苯--甲苯连续筛板精馏塔设计说明书

《化工原理》课程设计

设计题目：3500kg/h苯--甲苯常压连续筛 板精馏塔设计 专 业：xxxxxxxxx 班 级：xxxxxx 学 号：P********** 姓 名：xxxx 日 期： 2012年6月18日—2012年6月29日 指导教师： xxxxxx 设计成绩： 日 期：

课程设计任务书

一、课题名称

苯—甲苯3500kg/h常压连续筛板精馏塔设计 二、课题条件（原始数据）

一、设计方案的选定 原料：苯、甲苯 处理量： 3500kg/h

原料组成（苯的质量分数）：45% 回流比：自选

错误!未指定书签。单板压降：不大于0.7Kpa 进料状态：泡点进料

塔顶流出液苯的含量： 96%（质量分率） 塔底釜液含甲苯含量不高于4%（质量分率） 塔顶压强：4KPa（表压） 热源：低压饱和水蒸汽 设备形式：筛板塔

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目 录

摘要 ………………………………………………………………………………… I 第一章 绪论 ………………………………………………………………………… 1 第二章 设计方案的确定 …………………………………………………………… 3 2.1 操作条件确定 ……………………………………………………………… 3 2.1.1操作压力 ……………………………………………………………… 3 2.1.2进料状态 ……………………………………………………………… 3 2.1.3加热方式 ……………………………………………………………… 3 2.2 确定设计方案的原则 ……………………………………………………… 4 2.2.1满足工艺和操作的要求 ……………………………………………… 4 2.2.2满足经济上的需求 …………………………………………………… 4 2.2.3保证安全生产 ………………………………………………………… 4 2.3 设计方案简介 ………………………………………………………… 5 第三章 塔体计算 …………………………………………………………………… 6 3.1 精馏塔的物料衡算 ………………………………………………………… 6 3.1.1原料液级塔顶、塔底产品的摩尔分率 ……………………………… 6 3.1.2原料液及塔顶、塔底产品的平均摩尔质量 ………………………… 6 3.1.3物料衡算 ……………………………………………………………… 6 第四章 塔板计算 …………………………………………………………………… 7 4.1塔板数的确定………………………………………………………………… 7 4.1.1理论塔板数NT的求取………………………………………………… 7 4.1.2实际塔板数的求取 …………………………………………………… 9 4.2 精馏段的计算 ……………………………………………………………… 11 4.2.1精馏塔的工艺条件及有关物性数据的计算 ………………………… 11 4.2.2精馏塔塔体工艺尺寸计算 …………………………………………… 14 4.2.3塔板主要工艺尺寸计算 ……………………………………………… 16 4.2.4筛板的流体力学验算 ………………………………………………… 18 4.2.5精馏段塔板负荷性能图 ……………………………………………… 20 4.3 提镏段的计算 ……………………………………………………………… 25

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4.3.1精馏塔提镏段工艺条件 ……………………………………………… 25 4.3.2提馏塔的塔体工艺尺寸计算 ………………………………………… 27 4.3.3塔板主要工艺尺寸计算 …………………………………………… 28 4.3.4筛板的流体力学验算 ……………………………………………… 29 4.3.5提镏段塔板负荷性能图……………………………………………… 31 第五章 塔附件设计 ……………………………………………………………… 36 5.1 塔体的设计 ……………………………………………………………… 36 5.2 附件的计算 ……………………………………………………………… 36 5.1.1接管…………………………………………………………………… 36 5.3 附属设备设计 …………………………………………………………… 39 5.3.1冷凝管 ……………………………………………………………… 39 5.3.2再沸器 ……………………………………………………………… 39 第六章 热量衡算…………………………………………………………………… 40 6.1 塔顶热量衡算 …………………………………………………………… 40 6.2 塔的热量衡算……………………………………………………………… 41 6.3焓值衡算 …………………………………………………………………… 42 附录[1] 苯----甲苯连续精馏过程板式精馏塔操作物料流程示意图 ………… 45 设计总结 …………………………………………………………………………… 46 参考文献 …………………………………………………………………………… 47

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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：筛板塔；苯--甲苯；工艺计算；结构图

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第一章 绪论

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(0,52 g/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0,6 mPa s，也就是说它的粘稠性弱于水。甲苯的热值为40.940 kJ/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。

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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。

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第二章 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）。

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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。

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2.2 设计方案简介

1.精馏方式：本设计采用连续精馏方式。原料液连续加入精馏塔中，并连续收集产物和排出残液。其优点是集成度高，可控性好，产品质量稳定。由于所涉浓度范围内苯和甲苯的挥发度相差较大，因而无须采用特殊精馏。

2.操作压力：本设计选择常压，常压操作对设备要求低，操作费用低，适用于苯和甲苯这类非热敏沸点在常温（工业低温段）物系分离。

3. 塔板形式：根据生产要求，选择结构简单，易于加工，造价低廉的筛板塔，筛板塔处理能力大，塔板效率高，压降教低，在苯和甲苯这种黏度不大的分离工艺中有很好表现。

4.加料方式和加料热状态：设计采用泡点进料，将原料通过预热器加热至泡点后送入精馏塔内。采用高位槽进料，使得操作稳定性提高。 5.采用低压饱和水蒸汽加热。

6.再沸器，冷凝器等附属设备的安排：采用立式热虹吸再沸器，塔顶蒸汽完全冷凝后再冷却至泡点下一部分回流入塔，其余部分经产品冷却器冷却后送至储灌。塔釜采用低压饱和蒸汽，塔底产品经冷却后送至储罐，冷却液选用原料液，可节约冷却介质。

