盐城师范学院 化工原理课程设计
3.5 精馏塔的工艺条件及有关物性数据的计算
3.5.1 操作压力的计算 ............................................... 17 3.5.2 平均摩尔质量的确定 ........................................... 17 3.5.3 平均密度的计算 .............................................. 18 3.5.4 液相平均表面张力的计算 ...................................... 19 3.5.5 液相平均粘度的计算 ........................................... 20 3.6 精馏塔塔体工艺尺寸计算
3.6.1 塔径的计算 .................................................. 20 3.6.2 精馏塔有效高度的计算 ........................................ 22 3.7 塔板主要工艺尺寸的设计与计算
3.7.1 溢流装置计算 ................................................ 22 3.7.2 塔板布置及浮阀数目与排列 .................................... 23 3.8 塔板的流体力学验算
3.8.1 气相通过浮阀塔板的压降 ...................................... 24 3.8.2 淹塔 ........................................................ 25 3.8.3 雾沫夹带 .................................................... 25 3.9 塔板负荷性能图
3.9.1 雾沫夹带线 .................................................. 26 3.9.2 液泛线 ...................................................... 27 3.9.3 液相负荷上限线 .............................................. 27 3.9.4 漏液线 ...................................................... 27 3.9.5 液相负荷下限线 .............................................. 28 3.9.6 负荷性能图的绘制 ............................................ 28
第四章 塔附件设计
4.1 接管-进料管 ...................................................... 30 4.2 法兰 ............................................................. 30 4.3 筒体与封
4.3.1 筒体 ........................................................ 30 4.3.2封头 .......................................................... 30 4.4 人孔 ............................................................. 30 4.5 群座的选择 ....................................................... 31 4.6 塔总体高度设计
4.6.1 塔顶空间 .................................................... 31 4.6.2 塔底空间 .................................................... 31
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4.6.3 塔高（不包括封头和群座） .................................... 31
第五章 设计过程的评述和讨论
5.1回流比的选择 ....................................................... 31 5.2塔高和塔径 ......................................................... 32 5.3进料状况的影响 ..................................................... 32 5.4热量衡算和节能 ..................................................... 32
参考文献 ................................................................. 32 后记 ...................................................................... 33 附录 ...................................................................... 34
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年处理35000t苯—甲苯混合液
浮阀精馏塔设计
吴亚丽
【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。
本设计采用连续精馏过程。浮阀塔在操作弹性、塔板效率、压降、生产能力以及设备造价等方面都比较优越。其主要特点是在塔板的开孔上装有可浮动的浮阀，气流从浮阀周边以稳定的速度水平进入塔板上液层进行两相接触，浮阀可根据气体流量的大小目前用于气液分离的传质设备主要采用板式塔，对于二元混合物的分离，应上下浮动，自行调节。 其中精馏塔的工艺设计计算包括塔高、塔径、塔板各部分尺寸的设计计算，塔板的布置，塔板流体力学性能的校核及绘出塔板的性能负荷图。
【关键词】苯 甲苯 精馏 浮阀塔 【
Abstract
】
Distillationseparationisthemostcommonlyusedliquidmixtureofaunitoperationinchemical,petrochemicalandotherindustriesrefining,widelyapplied.Thisdesignisthesubjectofbenzenemorpholine-toluenebinarysystem-a typeofdistillationprocess of design.
Thisdesignusetraycolumn.Fortheseparationofbinary,weshoulduseacontinuousprocess.Theadvantagesofthefloatvaluetowerlieintheflexibilityofoperation,efficiencyof
theoperation,pressuredrop,producingcapacity,andequipmentcosts.Itsmainfeatureisthatthereisafloatingvalveontheholeoftheplate,thentheaircancomeintothetrayplateatasteadyrateandmakecontractwiththelevelofliquid,sothattheflowvalvecanfluctuateandcontrolitselfaccordingtothesizeoftheair.Thecalculationsofthedistillationdesigningincludethecalculationofthetowerheight,thetowerdiameter,thesizeofvariouspartsofthetrayandthearrangementofthetray,andthecheckofthehydrodynamicsperformanceofthetray.Andthendrawthedrayloadmap.
