苯-甲苯连续精馏塔设计

苯-甲苯连续精馏塔设计 设计任务书 (一) 设计题目 试设计一座苯－甲苯连续精馏塔，要求年产纯度为 95% 的苯 2.952 万吨/年，塔顶馏出液中含苯不得低于 95% ，塔釜馏出液中含苯不得高于 2% ，原料液中含苯 39% 。（以上均为质量分数）

(二) 操作条件 1) 塔顶压力 常压 2) 进料热状态 自选 3) 回流比 自选 4) 塔底加热蒸气压力 0.5Mpa（表压）

5) 单板压降 ≤0.7kPa 6) 塔顶操作压力4kPa (三) 塔板类型 自选 (四) 工作日 每年工作日为300天，每天24小时连续运行(7200小时)。

(五) 设计说明书的内容 1. 设计内容 (1) 流程和工艺条件的确定和说明 (2) 操作条件和基础数据 (3) 精馏塔的物料衡算；

(4) 塔板数的确定；

(5) 精馏塔的工艺条件及有关物性数据的计算；

(6) 精馏塔的塔体工艺尺寸计算；

(7) 塔板主要工艺尺寸的计算；

(8) 塔板的流体力学验算；

(9) 塔板负荷性能图；

(10) 主要工艺接管尺寸的计算和选取（进料管、回流管、釜液出口管、塔顶蒸汽管、人孔等）

(11) 塔板主要结构参数表 (12) 对设计过程的评述和有关问题的讨论。

2. 设计图纸要求：

1) 绘制生产工艺流程图（A3号图纸）；

2) 绘制精馏塔设计条件图（A3号图纸）。

目 录 1. 流程和工艺条件的确定和说明 1 2. 操作条件和基础数据 1 2.1. 操作条件 1 2.2. 基础数据 1 3. 精馏塔的物料衡算 1 3.1. 原料液及塔顶、塔顶产品的摩尔分率 1 3.2. 原料液及塔顶、塔底产品的平均摩尔质量 2 3.3. 物料衡算 2 4. 塔板数的确定 2 4.1. 理论塔板层数NT的求取 2 4.1.1. 绘t-x-y图和x-y图 2 4.1.2.最小回流比及操作回流比的确定 4 4.1.3.精馏塔气、液相负荷的确定 4 4.1.4. 求操作线方程 4 4.1.5. 图解法求理论板层数 4 4.2. 实际塔板数的求取 4 5. 精馏塔的工艺条件及有关物性的计算 4 5.1. 操作压力计算 5 5.2. 操作温度计算 5 5.3. 平均摩尔质量计算 5 5.4.平均密度计算 5 5.4.1. 气相平均密度计算 5 5.4.2. 液相平均密度计算 6 5.5. 液体平均表面张力计算 6 5.6.液体平均黏度计算 7 5.7. 全塔效率计算 7 5.7.1. 全塔液相平均粘度计算 7 5.7.2. 全塔平均相对挥发度计算 8 5.7.3. 全塔效率的计算 8 6. 精馏塔的塔体工艺尺寸计算 8 6.1. 塔径的计算 8 6.2. 精馏塔有效高度的计算 9 7. 塔板主要工艺尺寸的计算 10 7.1. 溢流装置计算 10 7.1.1. 堰长lW 10 7.1.2. 溢流堰高度hW 10 7.1.3. 弓形降液管宽度Wd和截面积Af 10 7.1.4. 降液管底隙高度h0 11 7.2. 塔板布置 11 7.2.1. 塔板分布 11 7.2.2. 边缘区宽度确定 11 7.2.3. 开孔区面积计算 11 7.2.4. 筛孔计算及其排列 11 8. 筛板的流体力学验算 12 8.1. 塔板压降 12 8.1.1. 干板阻力hc计算 12 8.1.2. 气体通过液层的阻力h1计算 12 8.1.3. 液体表面张力的阻力hσ计算 12 8.2. 液面落差 13 8.3. 液沫夹带 13 8.4. 漏液 14 8.5. 液泛 14 9. 塔板负荷性能图 14 9.1. 漏液线 14 9.2. 液沫夹带线 15 9.3. 液相负荷下限线 16 9.4.液相负荷上限线 16 9.5.液泛线 16 10. 主要工艺接管尺寸的计算和选取 18 10.1. 塔顶蒸气出口管的直径dV 18 10.2. 回流管的直径dR 19 10.3. 进料管的直径dF 19 10.4. 塔底出料管的直径dW 19 11. 塔板主要结构参数表 19 12. 设计实验评论 20 13.参考文献 21 14. 附图（工艺流程简图、主体设备设计条件图）

