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2.11塔板负荷性能图...........................................32
2.12塔的辅助设备及附件的计算与选型...........................40
2.13热量衡算及设备选型.......................................43
2.14筛板塔主要设计参数工艺参数汇总...........................46
第3章结论........................................................49
3.1设计感想..................................................49
3.2参考资料..................................................49
第一章绪论
1.1设计条件:
处理量
项目
90028吨年
进料组成
（质量分数）%
C6H6
C7H8
总计
备注
25
75
100
分离要求
塔顶C6H6含量>
=97%
塔底C6H6含量<
=1%
年开工时间
7200h
完成日期
2014年12月25日
进料状态
泡点进料
1.2设计的内容和要求:
序号
设计的内容
要求
1
工艺计算
物料衡算，热量衡算，理论塔板数等
2
结构设计
塔径，堰及降液管设计等
3
流体力学验算
塔板负荷性能图
4
计算机辅助计算
绘制负荷性能图，绘制汽液平衡曲线
5
编写设计说明书
设计计算及结果，流程图，参考资料等
1.3苯-甲苯简介
1.3.1苯
苯（Benzene,）在常温下为一种无色、有甜味的透明液体，并具有强烈的芳香气味。
苯可燃，有毒，也是一种致癌物质。
苯是一种碳氢化合物也是最简单的芳烃。
它难溶于水，易溶于有机溶剂，本身也可作为有机溶剂。
苯是一种石油化工基本原料。
苯的产量和生产的技术水平是一个国家石油化工发展水平的标志之一。
苯具有的环系叫苯环，是最简单的芳环。
1.3.2甲苯
甲苯（分子式：
），是一种无色，带特殊芳香味的易挥发液体。
甲苯是芳香族碳氢化合物的一员，它的很多性质与苯很相像，在现今实际应用中常常替代有相当毒性的苯作为有机溶剂使用。
还是一种常用的化工原料，可用于制造炸药、农药、苯甲酸、染料、合成树脂及涤纶等。
同时它也是汽油的一个组成成分。
1.4精馏流程设计方案的确定
1.4.1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：
（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）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，如在蒸馏过程中能适当地利用塔顶、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。
（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。
1.4.2设计方案与工艺流程图
1.设计方案
采用精馏原理，精馏是利用混合物中各组分挥发度的不同将混合物进行分离。
在精馏塔中再沸器或塔釜产精馏是多级分离过程，即同时进行多次部分汽化或部分冷凝的过程。
因此可使混合物得到几乎完全的分离。
精馏可视为由多次蒸馏演变而来的。
精馏操作广泛应用于分离纯化各种混合物，是化工医药食品等工业中尤为常见的单元操作。
2.工艺流程图
第二章工艺设计计算
2.1物料衡算：
（1）将进料组成由质量分数转化为摩尔分数
xF=2578（2578+7592）=0.28
xD=9778（9778+392）=0.97
xw=178（178+9992）=0.012