【Key words】benzene；methylbenzene；rectification；valve tower
引 言
化工生产中所处理的原料中间产品几乎都是由若干组分组成的混合物，其中大部分是 均相混合物。生产中为满足要求需将混合物分离成较纯的物质。精馏是分离液体混合物（含 可液化的气体混合物）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应用。精馏过程在能量剂的驱动下（有时加质量剂），使气、液两相多次直接接触和 分离，利用液相混合物中各组分挥发度的不同，使易挥发组分由液相向气相转移，难挥发 组分由气相向液相转移，实现原料混合液中各组分的分离。该过程是同时进行传质、传热 的过程。
在本设计中我们使用浮阀塔，浮阀塔是一种板式塔，用于气液传质过程中。浮阀的阀片可以浮动， 随着气体负荷的变化而调节其开启度，因此，浮阀塔的操作弹性大，特别是在低负荷时，仍能保持正常 操作。浮阀塔由于气液接触状态良好，雾沫夹带量小(因气体水平吹出之故)，塔板效率较高，生产能力 较大 。塔结构简单，制造费用便宜，并能适应常用的物料状况，是化工、炼油行业中使用最广泛的塔
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[2]
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型之一。浮阀塔有活动泡罩、圆盘浮阀、重盘浮阀和条形浮阀四种形式。浮阀塔的突出优点是结构简单 造价低，合理的设计能满足要求的操作弹性，浮阀塔是最广泛应用于工业生产的设备之一。
第一章 文献综述
精馏是多级分离过程，即可同时进行多次部分汽化和部分冷凝的过程，因此可是混合液得到几乎完全的分离。它是平衡蒸馏与简单蒸馏两者的有机结合。
平衡蒸馏以及简单蒸馏只能使混合液得到部分分离。与平衡蒸馏相比，简单蒸馏操作时对液体的连续部分汽化，釜液组成t--x(y)相图的泡点线变化，其结果可得难挥发组分 （重组分）含量很高而易挥发组分（轻组分）摩尔分数x很低的釜液。同理，在一定压力下，将混合蒸汽进行连续部分冷凝，蒸汽相得组成沿t--x（y）相图的露点线变化，结果 可得到难挥发组分（重组分）含量很低而易挥发组分（轻组分）摩尔分数y很高的蒸汽。 精馏在工业生产中应用广泛。按其操作方式，精馏可分为间歇精馏和连续精馏。工业生产中以连续精馏为主，而间歇精馏一般多用于小批量生产或某些有特殊要求的场合。如
化学合成药物，天然药物的分离提纯，非共沸物溶剂的回收。 精馏按操作压强可分为常
压，加压和减压蒸馏。一般情况下，采用常压蒸馏。当常压
下物系沸点较高，使用高温加热介质不经济或热敏性物质不能承受的情况，采用减压蒸馏可以降低操作温度。对常压沸点很低的物系，蒸汽相得冷凝不能采用常温水和空气等廉价的冷却剂，或者对常温常压下为气体的物系（如空气）进行精馏分离，则可采用加压蒸馏以提高混合物的沸点。
精馏进行的是气，液两相之间的传质，而作为气，液两相传质所用的塔设备，首先必须要能使气，液两相得到充分的接触，以达到较高的传质效率。但是，为了满足工业生产需要，塔设备还得具备下列歌中基本要求。
1.气，液处理量大，即生产能力大时，仍不致发生大量的雾沫夹带，拦液或液泛等破坏操作的现象。
2.操作稳定，弹性大，即当塔设备的气，液负荷有较大范围的变动时，仍能在较高的传质效率下进行稳定的操作并应保证长期连续操作所必须具备的可靠性。
3.流体流动的阻力小，即流体流经塔设备的压降小，这将大大节省动力消耗，从而降低操作费用。对于减压精馏操作，过大的压降还使整个系统无法维持必要地真空度，最终破坏物系的操作。
4.结构简单，材料耗用量小，制造和安装容易。 5.耐腐蚀和不易堵塞，方便操作，调节和检修。 6.塔内的滞留量要小。
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气，液传质设备种类很多，按接触方式可分为连续接触式和逐级接触式两大类，填料塔和板式塔分别作为其典型代表。
填料塔是在圆柱形壳内装填一定高度的填料，液体经塔顶喷淋装置均匀分布于填料层顶部上，依靠重力作用沿填料表面自上而下流经填料层后自塔底排出；气体则在压强差推动力下穿过填料层的空隙，由塔的一端流向另一端。气，液在填料表面接触进行质，热交换，两相的组成沿塔高连续变化。
板式塔是在圆柱形壳内按一定间距水平设置若干塔板，液体靠重力作用自上而下流经各层板后从塔底排出，各层塔板上保持有一定厚度的流体液层；气体则在压强差的推动力下，自塔底向上依次穿过各塔板上的液层上升至塔底排出。气，液在塔内逐板接触进行质， 热交换，故两相的组成沿塔高呈阶跃式变化。
表1 板式塔与填料塔的比较
项 压
目 降
板 式 塔 较大 较大
较稳定，效率较高 较大 适应范围较大 较易 常用金属材料 大直径时较低
填 料 塔
小尺寸填料较大；大尺寸填料及规整填料较小 小尺寸填料较小；大尺寸填料及规整填料较大 填料较高 较小
对液量有一定要求 较难
金属及非金属材料 新型材料投资较大
空塔气速 塔效率 持液量 液气比 安装检修 材质 造价
本实验采用的是浮阀塔板，它兼有泡罩塔和浮阀塔的优点。浮阀塔板的结构特点是在塔板上揩油若干大孔，每个孔上装有一个可以上下浮动的阀片。浮阀塔具有下列优点： 1.生产能力大。 2.操作弹性大。 3.塔板效率高。
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