21 1. 流程和工艺条件的确定和说明 本设计任务为分离苯—甲苯混合物。对于二元混合物的分离，应采用连续精馏流程。设计中采用泡点进料，将原料液通过预热器加热至泡点后送入精馏塔内。塔顶上升蒸气采用全凝器冷凝，冷凝液在泡点下一部分回流至塔内，其余部分经产品冷凝冷却后送至储罐。该物系属易分离物系，最小回流比较小，故操作回流比取最小回流比的1.4倍。塔釜采用间接蒸汽加热，塔底产品经冷却后送至储罐。

2. 操作条件和基础数据 2.1. 操作条件 塔顶压力 常压 4kPa 进料热状态 泡点进料 回流比 1.759倍 塔底加热蒸气压力 0.5Mpa（表压）

单板压降 ≤0.7kPa。

2.2. 基础数据 进料中苯含量（质量分数）

39% 塔顶苯含量（质量分数）

95% 塔釜苯含量（质量分数）

2% 生产能力（万吨/年）

2.952 3. 精馏塔的物料衡算 3.1. 原料液及塔顶、塔顶产品的摩尔分率 甲醇的摩尔质量 MA=78.11 kg/kmol 水的摩尔质量 MB=92.13 kg/kmol xF==0.430 xD==0.957 xW==0.024 3.2. 原料液及塔顶、塔底产品的平均摩尔质量 MF= 0.430×78.11+（1-0.430）×92.13=86.10kg/kmol MD= 0.957×78.11+（1-0.957）×92.13=78.71 kg/kmol MW= 0.024×78.11+（1-0.024）×92.13=91.79 kg/kmol 3.3. 物料衡算 生产能力F==47.62 kmol/h 总物料衡算 47.62=D+W 苯物料衡算 47.62×0.430=0.957D+0.02W 联立解得 D=20.72 kmol/h W=26.90 kmol/h 4. 塔板数的确定 4.1. 理论塔板层数NT的求取 苯—甲苯属理想物系，可采用图解法求理论板层数。

4.1.1. 绘t-x-y图和x-y图 由手册[1]查的甲醇-水物系的气液平衡数据 表一 苯—甲苯气液平衡[苯（101.3KPa）/%（mol）] 沸点/℃ 110.56 105.71 101.78 98.25 95.24 92.43 气相组成 0.0 20.8 37.2 50.7 61.9 71.3 液相组成 0.0 10.0 20.0 30.0 40.0 50.0 沸点/℃ 89.82 87.32 84.97 82.61 81.24 80.01 气相组成 79.1 85.7 91.2 95.9 98.0 100.0 液相组成 60.0 70.0 80.0 90.0 95.0 100.0 由上数据可绘出和t-x-y图和x-y图。

图一 图二 4.1.2.最小回流比及操作回流比的确定 采用作图法求最小回流比。因为是泡点进料，则xF =xq，在图二中对角线上，自点（0.430，0.430）作垂线即为进料线（q线），该线与平衡线的交点坐标为 yq = 0.654 xq=0.430336 故最小回流比为 Rmin===1.353 则操作回流比为 R= 1.3Rmin =1.3×1.353=1.759 4.1.3.精馏塔气、液相负荷的确定 L=RD=1.759×20.72=36.45 kmol/h V=(R+1)D=（1.759+1）×20.72=57.17 kmol/h L′=L+F=36.45+47.62=84.07 kmol/h V′=V=57.17 kmol/h 4.1.4. 求操作线方程 相平衡方程 精馏段操作线方程为 提馏段操作线方程为 4.1.5. 求理论板层数 1)采用图解法求理论板层数，如图二所示。求解结果为 总理论塔板数 NT=16（包括再沸器）