（2）平均分子量
（3）进料流量
8）=2.68;
而Ropt=（1.2~2）Rmin；
比例取1.5；
R=4;
2.3实际塔板数：
2.3.1全塔效率的估算：
（1）影响总板效率的因素较多，可根据经验估算，对于双组分精馏塔，ET多在0.5~0.7左右，取ET=0.6，则N实=N理ET=180.6=30块;
（2）用奥康奈尔法对全塔效率进行估算：
由相平衡方程式y=αx[1+（α-1）x]可得α=y（x-1）x（y-1）;
根据苯-甲苯体系的相平衡数据可以差得：
状态
位置
汽相
Y
液相
X
塔顶
0.97
0.95
加料板
0.5
0.28
塔釜
0.106
0.01
因此可以求得：
α1=2.915α2=2.571α3=11.738
全塔的相对平均挥发度：
αm=（α1*α2*α3）13=4.45;
全塔的平均温度：
由汽液平衡数据查得组成xF=0.28的苯与甲苯溶液的泡点为tf=98.6℃;
由塔顶组成xD=0.97的二元体系，查表得tD=80.6℃;
由塔底组成xw=0.012的二元体系，查表得tw=108.35℃;
tm=（98.6+80.6+108.35）3=95.85℃;
在温度tm下查得μC6H6=0.267mPa*s;
μC7H8=0.55mPa*s;
表苯和甲苯的液体粘度
t℃
80
90
110
120
0.308
0.279
0.255
0.233
0.215
0.311
0.286
0.264
0.254
0.228
因为μL=∑xiμiL;
所以，μLf=0.28*0.267+（1-0.28）*0.55=0.4708mPa*s;
μLD=0.97*0.267+（1-0.97）*0.55=0.2755mPa*s;
μLw=0.01*0.267+（1-0.01）*0.55=0.5472mPa*s;
全塔液体的平均黏度：
μL=（μLf+μLD+μLw）3=0.4312mPa*s;
全塔效率ET=0.49（αμL）-0.245=0.49*（4.45*0.02584）-0.245=0.418=41.8%
2.3.2求实际板层数
精馏段实际板层数
提馏段实际板层数
总实际板层数
进料板在第20块板。
2.4塔板的选择：
2.4.1新型塔板对比：
塔板种类
优点
缺点
泡罩塔板
操作弹性大，对设计和操作的准确性要求很低，有升气管使得即使在气体负荷很低时也不会发生严重漏液
其结构复杂，制造成本高，干板压降大，液泛气速低，生产能力小
浮阀塔板
浮阀可根据气体流量自行调节开度，生产能力有所提高，操作弹性大
结构仍复杂，且结构上采用了运动件，不免留下隐患
舌形塔板
液沫夹带量较小，板压降减小，液泛速度提高
舌片的设计仍提高了生产成本
筛孔塔板
结构简单，造价低廉
容易漏液，操作弹性小，难以操作
网孔塔板
易于加工，液沫夹带量减小，生产能力也有所提高
制造工艺复杂
垂直筛板
板效率提高，液沫夹带量小
再高液汽比下不太理想
多降液管塔板
适应大液量的要求
液体行程缩短，不易建立浓度差，板效率有所降低
林德筛板
专为真空精馏设计的高效低压降塔板
无溢流塔板
结构简单，造价低廉，塔板利用率高，生产能力大
操作弹性小，对设计的可靠性要求高
2.4.2综述：
筛板塔是扎板塔的一种，内装若干层水平塔板，板上有许多小孔，形状如筛；
并装有溢流管或没有溢流管。
操作时，液体由塔顶进入，经溢流管（一部分经筛孔）逐板下降，并在板上积存液层。
气体（或蒸气）由塔底进入，经筛孔上升穿过液层，鼓泡而出，因而两相可以充分接触，并相互作用。
泡沫式接触气液传质过程的一种形式，性能优于泡罩塔。
为克服筛板安装水平要求过高的困难，发展了环流筛板；
克服筛板在低负荷下出现漏液现象，设计了板下带盘的筛板；
减轻筛板上雾沫夹带缩短板间距，制造出板上带挡的的筛板和突孔式筛板和用斜的增泡台代替进口堰，塔板上开设气体导向缝的林德筛板。
筛板塔普遍用作H2S-H2O双温交换过程的冷、热塔。