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化工原理课程设计
2011 －2012 学年度
化学化工学院 制药工程专业
班级09（3） 学号09233232
题目名称 年处理35000t苯-甲
苯混合液浮阀精馏塔设计
学生姓名 指导教师
吴亚丽 施卫忠
设计时间：2011年11月21日～2011年12月04日
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盐城师范学院 化工原理课程设计任务书
化学化工学院 制药工程专业 班级09（3） 姓名吴亚丽 学号09233232
年处理量/ 进料组成（质量%） 吨 25000 30000 35000 40000 45000 50000
35% 1 34 42 38 29 22 38% 12 2 35 28 21 11 40% 23 13 3 20 10 30 45% 41 24 14 4 31 36 50% 27 19 9 15 5 39 55% 18 8 32 25 16 6 60% 7 33 37 40 26 17 学号
设计题目：年处理35000t苯—甲苯混合液浮阀精馏塔设计课程设计的目的与意义：
化工原理课程设计是培养学生综合运用化工原理及先修课程的基本知识进行化工工艺设计的能力，使学生掌握化工设计的基本程序和方法，得到一次化工设计的基本训练， 并应着重培养学生以下几方面的能力。
1.查阅技术资料，选用公式和搜集数据的能力。
2.树立既考虑技术上的先进性与可靠性，又考虑经济上的合理性，并注意到操作时的劳动条件和环境保护的正确设计思路，在这种设计思想的指导下去分析和解决工程实际问题的能力。
3.迅速准确地进行工程计算（包括电算）的能力。
4.用简洁的文字、清晰的图表示表达自己设计结果的能力。
课程设计的内容：
（1）工艺设计：
①选择工艺流程和工艺条件 加料方式和加料状态，塔顶蒸气冷凝方式，塔釜加热方
式； 塔顶塔釜产品的出料状态，塔顶产品由塔顶冷却器冷却至常温。 ②精馏工艺计算
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物料衡算确定各物料流量和组成； 经济核算确定适宜的回流比；
根据生产操作费和设备投资费综合核算最经济原则，尽量使用计算机进行最优 化计算，确定适宜回流比。（本步可采用捷算法代替）
精馏塔实际板数：用近似后的回流比在计算机（或手算）通过逐板计算得全塔全塔理论板数以及精馏段和提馏段各自的理论板数，同时要求作图计算；
根据全塔效率ET,求得全塔、精馏段、提馏段的实际板数，确定加料位置。
（2）精馏塔设备设计
①塔型；
②塔板结构设计和流体力学计算；
③绘制塔板负荷性能图：画出精馏段、提馏段某块板的负荷性能图；
④有关具体机械结构和塔体附件的选定： 接管规格：根据流量和流体的性质，选取
经验流速，选择标准管道。 全塔高度：包括上、下封头，裙座高度。
（3）附属设备设计和选用
①加料泵选型，加料管规格选型； 加料泵以每天工
作3小时计（每班打1小时）； 大致估计一下加料管路上的管件和阀门。
②高位槽、贮槽容量和位置 高位槽以一次加满再加一
定裕量来确定其容积； 贮槽容积按加满一次可生产10天计算确定。
③换热器选型：对原料预热器，塔底再沸器，塔顶产品冷却器等进行选型。 ④塔顶冷凝器设计选型：根据换热量，回流管内流速，冷凝器高度，对塔顶冷凝器 进行选型设计。
（4）编写设计说明书 设计说明书应根据设计指导思想阐明设计特点，列出设计主要技
术数据，对有关工
艺流程和设备选型作出技术上和经济上的论证和评价。应按设计程序列出计算公式和计算结果；对所选用的物性数据和使用的经验公式图表应注明来历。
设计说明书应附有带控制点工艺流程图，塔板结构简图和计算机程序框图和原程序。 （5）注意事项：
①化工原理课程设计既是对已学课程科研课题的综合应用，又为以后的专业课学习、毕业设计打下基础，因此，学生必须明确学习目的，树立正确的学习态度，在设计过程中要严肃认真、一丝不苟;
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②树立正确的设计思想，理论联系实际，从实际出发解决设计问题，力求设计合理、 实用、经济，努力做到全面考虑问题，使设计符合国情; ③正确处理计算和绘图的关系，计算和绘图是设计的中心内容。计算是绘图的基础， 绘图是计算的继续和延伸，两者不可偏废; ④注意培养工作的计划性。要经常掌握设计进度，并随时整理计算结果，这对设计的正常进行、阶段检查、设计总结 和编写说明书都是十分有益的; ⑤在设计过程中应使用计算机进行一部分计算，程序由学生编制，同时，也应注意要有一定的手算工作量。 设计参数: 年处理量：35000吨， 料液初温：35℃ 料液浓度：55%（轻组分质量分率） 塔顶产品浓度： 97% （轻组分质量分率） 塔底釜液浓度： 3% （轻组分质量分率） 每年实际生产天数：330天 （一年中有一个月检修） 精馏塔塔顶压强：4Kpa （表压） 冷却水进口温度：25℃ 饱和水蒸气压力：101.33Kpa （表压） 设备型式：浮阀塔 厂址：江苏盐城 主要参考书：[1]夏清，陈常贵主编.化工原理(上、下册).天津大学出版社,2005. [2]卢焕章主编.石油化工基础数据手册.化学工业出版社，2006. [3]聂清德主编.化工设备设计.化学工业出版社，1991. [4]陈常贵，柴诚敬，姚玉英，化工原理（下册），天津:天津大学出版社，2002年，3— 8，90—111. [6]郑津津、董其伍、桑芝富主编.过程设备设计.化学工业出版社,2002. [7]时钧，汪家鼎主编.化学工程手册.化学工业出版社，1986. [8]图伟萍，陈佩珍，程达芳，化工过程及设备设计，北京:化学工业出版社，2003年. [10]化工设备设计全书编辑委员主编.塔设备设计.上海科学技术出版社,1998. 指导教师 施卫忠