进料板位置 NF=9 2) 逐板计算求理论塔板数 x y x y 1 0.901 0.957 9 0.364 0.586 2 0.827 0.922 10 0.308 0.524 3 0.738 0.875 11 0.242 0.441 4 0.645 0.818 12 0.176 0.345 5 0.560 0.759 13 0.117 0.247 6 0.491 0.704 14 0.072 0.161 7 0.440 0.660 15 0.0406 0.095 8 0.406 0.628 16 0.0198 0.048 x8

塔顶温度 tD＝82.2℃ 进料板温度 tF＝99.6℃ 精馏段平均温度 tm＝（82.2＋99.6）/2 = 90.9℃ 5.3. 平均摩尔质量计算 1）塔顶平均摩尔质量计算 由xD=y1=0.957，逐板计算得 x1=0.901 MVDm=0.957×78.11+（1-0.957）×92.13=78.71 kg/kmol MLDm= 0.901×78.11+（1-0.901）×92.13=79.51 kg/kmol 2）进料板平均摩尔质量计算 由逐板计算解理论板，得 yF=0.628 xF=0.406 MVFm=0.628×78.11+（1-0.628）×92.13= 83.32 kg/kmol MLFm=0.406×78.11+（1-0.406）×92.13= 86.44 kg/kmol 3）精馏段平均摩尔质量 MVm=（78.71+83.32）/2=81.02 kg/kmol MLm=（79.51+86.44）/2=82.98 kg/kmol 5.4.平均密度计算 5.4.1. 气相平均密度计算 由理想气体状态方程计算，即 Vm= kg/m3 5.4.2. 液相平均密度计算 液相平均密度依下式计算，即 1/Lm= 塔顶液相平均密度的计算 有tD=82.2 ºC，查手册[2]得 A=812.7 kg/m3 B=807.9 kg/m3 LDm= kg/m3 进料板液相平均密度计算 有tF=99.6 ºC，查手册[2]得 A=793.1 kg/m3 B=790.8kg/m3 进料板液相的质量分率 αA= LFm= kg/m3 精馏段液相平均密度为 Lm=（812.49+791.64）/2=802.07 kg/m3 5.5. 液体平均表面张力计算 液相平均表面张力依下式计算，即 塔顶液相平均表面张力的计算 有tD=82.2 ºC，查手册[2]得 A=21.24 mN/m B=21.42 mN/m LDm=0.957×21.24+0.043×21.42=21.25 mN/m 进料板液相平均表面张力的计算 有tF=99.6 ºC，查手册[2]得 A=18.90 mN/m B=20.04 mN/m LFm=0.406×18.90+0.594×20.04=19.58 mN/m 精馏段液相平均表面张力为 Lm= （21.25+19.58）/2=20.42 mN/m 5.6.液体平均黏度计算 液相平均粘度依下式计算，即 塔顶液相平均粘度的计算 由tD=82.2 ºC，查手册[2]得 μA=0.302 mPa·s μB=0.306 mPa·s 解出LDm=0.302 mPa·s 进料板液相平均粘度的计算 由tF=99.6 ºC，查手册[2]得 A=0.256 mPa·s B=0.265 mPa·s 解出LFm=0.261 mPa·s 精馏段液相平均粘度为 Lm=（0.302+0.261）/2=0.282 5.7. 全塔效率计算 5.7.1. 全塔液相平均粘度计算 塔顶液相平均粘度为 LDm=0.302 mPa·s 塔釜液相平均粘度的计算 由tW=117.2ºC，查手册[2]得 A=0.22 mPa·s B=0.24 mPa·s 解出LWm=0.24 mPa·s 全塔液相平均粘度为 L=（0.302+0.24）/2=0.27 mPa·s 5.7.2. 全塔平均相对挥发度计算 相对挥发度依下式计算，即 （理想溶液）

