化工原理课程设计苯甲苯精馏塔设计说明Word文档下载推荐.docx
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即对操作费用和设备费用均有影响，因此设计是否合理的利用热能R等直接关系到生产过程的经济问题。
第一章绪论
1.1精馏条件的确定
本精馏方案适用于工业生产中苯-甲苯溶液二元物系中进行苯的提纯。
精馏塔苯塔的产品要求纯度很高，而且要求塔顶、塔底产品同时合格，普通的精馏温度控制远远达不到这个要求。
故在实际生产过程控制中只有采用灵敏板控制才能达到要求。
故苯塔采用温差控制。
1.1.1精馏的加热方式
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一样的情况下，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与釜中液柱静压力。
1.1.2精馏的进料状态
进料状态直接影响到进料线（q线）、操作线和平衡关系的相对位置，对整个塔的热量衡算也有很大的影响。
和泡点进料相比：
若采用冷进料，在分离要求一定的条件下所需理论板数少，不需预热器，但塔釜热负荷（一般需采用直接蒸汽加热）从总热量看基本平衡，但进料温度波动较大，操作不易控制；
若采用露点进料，则在分离要求一定的条件下，所需理论板数多，进料前预热器负荷大，能耗大，同时精馏段与提馏段上升蒸汽量变化较大，操作不易控制，受外界条件影响大。
泡点进料介于二者之间，最大的优点在于受外界干扰小，塔精馏段、提馏段上升蒸汽量变化较小，便于设计、制造和操作控制。
故此设计采用泡点进料。
1.1.3精馏的操作压力
精馏操作在常压下进行，因为苯沸点低，适合于在常压下操作而不需要进行减压操作或加压操作。
同时苯物系在高温下不易发生分解、聚合等变质反应且为液体（不是混合气体）。
所以，不必要用加压或减压精馏。
另一方面，加压或减压精馏能量消耗大，在常压下能操作的物系一般不用加压或减压精馏。
1.2确定设计方案
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：
1.2.1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围进行调节，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）与其装置的位置，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。
1.2.2满足经济上的要求
要节省热能和电能的消耗，减少设备与基建费用。
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。
1.2.3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。
第二章设计计算
2.1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，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。
2.2精馏塔的物料衡算
2.2.1原料液进料量、塔顶、塔底摩尔分率
（生产能力）进料量：
F=85000t/年
苯的摩尔质量MA=78.11Kg/mol
甲苯的摩尔质量MB=92.13Kg/mol
2.2.2原料液与塔顶、塔底产品的平均摩尔质量
2.2.3物料衡算
原料处理量
总物料衡算F=D+W=137kmol/h
苯物料衡算
联立解得：
D=59.43Kmol/hW=77.57Kmol/h
2.3塔板计算
2.3.1理论板数NT的求取
（1）相对挥发度的求取
查温度-组成图得td=80℃tw=92.6℃（由表2）
当取td=80℃时
当取td=92.6℃时
，
（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
对于平衡曲线不正常情况下，取回流比R=（1.1-2）Rmin
R=1.5Rmin=2.16
（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
（5）逐板法求理论板数计算过程如下
相平衡方程即
变形得：
用精馏段操作线和相平衡方程进行逐板计算：
故精馏段理论板数n=7
用提馏段操作线和相平衡方程继续逐板计算：
故提馏段理论板数n=8（不包括再沸器）
2.3.2全塔效率的计算
由td=80℃tw=92.6℃
计算出tm=93.5℃根据表6分别查得苯、甲苯在平均温度下的粘度
差法计算出，
平均粘度由公式，得
根据奥康奈尔（O`connell）公式计算全塔效率
2.3.3际板数
精馏段实际板层数
提馏段实际板层数
全塔共有塔板28块，进料板在第14块板。
2.3.4有效塔高的计算
精馏段有效塔高
提馏段有效塔高
在精馏段和提馏段各设人孔一个，高度为600mm,
故有效塔高
2.4精馏塔的工艺条件与有关物性数据的计算
2.4.1操作压力的计算
塔顶操作压力P＝101.3kPa
每层塔板压降△P＝0.7kPa
进料板压力＝101.3+0.7×
13＝110.4kPa
塔底操作压力=101.3+0.7×
15＝111.8kPa
精馏段平均压力＝（101.3+110.4）/2＝105.85kPa
提馏段平均压力=（110.4+111.8）/2=111.1kPa
2.4.2操作温度的计算
80℃
℃
精馏段平均温度=（80+92.6）/2=86.3℃
提馏段平均温度=（92.6+107）/2=99.8℃
2.4.3平均摩尔质量的计算
塔顶平均摩尔质量计算
由,得x1=0.959
进料板平均摩尔质量计算
由上面理论板的算法，得＝0.654，＝0.43
塔底平均摩尔质量计算
由=0.01,由相平衡方程，得=0.026
精馏段平均摩尔质量
提馏段平均摩尔质量
2.4.4平均密度的计算
①气相平均密度计算
由理想气体状态方程计算，精馏段的平均气相密度即
提馏段的平均气相密度
②液相平均密度计算
液相平均密度依下式计算，即
由tD＝80℃，查手册得
塔顶液相的质量分率求得
得
由tf＝92.06℃，查共线图得
塔顶液相的质量分率
求得
c.塔底液相平均密度的计算
由tw＝107℃，
精馏段液相平均密度为
提馏段液相平均密度为
2.4.5液体平均表面力的计算
由公式：
a.塔顶液相平均表面力的计算
由tD＝80℃，查手册
b.进料板液相平均表面力的计算
由tF＝92.06℃，查共线图得
c.塔底液相平均表面力的计算
由tw＝107℃，查共线图得
精馏段液相平均表面力为
提馏段液相平均表面力为
2.4.6液体平均黏度的计算
与查手册得
塔顶液相平均黏度的计算
由tD＝80℃，查共线图得
a.进料板液相平均黏度的计算
由tF＝92.06℃，查共线图得
b.塔底液相平均黏度的计算
由tw＝107℃，查共线图得
精馏段液相平均黏度为
提馏段液相平均黏度为
2.4.7气液负荷计算
精馏段：
提馏段：
2.5塔径的计算
塔板间距HT的选定很重要，它与塔高、塔径、物系性质、分离效率、塔的操作弹性，以与塔的安装、检修等都有关。
可参照下表所示经验关系选取。
表2.1板间距与塔径关系
塔径DT，m
0.3～0.5
0.5～0.8
0.8～1.6
1.6～2.4
2.4～4.0
板间距HT，mm
200～300
250～350
300～450
350～600
400～600
对精馏段：
初选板间距，取板上液层高度，
；
查史密斯关联图得C20=0.070；
依式
校正物系表面力为
可取安全系数为0.7，则（安全系数0.6—0.8），
按标准塔径圆整为1.6m,则空塔气速0.73m/s。
对提馏段：
故；
查史密斯关联图得C20=0.065；
可取安全系数为0.7，则（安全系数0.6—0.8），故
按标准,塔径圆整为2.0m,则空塔气速0.46m/s。
将精馏段和提溜段相比较可以知道二者的塔径不一致，根据塔径的选择规定，对于相差不大的二塔径取二者中较大的，因此在设计塔的时候塔径取2m。
2.6塔板主要工艺尺寸的计算
2.6.1溢流装置计算
精馏段因塔径D＝2m，可选用单溢流弓形降液管，采用平行受液盘。
对精馏段各项计算如下：
a）溢流堰长：
单溢流区=（0.6～0.8）D，取堰长为=0.60D=0.60×
2.0=1.2m
b）出口堰高：
，
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