2011年11月25日
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目 录
摘要 ....................................................................... 7 引言 ....................................................................... 7 第一章 文献综述 ......................................................... 8 第二章 设计方案的确定
2.1 操作条件的确定
2.1.1 操作压力 ..................................................... 9 2.1.2 进料状态 .................................................... 10 2.1.3 加热方式 .................................................... 10 2.2 设计方案的原则
2.2.1 满足工艺和操作的条件 ........................................ 10 2.2.2 满足经济上的要求 ............................................ 10 2.2.3 保证安全生产 ................................................ 11 2.3 设计流程的说明 ................................................... 11 2.4 设计流程示意图 ................................................... 11 2.5 设计流程方案 ..................................................... 12
第三章 设计内容
3.1 设计方案的确定 ................................................... 12 3.2 精馏塔的工艺设计和物料衡算
3.2.1 原料液及塔顶、塔底产品的摩尔分数 ............................ 13 3.2.2 原料液及塔顶、塔底产品的平均摩尔质量 ........................ 13 3.2.3 物料衡算 .................................................... 13 3.3 理论塔板数的确定
3.3.1 平衡曲线的绘制 .............................................. 13 3.3.2 最小回流比及操作回流比 ...................................... 14 3.3.3 求精馏塔的气、液相负荷 ...................................... 14 3.3.4 操作线方程 .................................................. 14 3.3.5 图解法求理论板层数 .......................................... 15 3.4 实际塔板数的求取
3.4.1 操作温度的计算 .............................................. 15 3.4.2 相对挥发度的计算 ............................................ 15 3.4.3 液体粘度的计算 .............................................. 16 3.4.4 塔板效率及实际板数 .......................................... 16
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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
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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。 2.3 设计流程的说明
首先，苯和甲苯的原料混合物进入原料罐，在里面停留一定的时间之后，通过泵进 入原料预热器，在原料预热器中加热到泡点温度，然后，原料从进料口进入到精馏塔中。因为被加热到泡点，混合物中既有气相混合物，又有液相混合物，这时候原料混合物就分开了，气相混合物在精馏塔中上升，而液相混合物在精馏塔中下降。气相混合物上升到塔顶上方的冷凝器中，这些气相混合物被降温到泡点，其中的液态部分进入到塔顶产品冷却器中，停留一定的时间然后进入苯的储罐，而其中的气态部分重新回到精馏塔中，这个过程就叫做回流。液相混合物就从塔底一部分进入到塔底产品冷却器中，一部分进 入再沸器，在再沸器中被加热到泡点温度重新回到精馏塔。塔里的混合物不断重复前面所说的过程，而进料口不断有新鲜原料的加入。最终，完成苯与甲苯的分离。 2.4 设计流程示意图