塔顶相对挥发度的计算 由tD=82.2 ºC，查手册[2]得 PA°=104.80 KPa PB°=40 KPa 由tW=117.2 ºC，查手册[2]得 PA°=250 KPa PB°=100.60 KPa 全塔相对挥发度为 5.7.3. 全塔效率的计算 查精馏塔全塔效率关联图[3]得全塔效率E0＇=0.50 筛板塔校正值为1.1 故E0=1.1E0＇=1.1×0.50=0.55 与假定值相当接近，计算正确。

6. 精馏塔的塔体工艺尺寸计算 6.1. 塔径的计算 精馏段的气、液相体积流率为 m3/s m3/s 由 umax= 式中C=0.2，查手册史密斯关联图[4] 其中横坐标为 ==0.039 取板间距HT=0.45 m，板上液层高度hL=0.06m,则 HT-hL=0.45-0.06=0.39m 查史密斯关联图可得 C20=0.082 C=0.2=0.082×=0.0823 umax=0.0823×=1.387m/s 取安全系数为0.7，则空塔气速为 u= 0.7umax=0.70×1.387=0.971m/s D===0.774m 按标准塔径圆整后为 D=0.80 m 塔截面积为 AT= m2 实际空塔气速为 u==0.910 m/s 6.2. 精馏塔有效高度的计算 精馏段有效高度为 Z精=(N精-1)×HT=(15-1)×0.45=6.30 m 提馏段有效高度为 Z提=(N提-1)×HT=(13-1)×0.45=5.40 m 在进料板上方开一个人孔，其高度为0.80 m 则精馏塔的有效高度为 Z= Z精+ Z提 +0.80=6.30+5.40+0.80=12.50 m 7. 塔板主要工艺尺寸的计算 7.1. 溢流装置计算 因塔径D=0.80 m，选用单溢流弓形降液管，采用凹形受液盘。各项计算如下：

7.1.1. 堰长lW 取 lW=0.726D=0.726×0.80 =0.581 m 7.1.2. 溢流堰高度hW 由 hW=hL-hOW 选用平直堰，堰上液层高度hOW=2/3 hOW==0.0101m 取板上请液层高度 hL=0.06m 则 hW=hL-hOW=0.06-0.0101=0.0499m 符合加压情况下40~80mm的范围 7.1.3. 弓形降液管宽度Wd和截面积Af 由 lW/D=0.726 查手册弓形降液管的参数图[4]得 则 Af=0.050 m2 =0.125 m 验算液体在降液管中停留时间，即 θ===21.43 s > 5 s 故降液管设计合理 7.1.4. 降液管底隙高度h0 取 u0=0.06 m/s 则 =0.0301m 符合小塔径h0不小于25mm的要求。

hW-h0=0.0499-0.0301=0.0198m＞0.006m 故降液管底隙高度设计合理。

选用凹形受液盘，深度=50mm 7.2. 塔板布置 7.2.1. 塔板分布 因D=0.80m，所以采用分块式。查手册[4]得，塔板分为3块。

7.2.2. 边缘区宽度确定 取安定区0.06m，边缘区Wc=0.05m。

7.2.3. 开孔区面积计算 开孔区面积Aa按下式计算， 其中 x=-(0.125+0.05)=0.225m r=-0.05=0.35m 则 Aa=0.292 m2 7.2.4. 筛孔计算及其排列 苯—甲苯体系处理的物系无腐蚀性，选用δ=3mm碳钢板，取筛孔直径d0=5mm。

筛孔按正三角排列，取孔中心距t为 t=2.5 d0=2.5×5=12.5mm 筛孔数目n为 n===2165个 开孔率为 φ=0.907（）2=0.907=14.51% 气体通过阀孔的气速为 u0==m/s 8. 筛板的流体力学验算 8.1. 塔板压降 8.1.1. 干板压降hd计算 干板压降可由下式计算， hd= 由d0/δ=5/3=1.67，查手册干筛孔的流量系数图[4]，可得孔流系数C0=0.78 故 hd=m液柱 8.1.2. 气体通过液层的阻力hL计算 ua==m/s Fa==kg1/2/（s·m1/2）

