的计算 当=85.7063 ，查液相平均粘度图得 F T ， 0.2870mPa s F苯 =0.2923m a.s F甲苯 0.7520 lg(0.2870)1 0.7520lg 0.2923 LFM lg 解出 0.2883 LFm mPa s 塔底液相黏度的计算 当 查液相平均黏度图108.5840 W T ，0.2378mPa s W 苯 0.2485mPa s W 甲苯 lg0.0468 lg 0.2378(1 0.0468) lg 0.2485 LWM 解出0.24

58、98 LFm mPa s 提馏段进料板液相平均黏度与精馏段液相平均黏度相同 北京化工大学毕业设计20 故精馏段液相平均黏度为 20.30680.288320.2976 LMLDMLFM mPa s 提馏段液相平均黏度为 20.28830.249820.2691 LMLFMLWM mPa s 2.6 塔体工艺尺寸计算 2.6.1 精馏段的气、液相体积流率为 精馏段的气、液相体积流率为 （2- 199.7684 79.1559 1.5523 36003600 2.8297 VM S VM V M V sm / 3 32） （2- 107.4284 80.3119 0.003 36003600 81

59、0.8327 LM S LM L M L sm / 3 33） 提馏段的气、液相体积流率为 199.7684 85.6707 1.5398 36003600 3.0874 VM S vm VM V sm / 3 230.0158 86.8165 0.007 36003600 794.5074 LM S LM L M L sm / 3 精馏段 由 （2- max LV V uC 34） 式中 C 由式 （2- 2 . 0 20 20 CC 35） 计算，其中由史密斯关联图查取，图的横坐标为， 20 C 1 1/2 2 3600 0.003810.8327 0.0327 3600 1.55232.

60、8297 hV hL L V 取板间距板上液层高度0.5 T Hm0.07 L hm 则0.50.070.43m TL Hh 查图的， 20 0.095C 0.2 20.9656 C0.0950.0959 20 北京化工大学毕业设计21 max 810.83272.8297 0.09591.6205/ 2.8297 LV V uCm s 取安全系数为，则空塔气速为0.7 （2- max 0.70.7 1.62051.1344uusm/ 36） （2- 44 1.5523 1.3200 3.14 1.1134 S V Dm u 37） 按标准塔径圆整后为D1.60m 塔截面积为 （2- 222