本设计中的苯-甲苯精馏工艺流程和主体设备设计：
[3]
冷凝器
塔顶产品冷却器 苯的储罐
苯
回流
原料
原料罐
原料预热器
精馏塔
上升
再沸器
塔底产品冷却器
甲苯储罐
甲苯
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图1 精馏流程图
2.5 设计流程方案
本方案主要是采用浮阀塔。 精馏设备所用设备及其相互联系，总称为精馏装置，其核心为精馏塔。常用的精馏
塔有板式塔和填料塔两类，通称塔设备，和其他传质过程一样。精馏塔对塔设备要求大 致如下：
一、生产能力大：即单位塔截面大的气液相流率，不会产生液泛等不正常流动； 二、效率高：气液两相在塔内保持充分的密切接触，具有较高的塔板效率或传质效率；三、流体阻力小：流体通过塔设备时阻力降小，可以节省动力费用，在减压操作是时， 易于达到所要求的真空度； 四、有一定的操作弹性：当气液相流率有一定波动时，两相均能维持正常的流动，而
且不会使效率发生较大的变化； 五、结构简单，造价低，安装检修方便； 六、能满足某些工艺的特性：腐蚀性，热敏性，起泡性等。
[5]
第三章 塔体计算
3.1 设计方案的确定
本设计任务为分离苯和甲苯混合物。对于二元混合物的分离，应采取常压下的连续 精馏装置。本实验采用泡点进料，将原料液通过预热器加热至泡点后送入精馏塔内。塔顶上升蒸汽采用全冷凝器冷凝，冷凝液在泡点下一部分回流至塔内，其余部分经产品冷
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却器冷却后送入储塔。该物系属于易分离物系，最小回流比较小，操作回流比取最小最小回流的1.6倍。塔釜采用间接蒸汽加热，塔底产品经冷却后送至储罐。 3.2 精馏塔的工艺设计和物料衡算
3.2.1 原料液及塔顶、塔底产品的摩尔分率
苯的摩尔质量：M苯??78.11kg/kmol 甲苯的摩尔质量：M甲苯??92.14kg/kmol
原料液含苯的摩尔分率： xF ??
0..5578.11 ??0.590
0.5578.11??0.4592.14 塔顶含苯的摩尔分率： xD??
0.9778.11 ??0.974
0.9778.11??0.0392.14 塔底含苯的摩尔分率：xW ?
0.0378.11 ??0.0352 0.0378.11??0.9792.14
3.2.2 原料液及塔顶、塔底产品的平均摩尔质量
原料液平均摩尔质量：MF ??0.590??78.11??0.41??92.14??83.86kg/kmol
塔顶产品的平均摩尔质量：MD??0.974??78.11??0.026??92.14??78.63kg/kmol 塔底产品的平均摩尔质量：MW ??0.0352??78.11??0.9648??92.14??91.65kg/kmol
3.2.3 物料衡算
35000?1000
原料液处理量：F????52.70kmol/h
83.86??330??24
总物料衡算： 52.70 ??D??W
苯物料衡算： 52.70??0.590??D??0.974??W??0.0352 联立解得：
D??31.14kmol/h
W??21.56kmol/h 表2 物料衡算
F?kmol/h??52.7
D?koml/h??31.14
x
F
W?kmol/h??21.56
x
D
x
W
0.59 0.974 0.0352
3.3 塔板数的确定
3.3.1 平衡曲线的绘制 苯—甲苯属理想体系，可采用图解法求理论
板层数。 由苯—甲苯物系的气液平衡数据见附录，绘出x--y图，见图2。
[4]
12
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图2 图解法求理论塔板数
3.3.2 求最小回流比及操作回流比
采用作图法求最小回流比：在附图1中对角线上，自点e?0.59,0.59?作垂线即为q线， 该线与平衡线的交点坐标为：yq??0.781，xq??0.59
0.974?0.781 ? ?1.01 故最小回流比是： Rmin??yq??xq 0.781?0.590
xD??yq
取操作回流比为： R??1.6Rmin??1.61 3.3.3 求精馏塔的气，液相负荷
精馏段液相负荷：L??RD??1.61??31.14??50.14kmol/h精馏段气相负荷：V??D?R??1????31.14??2.61??81.28kmol/h提留段液相负荷：L'??L??qF??50.14??52.7??102.84kmol/h
提留段气相负荷：V' ??V ??81.28kmol/h
表4 精馏塔气，液相负荷
L?kmol/h??
V?kmol/h??81.28
L' ?kmol/h??102.84
V'?kmol/h??81.28
50.14
3.3.4 操作线方程
13
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精馏段操作线方程： yn?1 ??
L V
xn?
D V
xD
??
50.14 ??31.14?0.9xn
81.28 7481.28
??0.6169xn??0.3732
提馏段操作线方程：y'
m?1 ??