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第三章 塔体计算

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。

3.1 精馏塔的物料衡算

3.1.1原料液级塔顶、塔底产品的摩尔分率

苯的摩尔质量 MA78.11Kg/mol 甲苯的摩尔质量 MB92.13Kg/mol

X0.45/78.11F0.45/78.110.55/92.130.491

X0.96/78.11D0.96/78.110.04/92.130.966

X0.04/78.11W0.04/78.110.96/92.130.0468

3.1.2 原料液及塔顶、塔底产品的平均摩尔质量

MF0.49178.11(10.491)92.1385.25Kg/mol

MD0.96678.11(10.966)92.1378.59Kg/mol

MW0.046878.11(10.0468)92.1391.47Kg/mol

3.1.3物料衡算

原料处理量 F350085.2541.056kmol/h 总物料衡算 41.056DW

苯物料衡算 41.0560.4910.966D0.0468W 联立解得

D19.84kmol/hW21.216kmol/h

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第四章 塔板计算

4.1 塔板数的确定

4.1.1理论板数NT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110.6℃ ① 当温度为80.1℃时

lgPA6.02331206.352.0067

80.1220.241343.94 lgPB6.0781.593

80.1219.58解得PA101.55KPa，PB39.21KPa ② 当温度为110.63℃时

1206.352.377

110.6220.241343.94 lgPB6.0782.0077

110.63219.58 lgPA6.0233解得PA238.22KPa，PB101.78KPa 则有

00PAPA10101.5539.212.5899 20238.22101.782.3405

PBPB相对挥发度：122.5899×2.34052.462

(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xPxF0.491，根据相平衡方程有

yPxP2.4620.4910.704

1(1)xP1(2.4621)0.491最小回流比为

7

RminxDyP0.9660.7041.23

yPxP0.7040.491回流比为最小回流比的2倍，即

R2R21.232.46

min

(3)精馏塔的气、液相负荷

LRD2.4619.8448.81.Kmol/h

V(1R)D(12.46)19.8468.65Kmol/hL'LqF48.81141.05689.86Kmol/h

V'V68.65Kmol/h

(4)操作线方程 精馏段操作线方程 yn1RR1xxD2.460.966nR12.461xn2.4610.71x0.279提馏段操作线方程 yLqFm1LqFWxWxwmLqFW1.31xm0.01446

两操作线交点横坐标为 x(R1)xF(q1)xD(2.461)0.491fRq2.4610.491

理论板计算过程如下：

采用逐板计算法求理论塔板层数， 精馏段塔板数：

操作线方程yn10.71xn0.279

y2.462xnn 平衡方程：

11.462xn

y1xD0.966

8

x10.9203 y20.9335x20.8507 y30.8840x30.7559 y40.8166x

40.6440 y50.7371x50.5324 y60.6577x60.4383 x6xf0.491因此精馏段理论板数为5块，从第六块进料。 提流段操作线方程：yLqFm1LqFWxWxwmLqFW1.31xm0.01446yn2.462xn平衡方程：

11.462xn

x6x10.4383y20.5594x20.3402 y30.4309x30.2352 y40.2934x

40.1443 y50.1745x50.0790 y60.0890x60.0382xW0.0468因此提溜段理论板数为6。 总理论板层数 NT=11(包括再沸器) 进料板位置

NF=6

4.1.2实际板数的求取

（1）查苯-甲苯的气液平衡数据，由内差法求得

tF:0.4910.45tF92.0.50.456991.4092.69 得tF91.6C tD:0.96691.2tD191.284.480.0184.4 得tD81.7C tW:0.04680tW110.560.030108.79110.56 得tW107.8C

9

（苯下标为A,甲苯的下标为B）黏度为： tD81.7C uA0.303,uB0.307

tF91.6C uA0.275,uB0.282 tW107.8CuA0.238,uB0.256

计算平均黏度：

uLDxDuA(1xD)uB0.303 uLFxFuA(1xF)uB0.27856 uLWxWuA(1xW)uB0.255

液相平均黏度为：uuLDuLFuLWm20.27885全塔效率：ET0.49(L)0.2450.537精馏段实际板数：NN理实E510 T0.537提溜段实际板数：NN理实E612 T0.537所以进料板为第11块板，实际塔板数22.

10

4.2 精馏段的计算

4.2.1精馏塔的工艺条件及有关物性数据的计算

(1)操作压力的计算

塔顶的操作压力 PD101.34105.3KPa 每层塔板的压降 P0.7KPa 进料板压力 PF101.30.710108.3KPa

精馏段平均压力 Pm(105.3108.3)/2106.8KPa

(2)操作温度的计算 以上计算得：

塔顶温度 tD81.7C 进料板温度 tF91.6C

精馏段平均温度 tm(81.791.6)/286.65C (3)平均摩尔质量计算 塔顶平均摩尔质量的计算

由理论板的计算过程可知，y1xD0.966，x10.9203

MVDm0.96678.11(10.966)92.1378.587Kg/mol MLDm0.920378.11(10.9203)92.1379.227Kg/mol进料板平均摩尔质量的计算

由理论板的计算过程可知，yF0.6577，xF0.4383

MVFm0.657778.11(10.6577)92.1382.909Kg/molMLFm0.438378.11(10.4383)92.1385.985Kg/mol精馏段的平均摩尔质量为