查手册充气系数关联图[4]可得 =0.59 则 hL=(hw+how)=0.59（0.0499+0.0101）=0.035m液柱 8.1.3. 液体表面张力的阻力hσ计算 液体表面张力所产生的阻力hσ由下式计算 hσ=m液柱 气体通过每层塔板的液柱高度hp由下式得 hp= h1+ hσ+ hc=0.034+0.035+0.0021=0.0711m液柱 气体通过每层塔板的压降为 ΔPp= hpg=0.0711×802.07×9.81=559.44 Pa<700Pa（设计允许值）

8.2. 液面落差 液面落差由下式计算 平均液流宽度 m 塔板上鼓泡层高度 m 内外堰间距离 m 液相流量 =0.00105 m3/s 故 m /0.05=0.014<0.5 所以液面落差符合要求 8.3. 液沫夹带 液沫夹带量由下式计算 hf=2.5hL=2.5×0.035=0.0875 则 kg液/kg气<0.1 kg液/kg气 所以本设计中液沫夹带ev在允许范围内。

8.4. 漏液 对筛板塔，漏液点气速u0，min由下式算得 =5.20 m/s 实际孔速u0=10.79m/s>u0，min 计算正确 稳定系数为 故在本设计中无明显漏液。

8.5. 液泛 为防止塔内发生液泛，降液管内液层Hd高应服从下式 苯—甲苯物系属一般物系，取=0.5，则 =0.5（0.45+0.0499）=0.25m 又 Hd=hp+ hL+ hd 板上不设计进口堰，hd可由下式算得 m液柱 Hd = 0.0711+0.035+0.0096=0.116m液柱 则 所以本设计中不会发生液泛现象。

9. 塔板负荷性能图 9.1. 漏液线 由 u0，min= hL=hOW +hW hOW=2/3 得 =4.4×0.78×0.292×0.1451 × 整理得 = 在操作范围内，任取几个Ls值，依上式计算出Vs值，计算结果如下表二。

表二 Ls，m3/s 0.0070 0.010 0.030 0.060 Vs，m3/s 1.33 1.37 1.56 1.75 由上表作出漏液线1。

9.2. 液沫夹带线 以ev=0.1 kg液/kg气为限，求Vs-Ls关系如下：

由 ua== hf=2.5hL=2.5（hOW +hW）

hW=0.036 hOW= 故 hf=0.09+1.22Ls2/3 HT－hf=0.6－（0.09+1.22Ls2/3 ）=0.51－1.22Ls2/3 =0.1 整理得 在操作范围内，任取几个Ls值，依上式计算出Vs值，计算结果如下表三。

表三 Ls，m3/s 0.0070 0.010 0.030 0.060 Vs，m3/s 9.03 8.80 7.61 6.27 由上表可作出液沫夹带线2。

9.3. 液相负荷下限线 对于平直堰，取堰上液层高度hOW=0.006m作为最小液体负荷标准。由下式 hOW=2/3=0.006 取E=1，则 Ls，min= m3/s 则可以作出与气体流量无关的垂直液相负荷下限线3。

9.4.液相负荷上限线 以θ=4s作为液体在降液管中停留时间的下限，由下式 θ=4 得 Ls，max= m3/s 据此可作出与气体流量无关的垂直液相负荷上限线4。

9.5.液泛线 令 由 Hd=hp+ hL+ hd；

hp= h1+ hσ+ hc；

h1=βhL；

hL=hOW +hW 联立得 忽略hσ，将hOW与Ls，hd与Ls，hc与Vs的关系代入上式，并整理得 式中 将有关数据代入，得 则 即 在操作范围内，任取几个Ls值，依上式计算出Vs值，计算结果如下表四。

表四 Ls，m3/s 0.0070 0.010 0.030 0.040 Vs，m3/s 9.32 9.13 7.06 5.07 由上表数据可以作出液泛线5. 根据以上各线方程，可以作出筛板塔的负荷性能图，如下：

