苯-甲苯精馏塔课程设计.docx

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课程设计任务书

一、课题名称

苯——甲苯混合体系分离过程设计

二、课题条件（原始数据）

1、设计方案的选定

原料：

苯、甲苯

年处理量：

108000t

原料组成（甲苯的质量分率）：

0.5

塔顶产品组成：

塔底产品组成：

2、操作条件

操作压力：

常压

进料热状态：

泡点进料

冷却水：

20℃

加热蒸汽：

0.2MPa

塔顶为全凝器，中间泡点进料，连续精馏

3、设备型式：

筛板塔

三、设计内容

1、概述

2、设计方案的选择及流程说明

3、塔板的计算（板式塔）

4、主要设备工艺尺寸设计

板式塔：

（1）塔径及提馏段塔板结构尺寸的确定

（2）塔板的流体力学校核

（3）塔板的负荷性能图

（4）总塔高、总压降及接管尺寸的确定

5、辅助设备选型与计算（泵、塔顶冷凝器和塔釜再沸器）

6、设计结果汇总

7、工艺流程图

设计内容

摘要：

精馏是分离液体混合物最常用的一种单元操作，在化工﹑炼油﹑石油化工等工业中得到广泛的应用。

本设计的题目是苯—甲苯二元物系板式精馏塔的设计。

在确定的工艺要求下，确定设计方案，设计内容包括精馏塔工艺设计计算，塔辅助设备设计计算，精馏工艺过程流程图，精馏塔设备结构图，设计说明书。

关键词：

板式塔；苯--甲苯；工艺计算；结构图

一、简介

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。

根据塔内气液接触部件的结构型式，可分为板式塔和填料塔。

板式塔内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。

填料塔内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。

工业上对塔设备的主要要求是：

（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。

板式塔大致可分为两类：

（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。

苯的沸点为80.1℃，熔点为5.5℃，在常温下是一种无色、味甜、有芳香气味的透明液体，易挥发。

苯比水密度低，密度为0.88g/ml，但其分子质量比水重。

苯难溶于水，1升水中最多溶解1.7g苯；但苯是一种良好的有机溶剂，溶解有机分子和一些非极性的无机分子的能力很强。

甲苯是最简单，最重要的芳烃化合物之一。

在空气中，甲苯只能不完全燃烧，火焰呈黄色。

甲苯的熔点为-95℃，沸点为111℃。

甲苯带有一种特殊的芳香味（与苯的气味类似），在常温常压下是一种无色透明，清澈如水的液体，密度为0．866克／厘米3，对光有很强的折射作用（折射率：

1,4961）。

甲苯几乎不溶于水（0,52g/l），但可以和二硫化碳，酒精，乙醚以任意比例混溶，在氯仿，丙酮和大多数其他常用有机溶剂中也有很好的溶解性。

甲苯的粘性为0,6mPas，也就是说它的粘稠性弱于水。

甲苯的热值为40.940kJ/kg，闪点为4℃，燃点为535℃。

分离苯和甲苯，可以利用二者沸点的不同，采用塔式设备改变其温度，使其分离并分别进行回收和储存。

板式精馏塔、浮法塔都是常用的塔类型，可以根据不同塔各自特点选择所需要的塔。

筛板是在塔板上钻有均布的筛孔，呈正三角形排列。

上升气流经筛孔分散、鼓泡通过板上液层，形成气液密切接触的泡沫层（或喷射的液滴群）。

筛板塔是1932年提出的，当时主要用于酿造，其优点是结构简单，制造维修方便，造价低，气体压降小，板上液面落差较小，相同条件下生产能力高于浮阀塔，塔板效率接近浮阀塔。

其缺点是稳定操作范围窄，小孔径筛板易堵塞，不适宜处理粘性大的、脏的和带固体粒子的料液。

但设计良好的筛板塔仍具有足够的操作弹性，对易引起堵塞的物系可采用大孔径筛板，故近年我国对筛板的应用日益增多，所以在本设计中设计该种塔型。

二、设计方案的确定

2.1操作条件的确定

确定设计方案是指确定整个精馏装置的流程、各种设备的结构型式和某些操作指标。

例如组分的分离顺序、塔设备的型式、操作压力、进料热状态、塔顶蒸汽的冷凝方式等。

下面结合课程设计的需要，对某些问题作些阐述。

2.1.1操作压力

蒸馏操作通常可在常压、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合理性进行考虑。

例如，采用减压操作有利于分离相对挥发度较大组分及热敏性的物料，但压力降低将导致塔径增加，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。