L' V
'
' ??xm
W V
' W
x
102.84' m ??21.56?0.03??x81.28 5281.28
3.3.5 图解法求理论板层数
??1.27x'm??0.0093
采用图解法求理论层板数，如图2所示。求解结果为：
总理论板层数 NT ??14，其中有：
NT，精??6，NT，提??7（不包括再沸器），进料板位置：NF ??6
3.4 实际塔板数的求取 3.4.1 操作温度的计算 查上附录，用内插法计算温度
[5]
t??818LD
(1)塔顶温度： 97.4-96.3????tLD ??80.760C
100-96.3 0.2??81
98.5??97.481??tVD
????t
98.5??96.4 81??82
VD
??81.520C
(2)塔釜温度： 0??3.52??110.4 ??tW ??t ??108.990C
W
0??6 110.4?108 (3)进料温度： 66??58.4??88??90??t 59??58.4 tF??90 tVD ??tF
(4)精馏段平均温度： t ??1
2 (5)提留段平均温度： t 2??tW??tF 2 3.4.2 相对挥发度的计算
??
F
??89.840C
81.85??89.84
??85.680C2
108.99??89.84 ????99.420C
2
根据Antoine方程 lnPVP ??A??B?T??C?查表可知 对于苯： lnPVP,苯 ??15.9008??2788.51?T??52.36??
14
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对于甲苯： lnPVP，甲苯 ??16.0137??3096.52?T??53.67??
可得到不同温度下，苯和甲苯的饱和蒸汽压
P
根据公式????VP,苯 ，可得到不同温度下的挥发度，计算得：
PVP,甲苯
表5 饱和蒸汽压及相对挥发度
PD,苯??793.77mmHg
PD，甲苯 ??306.82mmHg PW,甲苯??725.31mmHg
??D ??2.59 ?W??3.26
PW，苯??1711.51mmHg
因此相对挥发度 ??m ????D?W ??2.59??2.36??2.47
3.4.3 液体平均粘度的计算
液相平均黏度计算公式：lg?Lm????xilg?i （1）塔顶液相平均粘度：
0
由t ??81.52C 得 D
2? ??0.00001??81.52??0.00431??81.52??0.58408??0.299mPa ??s 苯
? 甲苯
??0.000015??81.522-0.005244??81.52??0.633176??0.305mPa??s
lg?LDm??0.974??lg0.299??0.026??lg0.305????0.299mPa??s LDm??(2)塔底液相平均黏度：
由tW ??108.990C 得
2? 苯 ??0.00001?108.99-0.00431?108.99??0.58408??0.233mPa??s
? 甲苯
??0.000015?108.992-0.005244?108.99??0.633176??0.240mPa??s
lg?LWm??0.0352??lg0.233??0.9648??lg0.240???LWm??0.240mPa??s
??L ???LDm?LWm??
0.299??0.40??0.268
3.4.4 塔板效率及实际板数
塔板实际效率为：E T ??0.49???m?L ??0.245
[6]
??0.49???2.47??0.268??0.245??0.542
从而，精馏段实际板数为： NP，精
? 6 0.542
??11
提留段实际板数为： NP，提 ? 7 ??13(不包括再沸
器)0.542 总实际板数： NP ??24
15
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表6 实际板数
ET 0.542
NP，精 NP，提 13
NP 24
11
3.5 精馏塔的工艺条件及有关物性数据的计算 3.5.1 操作压力的计算
（1）塔顶操作压力：
PD ??P当地??P表??101.33??4??105.33KPa
（2）每层塔板压降： ?P??0.7KPa
（3）进料板压降： PF??105.33??0.7?11??113.03KPa （4）塔底压力： （5）精馏段平均压降：
PW??105.33??0.7??24??122.13KPa Pm??P'm ??
105.33??113.03
??109.18KPa
2 113.03??122.13 ??117.58KPa
2
（6）提留段平均压降：
3.5.2 平均摩尔质量的计算
苯-甲苯的气液平衡方程：y??