MVm(78.58782.909)/280.748Kg/mol MLm(79.22785.985)/282.606Kg/mol

11

(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

pM106.880.748VmVmmRT2.88Kg/m3 m8.314(86.65273.15)② 液相平均密度计算

液相平均密度计算依下式计算，即：

1aALmaBLA

LB塔顶液相平均密度的计算。

由tD81.7C，查液体在不同温度下的密度表得：

A813.1Kg/m3 B808.3Kg/m3 10.960.04 LDm812.9Kg/m3LDm813.1808.3 进料板液相平均密度的计算。

由tF91.6C，查液体在不同温度下的密度表得：

A802.1Kg/m3 B798.6Kg/m3 a78.11A0.43830.438378.11(10.4383)92.130.398

1.3980.6020802.1798.6 LFm799.99Kg/m3 LFm精馏段的平均密度为：

Lm(812.9799.99)/2806.445Kg/m3 表4-2苯和甲苯的液相密度L

温度80

90

100

110

120

t/℃

A/kg/m

815 803.9 792.5 780.3 768.9

12

3

B/kg/m

810 800.2 790.3 780.3 770.0

3

(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：

nLmxii

i1塔顶液相平均表面张力的计算。

由tD81.7C，查液体表面张力共线图得：

A21.06mN/m B21.5mN/m

LDm0.96621.06(10.966)21.521.07mN/m

进料板液相平均表面张力的计算。

由tF91.6C，查液体表面张力共线图得：

A19.87mN/m B20.49mN/m LFm0.438319.87(10.4383)20.4920.22mN/m

精馏段平均表面张力为：

Lm(21.0720.22)/220.64mN/m

表4-3液体的表面张力

温度t /℃

80 90 100 110 120 A /mN/m

21.27 20.06 18.85 17.66 16.49 B /mN/m

21.69

21.20

19.94

18.41

17.31

(6)液体平均黏度计算

液相平均黏度依下式计算，即：

lgLmxilgi

13

塔顶液相平均黏度的计算：

由tD81.7C，查液体黏度共线图得：

A0.303mPas B0.307mPas

lgLDm0.966lg0.3030.034lg0.307 LDm0.303mPas

进料板液相平均黏度的计算： 由tF91.6C，查气体黏度共线图得：

A0.275Pas B0.282mPas

lgLFm0.4383lg0.2750.5617lg0.282 LFm0.279mPas

精馏段液相平均黏度为：

Lm(0.3030.279)/20.291mPas

表4-4液体黏度L

温80

90

100

110

120

度,t,℃

LA /mPa 0.308 0.279 0.255 0.233 0.215 LB mPa

0.311

0.286

0.264

0.254

0.228

4.2.2精馏塔的塔体工艺尺寸计算

(1)塔径的计算

精馏段的气、液相体积流率为：

VSVMVm360068.6580.7480.535m3/s

Vm36002.88LLMLm360048.8182.606S0.0014m3/s

Lm3600806.445

14

由umaxCLV，式中C由CC20(L)0.2求取，其中C20由筛板塔汽液负荷因V20子曲线图查取，图横坐标为

LhL120.00143600806.4451V()(5353600)(2.88)20.0438 hV0.取板间距HT0.4m，，板上液层高度hL0.06m，则

HThL0.40.060.34m

查筛板塔汽液负荷因子曲线图得C200.0725

C0.0725(L0.220)0.0725(20.6420)0.20.073 uVmaxCL0.073806.4452.88881.22m/sV2.取安全系数为0.7，则空塔气速为：

u0.7umax0.71.220.854m/s

D4VS4u0.5353.140.8540.893m 按标准塔径圆整后为D1m。 塔截面积为：

AT0.785D20.785120.785m2

uvSA0.5350.7850.682m/s T(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（10-1）0.43.6m

提馏段有效高度为：

Z提（N提-1）HT（12-1）0.44.4m

全塔有效高度Z=8m

15

4.2.3.塔板主要工艺尺寸的计算

(1)溢流装置计算

因塔径D1.0m，可选用单溢流弓形降液管，采用凹形受液盘。各项计算如下： ① 堰长lw

取 lw0.66D0.6610.66m ② 溢流堰高度hw

由howhLhow，选用平直堰，堰上液层高度how由下式计算，即：

h2.84Low1000E(h2l)3 w近似取E=1，则h2.840ow10001(.00143600230.66)0.011m 取板上清液层高度hL60mm 故hwhLhow0.060.0110.049m ③ 弓形降液管宽度Wd和截面积Af： 由lwD0.66，查弓形降液管参数图得：

AfA0.0722 WdTD0.124

则：Af0.07220.7850.0567m2，Wd0.1241.0.124m 验算液体在降液管中停留时间，即：

3600AfHT0.05670.4L3600h0.0014360016.2s5s

故降液管设计合理。

④ 降液管底隙的流速u'00.08m/s，则：

hh0.00140L3600l36000.0265m

wu'036000.660.08hwh00.0490.02650.0225m0.006m故降液管底隙高度设计合理。

16

选用凹形受液盘，深度h'w50mm。 (2)塔板布置

① 塔板的分块。因D800mm，故塔板采用分块式。查塔板块数表得塔板分为4块。

② 边缘区宽度确定：

取WsW's0.065m，Wc0.035m

③ 开孔区面积计算。开孔区面积Aa计算为：

Aa2(xr2x2xr2sin1) 180r其中 xD(WdWs)0.5(0.1240.065)0.311m

2 rDWc0.50.0350.465m

2故

Aa2(0.3110.46520.31123.140.3110.4652sin1)0.532m21800.465④ 筛孔计算及其排列。由于苯和甲苯没有腐蚀性，可选用3mm碳钢板，取筛孔直径d05mm。筛孔按正三角形排列，取孔中心距t为：

t3d03515mm

筛孔数目n为：

n1.155Aa1.1550.5322731个 22t0.015

开孔率为：

A0d50.907(0)20.907()210.1% Aat15气体通过筛孔的气速为：

u0Vs0.5359.96m/s A00.1010.532

17

4.2.4.筛板的流体力学验算

(1)塔板压降

① 干板阻力hc计算。干板阻力由下式计算：

1Vhc2gLu0C 02由d0531.67，查筛板塔汽液负荷因子曲线图得C00.772

2.889.96故hc0.0510.0303m液柱

806.4450.772② 气体通过液层的阻力hl计算。气体通过液层的阻力hL由下式计算，即

h1hL uaVs0.5350.735m/s

ATAf0.7850.05672 F0uaV0.7352.881.25[kg12/(sm12)]