应用于蒸馏、吸收和除尘等，泡罩塔板是工业上应用最早的塔板，它主要由升气管及泡罩构成。
泡罩安装在升气管的顶部，分圆形和条形两种，以前者使用较广。
泡罩有f80、f100、f150mm三种尺寸，可根据塔径的大小选择。
泡罩的下部周边开有很多齿缝，齿缝一般为三角形、矩形或梯形。
泡罩在塔板上为正三角形排列。
操作时，液体横向流过塔板，靠溢流堰保持板上有一定厚度的液层，齿缝浸没于液层之中而形成液封。
升气管的顶部应高于泡罩齿缝的上沿，以防止液体从中漏下。
上升气体通过齿缝进入液层时，被分散成许多细小的气泡或流股，在板上形成鼓泡层，为气液两相的传热提供大量的界面。
泡罩塔板的优点是操作弹性较大，塔板不易堵塞；
缺点是结构复杂、造价高，板上液层厚，塔板压降大，生产能力及板效率较低。
泡罩塔板已逐渐被筛板、浮阀塔板所取代，在新建塔设备中已很少采用。
浮阀塔板具有泡罩塔板和筛孔塔板的优点，应用广泛。
浮阀的类型很多，国内常用的有F1型、V-4型及T型等。
浮阀塔板的优点是结构简单、造价低，生产能力大，操作弹性大，塔板效率较高。
其缺点是处理易结焦、高粘度的物料时，阀片易与塔板粘结；
在操作过程中有时会发生阀片脱落或卡死等现象，使塔板效率和操作弹性下降。
2.4.3塔板的选择：
选择筛板塔，其结构特点是塔板上开有许多均匀的小孔。
根据孔径大小分为小孔径筛板（孔径为3-8mm）和大孔径筛板（孔径为10-25mm）两类。
工业应用中以小孔径筛板为主，大孔径筛板多用于某些特殊场合（如分离粘度大、易结焦等物系）。
其突出优点为结构简单，造价低板上液面落差小，气体压强低，生产能力较大，气体分散均匀，传质效率较高。
2.4.4确定操作条件：
精馏操作最好在常压下进行，因为当压力增大时，操作温度随之增高，轻重两组分相对挥发度（α）减小，分离所需的理论板数增加。
故取常压操作，又因为工作地点在兰州，当地大气压为87kPa，则塔顶操作压力
PD=87kPa
每层塔板压降通常为3~5mmHg，取：
进料板压力
塔底操作压力
精馏段平均压力
提馏段平均压力
2.4.5平均摩尔质量计算
（1）塔顶的平均摩尔质量
已知,。
则：
（2）进料的平均摩尔质量
已知，。
（3）塔底平均摩尔质量
（4）精馏段平均摩尔质量
（5）提馏段平均摩尔质量
2.5平均密度计算：
（1）平均温度计算：
精馏段的平均温度：
Tm=（tD+tF）2=（80.6+98.6）2=89.6℃
提馏段的平均温度：
Tm=（tw+tF）2=（98.6+108.35）2=103.475℃
（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即
（2）液相平均密度计算
液相平均密度依下式计算，即
表2.5苯和甲苯的液相密度
814
805
791
778
763
809
801
780
768
①塔顶液相平均密度
由℃，查上表2.5由内插法得：
②进料板液相平均密度
由℃，查上表2.5由内插法得：
进料板液相质量分率
③塔底液相平均密度
由，查上表2.5由内插法得：
塔底液相质量分率
精馏段液相平均密度为
提馏段液相平均密度为
2.6液体平均表面张力计算:
液相平均表面张力依下式计算，即
表2.6苯和甲苯纯组分的表面张力
21.2
20
18.8
17.5
16.2
21.7
20.6
19.5
18.4
17.3
①塔顶液相平均表面张力
由tD=80.6℃，查上表2.6由内插法得：
②进料板液相平均表面张力
由，查上表2.6由内插法得：
③塔底液相平均表面张力
由℃，查上表2.6由内插法得：
精馏段液相平均表面张力为
提馏段液相平均表面张力为
2.7塔径的计算与板间距的确定：
2.7.1.汽液相流率:
（1）精馏段
V=（R+1）D=5*40=200kmol。
本设计取塔底贮液停留时间为4s；
则贮液高度△Z为：
则
2.12.4裙座
取。
2.12.5确定塔高：