或x??????1?x1??1.47x 1?????m
??mx
2.47x
y y
? ??m ???1????m?y 2.47??1.47y
（1）塔顶液、气混合物平均摩尔质量：
0.974
??0.938 由xD??y1??0.974得 x1??2.47??1.47?0.974 MVDm??0.974??78.11??0.026??92.14??78.47kmol/kgMLDm0.938??78.11??0.062??92.14?78.98kmol/kg
（2）进料板液、气混合物平均摩尔质量：
0.59??2.47
??0.59得 yF????0.78 由
1??1.47?0.5xF
9
MVFm??0.78??78.11??0.22??92.14??81.20kmol/kg MLFm??0.59??78.11??0.41??92.14??83.86kmol/kg
16
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（3）塔底液、气混合物平均摩尔质量：
17
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由xW
0.0352 ??0.0352得 yW??2.47????0.0827
1??1.47?0.0352
MVWm??0.0827??78.11??0.9173??92.14??90.98kmol/kgMLWm??0.0352??78.11??0.9648??92.14?91.65kmol/kg
（4）精馏段气，液混合物平均摩尔质量： MVm ???78.47??81.20??2??79.84kmol/kgMLm ???78.98??83.86??2??81.42kmol/kg
（5）提留段气，液混合物平均摩尔质量： M'Vm???81.20??90.98??2??86.09kmol/kgM'Lm ???83.86??91.65??2??87.76kmol/kg
3.5.3 平均密度的计算
（1）气相平均密度 由理想气体状态方程
计算：
79.84精馏段： ?Vm ??PmMVm ? 109.18??/m3
RTm 8.314???85.68??27??2.92kg3.15??提留段：
??' Vm
' ' 3PmMVm 117.58??86.09 kg m ?????3.27 /'
8.314???273.15??99.42?? RTm
（2）液相平均密度
液相平均密度计算公式：
1
???Wi?i
??m
苯的密度计算公式：?苯??-1.1106??t??901.65 甲苯的密度计算公式：?甲苯??-0.9839??t??887.63
1）由进料板平均温度??89.840C 得：
tF
?苯 ??-1.1106??89.84??901.65??801.87kg/m3
89.84??887.63??799.24kg/m3 ?甲苯 ??-0.9839??因此进料液相的质量分数： ??A ??0.59??78.11
??0.55
0.59??78.11??0.41?92.14
18
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进料板的液相平均密度：
??LFm ?
0
2）由塔顶平均温度tD??81.52C得：
1 ??800.68kg/m3
0.55801.87??0.45799.24
19
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?苯 ??-1.1106??81.52??901.65??811.11kg/m3 ? 甲苯
???0.9839??81.52??887.63??807.42kg/m3
??LDm ?
1 ??811.01kg/m3
0.974811.11??0.026807.42
3）由塔底平均温度??108.990 C得： tW
3
? 苯 ??-1.1106?108.99??901.65??780.61kg/m
? 甲苯
??-0.9839?108.99??887.63??780.3kg/m3
??LWm ?
1 ??780.40kg/m3
0.0352780.61??0.9648780.39
4）精馏段液相平均密度：??Lm ???811.01??800.68??2??805.85kg/m3
5）提留段液相平均密度：??'Lm ???800.68??780.40??2??790.54kg/m3
3.5.4 液相平均表面张力的计算
液相平均表面张力计算公式： ??Lm ????xi??i （1）塔顶液相平均表面张力
0
[7]
由tD??81.52C得
：
? 苯 ?????0.1219??81.52??31.137??10?3??21.20?10?3Nm
?甲苯 ???-0.108??81.52??30.48??10?3??21.68?10?3Nm
??LDm ??0.974??21.20?10?3??0.026??21.68?10?3??21.21?10?3Nm
（2）进料板液相平均表面张力
由tF ??89.840C得:
? ?-0.1219??89.84??31.137??10?3??20.19?10?3Nm 苯 ???甲苯 ???-0.108??89.84??30.48??103??20.78?103Nm
20.19?10?3??0.41??20.78?10?3??20.43?10?3Nm ??LFm ??0.59??（3）塔底液相平均表面张力
由tW ??108.990C
得
?3 ?3 ? ???-0.1219?108.99??31.137??10??17.85?10N m 苯
?甲苯 ???-0.108?108.99??30.48??10?3??18.71?10?3N m
??LWm ??0.0352?17.85?10?3 ??0.9648?18.71?10?3??18.68?10?3 N m
20
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（4）精馏段液相平均表面张力:??
Lm
??21.21?10?3 ??20.43?10?32??20.82?10?3Nm
???
（5）提留段液相平均表面张力:??
' Lm
??20.43?10?3??18.68?10?32??19.56?10?3Nm
???
3.5.5 液相平均粘度的计算
液相平均粘度计算公式：lg?Lm????xilg?i （1）塔顶液相平均粘度
0
由t ??81.52C 得： D
2? ??0.00001??81.52??0.00431??81.52??0.58408??0.299mPa??s 苯
? 甲苯
??0.000015??81.522-0.005244??81.52??0.633176??0.305mPa??s
lg?LDm??0.974??lg0.299??0.026??lg0.305????0.299mPa??s LDm??（2）进料板液相平均粘度
由tF ??89.84 C得：
2? 苯 ??0.00001??89.84-0.00431??89.84??0.58408??0.278mPa??s
0
? 甲苯
??0.000015??89.842-0.005244??89.84??0.633176??0.283mPa??s
lg?LFm??0.59??lg0.278??0.41??lg0.283????0.280mPa??s LFm??（3）塔底液相平均粘度
由tW ??108.990 C得：
2? ??0.00001?108.99-0.00431?108.99??0.58408??0.233mPa??s 苯
? 甲苯
??0.000015?108.992-0.005244?108.99??0.633176??0.240mPa??s
lg?LWm??0.0352??lg0.233??0.9648??lg0.240???LWm??0.240mPa??s
（4）精馏段液相平均粘度：??Lm ??（5）提留段液相平均粘度：??'