查充气系数关联图得0.62。

故h1hL0.62(0.0490.011)0.0372m液柱。

③ 液体表面张力的阻力h计算。液体表面张力所产生的阻力h由下式计算，即：

4L420.64103h0.0021m液柱

Lgd0806.4459.810.005

气体通过每层塔板的液柱高度hp按下式计算：

hphchlh0.03030.03720.00210.0696m液柱

气体通过每层塔板的压降为：

pphpLg0.0696806.4459.81550.6Pa0.7Kpa

(2) 液面落差

对于筛板塔，液面落差很小，且本设计的塔径和液流量均不大，故可忽略液面

18

落差的影响。 (3) 液沫夹带

液沫夹带按下式计算：

5.7106 ev=

LuaHhfT 3.2 hf=2.5hL=2.50.060.15m

5.710uaeVHh故：LfT0.1Kg液/Kg气63.25.71060.73520.641030.400.153.20.00871Kg液/Kg气故在本设计中液沫夹带量eV在允许的范围内。 (4) 漏液

对筛板塔，漏液点气速u0.min按下式计算：

u0.minVs.minA04.4C06.04m/s实际孔速u09.96m/su0.min

0.00560.13hLhσL/V4.40.772(0.00560.130.060.0021)806.445/2.88

稳定系数为Ku0u0.min9.96/6.041.651.5 故在本设计中无明显漏液。 (5) 液泛

为防止塔内发生液泛，降液管内液层高Hd应服从下式所表示的关系，即：

Hd(HThw)

苯—甲苯物系属一般物系，取0.5，则：

(HThw)0.5(0.40.049)0.2245m液柱

而 HdhphLhd

板上不设进口堰，hd按下式计算：

19

hd0.153u'00.1530.0820.000979m液柱

2Hd0.06960.060.0009790.13m液柱

Hd(HThw)，故本设计中不会发生液泛现象。

4.2.5.精馏段塔板负荷性能图

(1)漏液线

由u0.minVs.minA04.4C0[0.00560.13(hwhow)h]L/V u0,min=

Vs,min A0 hL=hWhOW

Lh2.84 howE1000lw得：

23Lh2.84Vs0.min4.4C0A00.00560.13hwEhL/Vl1000w232.84806.4453600Ls4.40.7720.1010.5320.00560.130.04710.002110002.880.66233.0540.009870.1144LS23

在操作范围内，任取几个Ls值，依上式计算出Vs值，计算结果列于下表

表4-5 漏液线计算结果

Ls/(m3/s) 0.0006 0.0015 0.003 0.0045 Vs/(m3/s) 0.316 0.326 0.338 0.348 由上表数据即可作出漏液线1 (2)液沫夹带线

以ev0.1kg液/kg气为限，求VsLs关系如下：

20

ev5.7106L(ua)3.2HThf3600Ls2/32/3)0.88Ls0.662/32/3由hf2.5hL2.5(hwhow)2.5(0.0490.88Ls)0.1232.2Ls how2.841031(HThf0.2772.2Ls2/31.373Vs5.71063.2ev()0.12/3320.64100.2772.2Ls整理得Vs1.27210.1Ls2/3

在操作范围内，任取几个Ls值，依上式计算出Vs值，计算结果列于下表

表4-6 液沫夹带线计算结果

Ls/(m3/s) 0.0006 0.0015 0.0030 0.0045 Vs/(m3/s) 1.2 1.1397 1.062 0.997

由上表数据即可作出液沫夹带线2 (3)液相负荷下限线

对于平直堰，取堰上液层高度how=0.006作为最小液体负荷标准:

2.843600LsE hOW=1000lW2/30.006

取E=1，则

how2.841031(3600Ls2/32/3)0.88Ls0.006 0.66Ls,min0.000563m3/s

据此可作出与气体流量无关的垂直液相负荷下限线3 (4)液相负荷上限线

以4s作为液体在降液管中停留时间的下限 =

AfHTLs=4

21

故 Ls,min=

AfHT4=

0.05670.400.00567m2/s

4据此可作出与气体流量无关的垂直液相负荷上限线4。 (5)液泛线 令Hd(HThw)

由HdhphLhdhchlhhdhL

hlhLhLhwhow

联立解得HT(1)hw(1)howhchhd

忽略h，将how与Ls，hd与Ls，hc与Vs的关系式代入上式，并整理得：

a'Vsb'c'Lsd'Ls222/3

V11112.87式中a'....29.810.1010.5320.7722806.4450.106 2gA0C02Lb'HT(1)hw0.50.40(0.50.621)0.0490.145

c'0.153(lwh0)20.153(0.660.0265)22/3500.16

2/33600d'2.84103E(1)lw236002.841031(10.62)0.6622/31.426将

有关的数据代入整理，得Vs1.3684718.5Ls13.45Ls

在操作范围内，任取几个Ls值，依上式计算出Vs值，计算结果列于下表

表4-7液泛线计算表

Ls/(m3/s) 0.0006 0.0015 0.0030 0.0045 Vs/(m3/s) 1.127 1.086 1.023 0.952

由上表即可作出液泛线5

根据以上各线方程，可作出筛板塔的负荷性能图，如下图：

22

1.41.2Vs 10.80.60.40.200.00060.00150.0030.00450.006漏液线液沫夹带线液相负荷下限线液相负荷上限线液泛线ALs

图4-1 精馏段筛板塔的负荷性能图

在负荷性能图上，作出操作点A，连接OA，即作出操作线。由上图可看出，该筛板的操作上限为液泛控制，下限为漏液控制。由图查得： Vs,min = 0.3m3/s Vs,max= 1.1m3/s 故操作弹性为：Vs,max/Vs,min=3.67

所设计精馏段筛板的主要结果汇总于下表4-8

23

表4-8 精馏段筛板塔设计计算结果

序号 项目 数值 1 2 3 4 5 6 7 8 9 10 11 12 13 14 15 16 17 18 19 20 平均温度tm/C 平均压力pm/kPa 气相流量Vs/(m3/s) 液相流量Ls/(m3/s) 塔的有效高度Z/m 实际塔板数 塔径/m 板间距 溢流形式 降液管形式 堰长/m 堰高/m 板上液层高度/m 堰上液层高度/m 降液管底隙高度/m 安定区高度/m 边缘区高度/m 开孔区面积/m2 筛孔直径/m 筛孔数目 86.65 106.8 0.535 0.0014 8 22 1.0 0.40 单溢流 弓形 0.66 0.049 0.06 0.011 0.0265 0.065 0.035 0.532 0.005 2731 24