为便于安装，检修，直径800mm以上的塔都应设人孔。
人孔处的塔板间距不应小于600mm。
根据以上叙述，计算塔高：
H=0.6+39*0.4+0.6+1.15+3=20.95m
2.13热量衡算及设备选型
题目给的条件：
进料热状态泡点进料
。
冷凝器的热量衡算：
在露点温度下（CAD作图求知）冷凝为液体，温度为80.5℃，冷却介质为冷却水，设计进口温度20℃，选定出口温度为40℃。
表2.14冷凝器物料衡算表
进料V
出料
D
L
组分
kmolh
kgh
wt%
苯
198
15444
99
39.6
3088.8
1.02
79.56
甲苯
184
0.4
36.8
101.98
9382.16
总量
200
15628
40
3125.6
102
9461.72
Σ=15628kgh
2.13.1各组分热力学参数见下表
查《化学化工物性数据手册》得：
表2.14.1各组分的汽化潜热（kJkg）
80℃
100℃
120℃
394.1
379.3
363.2
379.4
367.1
354.2
由内差法得：
r苯=393.73kJkg，r甲苯=379.09kJkg
2.13.2计算放热量
查《化工原理》附录六（水的物理性质）：
30℃时，Cp=4.17kJ（kg*℃）
m=71466.26Kgh得出温差t=87.80℃
所以再沸器用绝压101.3KPa，127.8℃饱和水蒸汽加热。
2.13.5流体流径的选择
根据流体流径的选择规则以得出结论：
冷凝水走管间，物料走管内，逆流操作。
2.13.6冷凝器的热负荷q
冷凝器热负荷为：
q==17084.78kJs
其中Q——管程流体吸收的热量
2.13.7流体两端温度的确定
塔顶回流全凝器通常采用管壳式换热器，因为所选精馏塔处理量大，且塔板数较多，为了避免给安装和检修带来不便，选择强制循环式，由精馏塔计算得塔顶蒸汽温度℃，按需冷却到℃，取冷却水进口温度t1=20℃,出口温度t2=40℃,查表有，在此温度范围内水的比热容
，故
查资料，K取为，由
得
，故
所以，换热面积
将冷凝器安置于塔顶，冷凝液借重力回流入塔，即整体式，优点是蒸汽压降小，节省安装面积。
表2.14.7冷凝器的参数表
公称直径mm
管程数
管数
管长mm
换热面积m2
公称压力（kgcm2）
400
IV
86
6000
23.99
2.13.8管管径计算与选型
由上述计算得知原料进口管管径选取为（DN=65mm）的无缝钢管。
法兰选取公称压力为，公称直径为的带颈平焊钢制管法兰。
塔顶回流管选的无缝钢管。
冷凝器选用管径管长的无缝钢管。
塔顶蒸气出口管选的无缝钢管。
塔釜出料管选的无缝钢管。
由以上得出再沸器用卧式热虹吸式的再沸器，管径管长，用平焊钢制做主要的接管设计尺寸。
进料管
（mm）
回流管
釜液出料管
塔顶蒸气管
2.14筛板塔主要设计参数工艺参数汇总
筛板塔设计计算结果及符号汇总表
符号
单位
计算数据
精馏段
提馏段
各段平均压强
Pm
kPa
90.8
98.8
各段平均温度
tm
℃
89.6
103.475
气相平均密度
ρ
Kgm3
2.46
2.77
液相平均密度
807.5
790.625
气相流量
VS
m3s
1.85
1.64
液相流量
LS
0.0046
0.00885
实际塔板数
N
块
19
21
板间距
HT
m
0.40
塔的有效高度
Z
3.6
5.6
塔径
1.6
塔截面积
AT
m2
空塔气速
u
ms
0.8157
0.791
堰长
lw
1.12
堰高
hw
0.037
0.048
堰上液层高度
hOW
0.018
0.032
弓形降液管截面积
Af
0.188
弓形降液管宽度
Wd
0.2416
安定区宽度
Ws
0.08
边缘区高度
Wc
0.05
降液管底隙高度
ho
0.021
0.04
板上清液层高度
hL
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