在负荷性能图上，作出操作点A，连接OA，即作出操作线。由图可知，改筛板的操作上限为液泛控制，下限为漏液控制。由图得 =1.18 m3/s =7.83 m3/s 则操作弹性为 /=6.64 10. 主要工艺接管尺寸的计算和选取 10.1. 塔顶蒸气出口管的直径dV 操作压力为常压时，蒸气导管中常用流速为12~20 m/s，蒸气管的直径为 ，其中dV---塔顶蒸气导管内径m   Vs---塔顶蒸气量m3/s，取uv=15.00 m/s，则 m 故选取接管外径×厚度 630×20mm 10.2. 回流管的直径dR 塔顶冷凝器械安装在塔顶平台时，回流液靠重力自流入塔内，流速uR可取0.2~0.5 m/s。取uR=0.3 m/s，则 m 故选取接管外径×厚度25×2mm  10.3. 进料管的直径dF 采用高位槽送料入塔，料液速度可取uF=0.4~0.8 m/s，取料液速度uF= 0.5 m/s，则 m   故选取接管外径×厚度219×14mm  10.4. 塔底出料管的直径dW 一般可取塔底出料管的料液流速UW为0.5~1.5 m/s，循环式再沸器取1.0~1.5 m/s(本设计取塔底出料管的料液流速UW为0.8 m/s) 则   m 接管外径×厚度133×5.5mm 11. 塔板主要结构参数表 表五.筛板塔设计计算结果 序号        项目 数值 1 平均温度 tm ℃        89.28 2 平均压力 Pm kPa  105.15 3 气相流量 Vs m3/s  4.25 4 液相流量 Ls m3/s 0.011 5 实际塔板数  38 6 有效段高度 Z m  22.20 7 精馏塔塔径 m 2 8 板间距 m  0.60 9 溢流形式 单溢流 10 降液管形式 弓形 11 堰长 m 1.60 12 堰高 m 0.036 13 板上液层高度 m 0.060 14 堰上液层高度 m 0.024 15 降液管底隙高度 m 0.028 16 安定区宽度 m  0.060 17 边缘区宽度 m  0.030 18 开孔区面积 m2 2.28 19 筛孔直径 m  0.004 20 筛孔数目  6145 21 孔中心距 m 0.012 22 开孔率 ％ 14.50 23 空塔气速 m/s  1.36 24 筛孔气速 m/s 12.95 25 稳定系数 2.16 26 精馏段每层塔板压降 Pa 675.16 27 负荷上限  液泛控制 28 负荷下限 漏液控制 29 液液沫夹带 ev (0.1kg液/kg气) 0.016 30 气相负荷上限 m3/s 0.070 31 气相负荷下限 m3/s 1.36×10-3 32 操作弹性 1.69 12. 设计实验评论 苯是由煤干馏、石油催化裂解、催化重整得到，常含有芳香族同系物、噻吩及饱和烃等，常采取精馏的方法分离提纯苯。苯为无色透明液体，有芳香族特有的气味，难用于水。苯的危险特性属第3.2类中闪点易燃液体。苯的蒸气对人有强烈的毒性，急性中毒时出现酒醉状态、晕眩、瞳孔放大、网膜出血、皮肤苍白、体温和血压下降、脉搏微弱，终因呼吸麻痹、痉挛而死亡。工业上常用作合成燃料、医药、农药、照相胶片以及石油化工制品的原料，清漆、硝基纤维的稀释剂、脱漆剂、树脂、人造革等溶剂。

本设计进行苯和甲苯的分离，采用直径为2m的精馏塔，选取效率较高、塔板结构简单、加工方便的单溢流方式，并采用了弓形降液盘。该设计的优点：

1.操用、调节、检修方便；

2.制造安装较容易；

3.处理能力大，效率较高，压强较低，从而降低了操作费用；

4.操作弹性较大。

该设计的缺点：

设备的计算及选型都有较大的误差存在，从而选取的操作点的不是在最好的范围内，影响了设计的优良性。

13.参考文献 [1] 程能林.溶剂手册.北京：化学工业出版社，2002 [2] 刘光启等.化工物性算图手册, 2002 [3] 杨祖荣.化工原理.北京：化学工业出版社，2009 [4] 贾邵义 柴诚敬.化工原理课程设计.天津：天津大学出版社，2002 [5] 国家医药管理局上海医药设计院.化学工艺设计手册.第二版.上册.北京：化学工业出版社，1996，2-200 14. 附图（工艺流程简图、主体设备设计条件图）

附图附件无

苯教学设计