Lm
3.6 精馏塔的塔体工艺尺寸计算 3.6.1 塔径的计算
0.299??0.280
??0.290mPa??s
2
??0.280??0.240 ??0.260mPa??s 2
（1）最大空塔气速和空塔气速
最大空塔气速计算公式：u
max
??C
21
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??L
??
?V ?V
22
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精馏段的气、液体积流率为：
79.840.617m3/s qV,V ????VMVm ??81.28??3600?Vm ?
?3600??2.92 0.00141m3/s LM q Lm
50.14??81.42 ? ??V,L??3600??Lm 3600??805.84 提留段的气、液体积流率：
VMVm ?81.28?86.??0.594m3/s q ' V,V ??'?09 3600?? Vm
3600?3.27
'
'
q ' V,L ??
LMLm 102.84?87.7??0.00317m3/s
??'
3600??Lm 6 3600??790.54
0.2 , '
???最大空塔气速计算公式中的C由式C??C ????求取，其中的C20由图查取， 20
?????0.02?
图中的横坐标为：
? ??精馏段： , ?L?0.00141??3600805.84??0.038
???????
2.92 ???????0.617?36q , ??
00 ?VV ????V ? ??? ?
提留段： V,L??L ?0.00317??3600790.54??0.083
????????
?0.594?36????' ????3.27?q' ?
00 V,V??V ??
q
????' ? 取板间距
HT
??0.40m ,板上液层高度hL ??0.05m,则
'
12
12 qV L ?
12 ??
12
HT??hL ??0.40??0.05??0.35m
查图得,精馏段： C20 ??0.075
提留段
?????20.8210?3 0.2
??所以，精馏段： C??0.0756 ??0.075????
c
, 20
??0.072
? ??
0.02 ??
23
????umax ??0.0756
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y
Z ?
气相组分中摩尔分率 塔的有效段高度
液面落差 相对挥发度 板上液层无孔系数
粘度 塔板开孔率
降液管内泡沫层相对密度
密度 液体密度 气体密度 液体表面张力 液体在降液管内停留时间
- m m - - mN /m - - kg/m3 kg/m3 kg/m3 S
?
??0
? ? ? ? ?L ?V
? ?
表2 下标
A,B max min q 1
组分名称 最大 最小
s V L F 2
秒 气相 液相 进料 提馏段
精馏段和提馏段交点
精馏段
温度/ ℃ 110.4 108.0 106.0 104.0 102.0 100.0 98.0 96.0 94.0 92.0 90.0
表3 苯-甲苯物系的气液平衡数据 液相中苯（摩尔分数）/% 0.0 6.0 10.8 15.8 21.0 26.4 32.2 38.3 44.6 51.3 58.4
36
气相中苯（摩尔分数）/% 0.0 13.8 23.2 31.9 39.9 47.3 54.3 60.8 66.8 72.5 77.8
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88.0 86.0 84.0 82.0 81.0 80.2
66.0 73.8 82.4 91.5 96.3 100.0
82.9 87.6 92.1 96.4 98.5 100.0
37
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100 3.5
吴亚丽
38
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LM CW E-103 图 例 疏水器 名称 放空 压力 温度 流量 液位 产品 釜液
L P P T T E-10 1 F T F T F F T F 代号 名称 低压蒸汽 冷却水(入) 冷却水(出) 冷凝水 截止阀 调节阀 取样口 疏水器 LM CW CWR SC T F 01 T-1 P T F L DL WL A-106 E-105 L E-101 A106 T101 E-105 E-104 E-103 E-102 E-101 P-103 P-102 P-101 V-103 V-102 V-101 序号 1 1 1 1 1 1 1 1 1 1 1 1 1 P P E-102 T L V-101 P-101 V-102 P-102 V-103 P-103 冷却器 冷却器 全凝器 再沸器 原料预热器 产品泵 釜液泵 原料泵 产品贮罐 釜液贮罐 原料贮罐 分配器 精馏塔 名 称 DL WL 规格 数量 备注 盐城师范学院制药工程专业化工原理课程设计 职责 签名 日期 年处理3.5万吨苯-甲2011.11 2011.11 CWR SC 下水道 设计 吴亚丽 苯 混合液浮阀 精馏塔工艺流程图 审核 制图
39