21 22 23 24 25 26 27 28 29 30 31 32 孔中心距/m 开孔率/% 空塔气数/(m/s) 筛孔气数/(m/s) 稳定系数 单板压降/Pa 负荷上限 负荷下限 液沫夹带量/(kg液/kg气) 气相负荷上限/m3/s 气相负荷下限/m3/s 操作弹性 0.015 10.1 0.854 9.96 1.65 550.6 液泛控制 漏液控制 0.00871 0.98 0.34 3.67 4.3提溜段的计算

4.3.1 精馏塔的提馏段工艺条件

(1)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： 塔釜温度 tw107.8C 进料板温度 tF91.6C

提馏段平均温度 tm(107.891.6)/299.7C (2)平均摩尔质量计算 塔釜平均摩尔质量的计算

25

由理论板的计算过程可知，y120.089，x120.0382

MVDm0.038278.11(10.0382)92.1391.59Kg/mol MLDm0.08978.11(10.089)92.1390.88Kg/mol

由理论板的计算过程可知，提馏段的平均摩尔质量为：

MVm(91.5982.909)/287.25Kg/mol MLm(90.8885.985)/288.43Kg/mol

(3)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

VmpmMVm112.587.25.314(99.7273.15)3.2Kg/m3RT m8② 液相平均密度计算

液相平均密度计算依下式计算，即：

1aA

LmaBLALB塔釜液相平均密度的计算。

由tw107.8C，查液体在不同温度下的密度表得：

A782.98Kg/m3 B782.5Kg/m3

10.040.96 Lwm782.5Kg/m3Lwm782.98782.5 进料板液相平均密度的计算。

由tF91.6C，由前计算得LDm799.99Kg/m3 提馏段的平均密度为：

Lm(782.5799.99)/2791.245Kg/m3

(4)液体平均表面张力的计算

26

液相平均表面张力依下式计算，即：

Lmxii

ni1塔釜液相平均表面张力的计算。

由tw107.8C，查液体表面张力共线图得：

A17.92mN/m B18.75mN/m

LDm0.046817.92(10.0468)18.7518.7mN/m

进料板液相平均表面张力的计算。

由tF91.6C，由前算得： LFm20.22mN/m 提馏段平均表面张力为：

Lm(18.720.22)/219.46mN/m

(5)液体平均黏度计算

液相平均黏度依下式计算，即：

lgLmxilgi

塔釜液相平均黏度的计算：

由tw107.8C，查气体黏度共线图得：

A0.238mPas B0.256mPas

lgLDm0.0468lg0.23810.0468lg0.256 LWm0.255mPas提馏段液相平均黏度的计算：

由tF91.6C，由前算得： LFm0.279mPas 提馏段液相平均黏度为：

Lm(0.2550.279)/20.267mPas

4.3.2 提馏塔的塔体工艺尺寸计算

(1)塔径的计算

提馏段的气、液相体积流率为：

27

VSV'MVm68.6587.250.52m3/s

3600Vm36003.2LSL'MLm89.8688.430.0028m3/s

3600Lm3600791.245由umaxCLV，式中C由CC20(L)0.2求取，其中C20由筛板塔汽液负荷因V20子曲线图查取，图横坐标为

LhV(L)12(0.002836003600)(791.2453.2)120.085 hV0.52取板间距HT0.4m，，板上液层高度hL0.06m，则

HThL0.40.060.34m

查筛板塔汽液负荷因子曲线图得C200.068

C0.068(L19.20)0.20.068(4620)0.20.0676 umaxCLV791.2450.06763.21.06m/sV3.2取安全系数为0.7，则空塔气速为：

u0.7umax0.71.060.74m/s

D4VSu40.523.140.740.946m 按标准塔径圆整后为D1.0m。

塔截面积为：

AT0.785D20.7851.020.785m2

uVSA0.52.7850.662m/s T04.3.3 塔板主要工艺尺寸的计算

(1)溢流装置计算

28

因塔径D1.0m，可选用单溢流弓形降液管，采用凹形受液盘。各项计算如下： ① 堰长lw

取 lw0.66D0.661.00.66m ② 溢流堰高度hw

由howhLhow，选用平直堰，堰上液层高度how由下式计算，即：

h2.84Lh2ow1000E(3l)

w近似取E=1，则h2.840.002836002ow310001(0.66)0.017m

取板上清液层高度hL60mm 故hwhLhow0.060.0170.043m ③ 弓形降液管宽度Wd和截面积Af： 由lwD0.661.00.66，查弓形降液管参数图得：

AfA0.0722 WdD0.124 T则：Af0.07220.7850.0567m2，Wd0.1241.00.124m 验算液体在降液管中停留时间，即：

3600AfHT0.05670.4L3600h0.002836008.1s5s

故降液管设计合理。

④ 降液管底隙的流速u'00.15m/s，则：

h0Lh3600l'0.00283600660.150.0283m· h0一般不宜小于20—25mm

wu036000.hwh00.0430.02830.0147m0.006m

故降液管底隙高度设计合理。 选用凹形受液盘，深度h'w50mm。

29

(2)塔板布置 与精馏段一样。 提溜段气体通过筛孔的气速为：

u0Vs0.5359.68m/s A00.1010.5324.3.4 筛板的流体力学验算

(1)塔板压降

① 干板阻力hc计算。干板阻力由下式计算：

1Vhc2gLu0C 02由d0531.67，查筛板塔的汽液负荷因子曲线图得C00.772

2.889.68故hc0.0510.0324m液柱

791.2450.772② 气体通过液层的阻力hl计算。气体通过液层的阻力hL由下式计算，即

h1hL uaVs0.520.714m/s

ATAf0.7850.05672 F0uaV0.7143.51.28[kg12/(sm12)]