当物性无特殊要求时，一般是在稍高于大气压下操作。

但在塔径相同的情况下，适当地提高操作压力可以提高塔的处理能力。

有时应用加压蒸馏的原因，则在于提高平衡温度后，便于利用蒸汽冷凝时的热量，或可用较低品位的冷却剂使蒸汽冷凝，从而减少蒸馏的能量消耗。

2.1.2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，不致受季节气温的影响。

此外，在泡点进料时，精馏段与提馏段的塔径相同，为设计和制造上提供了方便。

2.1.3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，以便克服蒸汽喷出小孔的阻力及釜中液柱静压力。

对于苯-甲苯溶液，一般采用1.1~2.0KPa（表压）。

2.2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：

2.2.1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。

2.2.2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。

2.2.3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。

三、塔体计算

3.1设计方案的确定

本设计采用连续精馏流程，饱和液体进料。

塔顶上升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。

该物系属于易分离物系，最小回流比比较小，故操作回流比取最小回流比的2倍。

塔釜采用饱和蒸汽间接加热，塔底产品冷却后送至储罐。

3.2精馏塔的物料衡算

3.2.1原料液进料量、塔顶、塔底摩尔分率

进料量：

F=108000t/年=15000kg/h

苯的摩尔质量MA=78Kg/mol

甲苯的摩尔质量MB=92Kg/mol

3.2.2原料液及塔顶、塔底产品的平均摩尔质量

MD=0.9915×78+1-0.9915×92=78.119Kg/kmol

3.2.3物料衡算

原料处理量

总物料衡算F=D+W=177.67kmol/h

F.XF=D.XD+W.XW

解得：

D=94.9839Kmol/hW=82.6861Kmol/h

四、塔板计算

4.1塔板数的确定

4.1.1理论板数的求取

（1）相对挥发度的求取

苯的沸点为80.1℃，甲苯的沸点为110.8℃

①　当温度为80.1℃时

解得:

，

α1=101.484638.9656=2.6045

②　当温度为110.8℃时

解得:

，

α2=239.3316/101.8357=2.35

（2）最小回流比的求取

由于是饱和液体进料，有q=1，q线为一垂直线，故，根据相平衡方程有

最小回流比为

回流比为最小回流比的2倍，即

R=2Rmin=2.46

（3）精馏塔的气、液相负荷

（4）操作线方程

精馏段操作线方程

提馏段操作线方程

两操作线交点横坐标为

理论板计算过程如下

总理论板数为15（包括蒸馏釜），精馏段理论板数为7，第8块板为进料板。

4.1.2实际板数的求取

取全塔效率为0.52，则有

总板数为24（包括蒸馏釜），精馏段板数为14，提馏段板数为12

4.2提溜段的计算

4.2.1精馏塔的提馏段工艺条件

（1）操作压力的计算

设每层塔板压降∆P=0.9kpa

已知PF=202.65kpa则PD=202.65+14×0.9=215.25kpa

PW=202.65-10×0.9=193.65kpa

（2）操作温度的计算

依据操作压力，由泡点方程通过试差法计算出泡点温度，其中苯、甲苯的饱和蒸汽有安托尼方程计算，计算结果如下：

试差得到的PA、PB代入到XA=P-PAPA-PB

计算得到的结果如下：

塔顶温度：

塔釜温度

进料板温度

提馏段平均温度

（3）平均摩尔质量计算

塔釜平均摩尔质量的计算

由理论板的计算过程可知，，

，

由理论板的计算过程可知，提馏段的平均摩尔质量为：

（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式计算，即

②液相平均密度计算

液相平均密度计算依下式计算，即：

塔釜液相平均密度的计算。

由，查液体在不同温度下的密度表得：

进料板液相平均密度的计算。

由，查液体在不同温度下的密度表得：

提馏段的平均密度为：

（5）液体平均表面张力的计算

液相平均表面张力依下式计算，即：

进料板液相平均表面张力的计算。