查充气系数关联图得0.61。

故h1hL0.610.0430.0170.0366m液柱。

③ 液体表面张力的阻力h计算。液体表面张力所产生的阻力h由下式计算，即：

4L419.46103h0.002m液柱

Lgd0791.2459.810.005气体通过每层塔板的液柱高度hp按下式计算：

hphchlh0.03240.03660.0020.071m液柱

气体通过每层塔板的压降为：

pphpLg0.071791.2459.81551.1Pa0.7Kpa

30

(2)液面落差

对于筛板塔，液面落差很小，且本设计的塔径和液流量均不大，故可忽略液面落差的影响。 (3)液沫夹带

液沫夹带按下式计算：

5.710uaeVLHThf0.1Kg液/Kg气63.25.71060.71419.461030.402.500.063.20.0084Kg液/Kg气

故在本设计中液沫夹带量eV在允许的范围内。 (4)漏液

对筛板塔，漏液点气速u0.min按下式计算：

u0.minVs.minA04.4C05.7m/s实际孔速u09.68m/su0.min

0.00560.13hLhσL/V4.40.772(0.00560.130.060.002)791.245/3.2

稳定系数为Ku0u0.min9.68/5.71.6981.5 故在本设计中无明显漏液。 (5)液泛

为防止塔内发生液泛，降液管内液层高Hd应服从下式所表示的关系，即：

Hd(HThw)

苯—甲苯物系属一般物系，取0.5，则：

(HThw)0.5(0.40.043)0.222m液柱

而 HdhphLhd

板上不设进口堰，hd按下式计算：

hd0.153u'00.1530.1520.00344m液柱

2Hd0.0710.060.003440.134m液柱

31

Hd(HThw)，故本设计中不会发生液泛现象。

4.3.5 提镏段塔板负荷性能图

(1)漏液线

由u0.minVs.minA04.4C0[0.00560.13(hwhow)h]L/V

Lh2.84howEl 1000w得：

2L2.84V4.4CA0.00560.13hEhs0.min00w1000lw3hL/V30.002791.2453.22323600L2.84s4.40.7720.1010.5320.00560.130.04310.6610002.870.009190.1144L23S 在操作范围内，任取几个Ls值，依上式计算出Vs值，计算结果列于下表

表4-9漏液线计算结果

Ls/(m3/s) 0.0006 0.0030 0.006 0.009 Vs/(m3/s) 0.287 0.309 0.327 0.341 由上表数据即可作出漏液线1 (2)液沫夹带线

以ev0.1kg液/kg气为限，求VsLs关系如下：

ev5.7106L(ua)3.2HThf3600Ls2/32/3)0.88Ls0.662/32/3由hf2.5hL2.5(hwhow)2.5(0.0430.88Ls)0.10752.2Ls how2.841031(HThf0.29252.2Ls2/31.373Vs5.7106ev()3.20.12/3319.46100.29252.2Ls

32

整理得Vs1.329.92Ls2/3

在操作范围内，任取几个Ls值，依上式计算出Vs值，计算结果列于下表

表4-10 液沫夹带线计算结果

Ls/(m3/s) 0.0006 0.0030 0.006 0.009 Vs/(m3/s) 1.249 1.114 0.992 0.891 由上表数据即可作出液沫夹带线2 (3)液相负荷下限线

对于平直堰，取堰上液层高度how=0.006作为最小液体负荷标准。

how2.841031(3600Ls2/32/3)0.88Ls0.006 0.66Ls,min0.000563m3/s

据此可作出与气体流量无关的垂直液相负荷下限线3 (4)液相负荷上限线

以4s作为液体在降液管中停留时间的下限 ATHT4 Ls故Ls,min0.05670.40/40.00567m3/s

据此可作出与气体流量无关的垂直液相负荷上限线4。 (5)液泛线 令Hd(HThw)

由HdhphLhdhchlhhdhL

hlhLhLhwhow

联立解得HT(1)hw(1)howhchhd

忽略h，将how与Ls，hd与Ls，hc与Vs的关系式代入上式，并整理得：

a'Vsb'c'Lsd'Ls222/3

33

式中a'V11113.2....0.012 222gA0C0L29.810.1010.5320.772791.245b'HT(1)hw0.50.40(0.50.611)0.0430.152

c'0.153(lwh0)20.153(0.660.0283)22/3438.56

2/33600d'2.84103E(1)lw236002.841031(10.61)0.6622/31.417

将有关的数据代入整理，得Vs1.273654.7Ls11.81Ls

在操作范围内，任取几个Ls值，依上式计算出Vs值，计算结果列于下表

表4-11液泛线计算结果

Ls/(m3/s) 0.0006 0.0030 0.006 0.09 Vs/(m3/s) 1.0885 0.995 0.885 0.75 由上表即可作出液泛线5

根据以上各线方程，可作出筛板塔的负荷性能图，如下图：

1.41.21A 漏液线液沫夹带线液相负荷下限线液相负荷上限线液泛线A0.00060.0030.0060.009Vs 0.80.60.40.20Ls

图4-2提馏段负荷性能图

在负荷性能图上，作出操作点A，连接OA，即作出操作线。由上图可看出，该筛板的操作上限为液泛控制，下限为漏液控制。由图查得： Vs,min = 0.3 m3/s Vs,max= 1.05m3/s 故操作弹性为：Vs,max/Vs,min=3.5

34

所设计提馏段筛板的主要结果汇总于下表4-12

表4-12 提馏段筛板塔设计计算结果表

序号 项目 数值 1 2 3 4 5 6 7 8 9 10 11 12 13 14 15 16 17 18 19 20 平均温度tm/C 平均压力pm/kPa 3V/(m/s) s气相流量3L/(m/s) s液相流量99.7 112.5 0.52 0.0028 8 12 1.0 0.40 单溢流 弓形 0.66 0.043 0.060 0.017 0.0283 0.065 0.035 0.532 0.005 2731 35

全塔的有效高度Z/m 提溜段实际塔板数 塔径/m 板间距 溢流形式 降液管形式 堰长/m 堰高/m 板上液层高度/m 堰上液层高度/m 降液管底隙高度/m 安定区高度/m 边缘区高度/m 开孔区面积/m2 筛孔直径/m 筛孔数目

21 22 23 24 25 26 27 28 29 30 31 32 孔中心距/m 开孔率/% 空塔气数/(m/s) 筛孔气数/(m/s) 稳定系数 单板压降/kPa 负荷上限 负荷下限 液沫夹带量/(kg液/kg气) 气相负荷上限/m3/s 气相负荷下限/m3/s 操作弹性 0.015 10.1 0.74 9.68 1.698 551.1 液泛控制 漏液控制 0.0084 0.9 0.3 3.5

36

第五章 塔体及附件设计

5.1塔体结构

（一）塔顶空间

指塔内最上层塔板与塔顶空间的距离。为利于出塔气体夹带的液滴沉降，其高度应大于板间距，通常取HD为（ 1.5～2.0）HT。需要安装除沫器时，要根据除沫器的安装要求确

定塔顶空间 取 HD=1m

（二）塔底空间HB

则塔底空间为：HB=1.5m （三）人孔 开2个人孔，在第8块板取一人孔，在第16块板开一人口 板间Hp=600mm; 封头和裙坐各开一人孔 人孔直径为500mm 伸出筒体200mm 裙坐取2m 封头取 0.5m

（四）塔高H(不包括封头、裙坐)

H=(n-nF-np-1)HT+nFHF+nPHp+HD+HB

所以H=(22-1-2-1)0.4+10.5+20.6+1+1.5 =11.4

5.2附件的计算

5.2.1接管

(1)进料管

进料管的结构类型很多，有直管进料管、弯管进料管、T形进料管。本设计采用直管进料管,高位槽进料。F=3500Kg/h , F=799.99Kg/m3 则体积流量VFFF35004.375m3/h 管内流速u0.8m/s

799.99则管径d4VF/3600u44.375/36000.0311m31.1mm

3.140.8圆整后 取 32mm (2)回流管

采用直管回流管，回流管的回流量D19.84kmol/h5.5mol/s 塔顶液相平均摩尔质量M79.23kg/kmol,平均密度812.9kg/m

3 37

则液体流量V3D(DM)(19.8479.23)/812.92.2m/h 采用的是重力回流，所以速度u=0.4m/s 则回流管直径d4Vd/360042.2/3600u3.140.40.044m

圆整 d取45mm (3)塔顶蒸汽接管

塔顶蒸汽密度 塔顶汽相平均摩尔质量M78.587kg/kmol 则蒸汽体积流量：VVM.6578.587V682.880.52m3/s

取管内蒸汽流速u20m/s 则d4Vv/3600u40.523.14200.18m

圆整 取d=180mm (4)釜液排出管

塔底w=21.22kmol/h 平均密度782.5kg/m3 平均摩尔质量M90.88kg/kmol 体积流量：LwWM90.8821.22782.52.46

取管内流速u0.8m/s 则d4LW42.46/3600u3.140.80.033m

圆整 d=35mm (5)塔釜进气管 塔釜蒸汽密度V pmMVDMRT116.791.598.314(107.8273)3.376kg/m3 38

塔顶汽相平均摩尔质量M91.59kg/kmol 则塔釜蒸汽体积流量：VVMV68.6591.59V 3.3.3761863kg/h

取管内蒸汽流速u20m/s 则d4Vv/360041863/3600u3.14200.18m

则实际管径d=180mm

5.3 附属设备设计

5.3.1 冷凝器

塔顶温度tD=81.7℃ 用原料冷却t1=20℃ t2=30℃ t则

1tDt181.7 20 61.7 t2tDt281.7 30 51.7

tt1t210mln(t56.55

1/t2)ln(61.7/51.7)由tD=81.7℃ 查液体比汽化热共线图得苯392.5KJ/kg

塔顶被冷凝量 qVhv0.5352.88/36001.54kg/s

冷凝的热量Qq 1.54392.5604.45KJ/s

取传热系数K=600W/m2k，

则传热面积AQ/Kt604.451032m60056.5517.8m Q604.45103冷凝水流量WC1.791031033.7kg/spt

5.3.2 再沸器

塔底温度tw=107.8℃ 用t0=135℃的低压蒸汽，釜液出口温度t1=112℃ 39

则

t1t0tw135 107.8 27.2 t2t0t1135 112 23

t1t227.223tm25.4

m(t1/t2)m(26.11/23)由tw=107.8℃ 查液体比汽化热共线图得甲苯363KJ/kg

3又气体流量Vh=3567.6m3/h 密度v3.2Kg/m

则qmVhv0.523.21.664kg/s

Qqm 1.664363604KJ/s

取传热系数K=600W/m2k，

60410339.6m2 则传热面积AQ/Ktm60024.5Q60410312.06kg/s 加热蒸汽的质量流量WCp(t0t1)2177.623第六章 热量衡算

6.1 塔顶热量衡算

表6-1苯—甲苯的蒸发潜热与临界温度

物质 苯 甲苯

由： QC(R1)D(IVDILD)

其中 IVDILDXDHVA(1XD)HVB

1Tr20.38) HV2HV1(1Tr1沸点0C 80.1 110.63

蒸发潜热KJ/Kg

394 363

临界温度TC/K

288.5 318.57

40

则: t D = 81.7 0C时 苯:

Tr2(81.7273.15)/288.51.23Tr1(80.1273.15)/288.51.22

蒸发潜热 H1Tr2V2HV1(1T)0.38394(11.23)0.38400.71kJ/kg r111.22甲苯: Tr 2 = (81.7 + 273.15) / 318.57 = 1.11

Tr1 = (110.63 + 273.15) / 318.57 = 1.2

蒸发潜热 H1Tr2V2HV1(1T)0.38363(11.11)0.38289.23kJ/kg r111.2 M D = 78.587kg / mol

D ' = M D × D = 78.587 × 19.84=1559.17kJ / kg

IVD –I LD = X D ×△HVA -(1 -X D ) ×△HVB

= 0.966 × 400.71- (1- 0.966) × 289.23

= 377.25kJ / kg

QC = ( R + 1) × D ' × ( IVD- I LD )

= (2.46+1) × 1559.17 × 377.25 =2.035 ×106 kJ / kg

6.2塔底热量衡算

QC(R1)D(IVDILD)

其中 IVDILDXDHVA(1XD)HVB

H1Tr2V2HV1(1T)0.38 r1则: t0

w=107.8C

苯: Tr 2 = (107.8 + 273.15) / 288.5 = 1.32

Tr1 = (80.1 + 273.15) / 288.5 = 1.22

蒸发潜热 △HV 1 = △HV 1 ×[( 1- T0.38r 2) /(1-Tr1)]

= 394 ×[( 1-1.32) /(1-1.22)]0.38=454.29 kJ / kg

甲苯: Tr 2 = (107.8 + 273.15) / 318.57 = 1.196

41

Tr1 = (110.63 + 273.15) / 318.57 = 1.2047

蒸发潜热 △HV 2 = △HV 1 ×[( 1- Tr 2) /(1-Tr1)]0.38

= 363×[( 1-1. 1995) /(1-1.2047)]0.38=357.058

MW = 91.59kg / mol

D ' = MW × W = 91.59 × 21.216= 5469.905kJ / kg IVw- I Lw = (1- X w) ×△HV2- X w×△HV1

= (1- 0.0468) × 359.47 -0.00.468× 454.29 = 319.09kJ / kg

QC = ( R + 1) × D ' × ( IVD- I LD )

= (2.42+1)× 1943.17 × 319.09 = 1.5× 106 kJ / kg

6.3 焓值衡算

由前面的计算过程及结果可知：

塔顶温度tD81.7℃，塔底温度tw107.8℃，进料温度tF91.6℃。

tD81.7℃下:

CP1=99.14KJ/(kmolK) CP2=124.36KJ/(kmolK)

CpCP1xDCP2(1xD)99.140.966124.360.03499.997KJ(kmolK)

tw107.8℃下：

CP1106.7KJ/(kmolK) CP2133.80KJ/(kmolK)

C PW  C P1 xW  C P 2 (1- xW )  106.7  0.0235  133.80  0.9765  133.16 KJ /(kmol K ) tD80.49℃下：

1392.88KJ/kg 2378.86KJ/kg

  1x D  2 (1- x D )  392.88  0.966  378.86  0.034  392.4KJ / kg

塔顶：

42

M D  M 1 x D  M 2 (1 -x D )  78.110.966  92.14  0.034  78.587kg / kmol

（1）0℃时塔顶气体上升的焓 QV 塔顶以 0℃为基准。

QV  V C P t D  V  MD

68.6599.997  81.7  68.65392.4  78.587 =2.68× 106 kJ / kg (2) 回流液的焓 QR

QR  L C P tD'  48.81 99.997  81.7 399000 KJ / h

(3) 塔顶馏出液的焓 QD

因馏出口与回流口组成一样，所以 CD  99.997 KJ /(kmol K )

QD  D C D t D

 19.8499.997 81.7  162000KJ / h

(4) 冷凝器消耗的焓 QC

QCQV-QR-QD 2680000-399000-162000 2119000KJ/h (5) 进料口的焓 QF

tF91.6℃下：

CP1104.02KJ/(kmolK) CP2130.03KJ/(kmolK)

C P  C P1 x F  C P 2  (1 -x F )  104.02  0.491  130.03 (1- 0.491) 66.36 KJ /(kmol K ) 所以 QF  F C P t F  41.056 66.36  91.6  249600KJ / h （6）塔底残液QW

QW  W CW tW  21.22  132.53 107.8  303000KJ / h

43

（7）再沸器 QB (全塔范围内列衡算式) 塔釜热损失为 10%，则 η =0.9 设再沸器损失能量

Q 损0.1QB，QBQFQCQWQ损QD

加热器实际热负荷

0.9QBQCQWQD-QF2119000303000162000-2496002335000QB2335000/0.92590000KJ/h

44

附录

附录[1] 苯----甲苯连续精馏过程板式精馏塔操作物料流程示意图

45

设计总结

经过一个星期的课程设计，终于完成了《苯----甲苯分离过程板式精馏塔》的课程设计。塔设备是化工、石油化工和炼油等生产中最重要的设备之一，他可以使气(或汽)或液液两相紧密接触，达到相际传质及传热的目的。在化工厂、石油化工厂、炼油厂等中，塔设备的性能对于整个装置的产品产量、质量、生产能力和消耗定额，以及三废处理和环境保护等各方面都有重大影响。因此，掌握精馏塔的基本设计是身为化工专业学生是十分重要的。

本设计进行苯和甲苯的分离，采用直径为1.m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．耐腐蚀和不易阻塞，操用、调节、检修方便； ２．结构简单、材料耗用量少，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。

由于能力以及实践还有许多不足，所以在整个设计过程中，难免有些不成熟和欠妥之处，希望老师能够批评指正。

46

参考文献

[1] 王志魁等编.化工原理第四版 .北京：化学工业出版社,2004 [2] 李平等编.化工工程制图.北京：清华大学出版社，2011 [3] 贾绍义等编.化工原理课程设计.天津:天津大学出版社,2002

[4] 李功样等编.化工单元操作工程与设备.广州:华南理工大学出版社,2003

47