炼油专业毕业论文苯甲苯混合液的填料精馏塔计算

摘 要在化工生产中，精馏是最常用的单元操作,，是分离均相液体混合物的最有效方法之一，在炼油、化工、石油化工等工业中得到广泛应用。塔设备一般分为级间接触式和连续接触式两大类。前者的代表是板式塔，后者的代表则为填料塔。随着石油化工的发展，填料塔日益受到人们的重视，填料塔技术有了长足的进步，涌现出不少高效填料与新型塔。苯和甲苯的分离对于工业生产具有重要的意义填料塔是塔设备的一种。塔内填充适当高度的填料，以增加两种流体间的接触表面。结构较简单，检修较方便。广泛应用于气体吸收、蒸馏、萃取等操作。据有关资料报道塔设备的资料费用占整个投资的费用的较大比例。因此，塔设备的设计和研究，受到化工和炼油行业的极大重视。根据设计任务书，此塔设计为填料精馏塔。本设计主要以分离苯-甲苯二元系混合液的填料精馏塔，对年处理量为4.0万吨的分离填料精馏塔。进料中苯含量为30%质量分数，的常温液体。要求塔顶镏出液为0.96，塔底釜液为0.01. 进行工艺计算关键词： 苯 甲苯 精馏塔AbstractDistillation is the most common unit operations in chemical production, is one of the most effective method for separation of a homogeneous liquid mixture has been widely used in oil refining, chemical, petrochemical and other industrial. Tower equipment is generally divided into class-contact and continuous contact between the two categories. The former representative of the plate tower, the latter representative of the packed tower. With the development of the petrochemical industry, the packed tower the growing attention has been paid, packed tower technology has made substantial progress, the emergence of efficient packing with the new tower. The separation of benzene and toluene for the industrial production has significance to the packed tower is a kind of tower equipment. Tower filled with the appropriate height of fill, to increase the contact surface between the two fluids. The structure is relatively simple, more convenient maintenance. Widely used in gas absorption, distillation, extraction and other operations. According to the data reported, the information of the tower equipment costs account for a large proportion of the entire investment costs. Therefore, the design of the tower equipment and research, by the great weight of the chemical and refining industries. According to the book design, this tower is designed for packing distillation column. Designed primarily to separate the benzene - toluene binary system the mixture of filler distillation column, the handling capacity of 40,000 tons separation packing distillation column. The benzene content of the feed of 30% mass fraction, room temperature liquid. Tower lutetium solution is 0.96, the bottom kettle liquid of 0.01. Process calculationKey words: benzene, toluene distillation column 目 录前 言1第一章 文献综述21.1苯21.1.1苯的来源21.1.2苯的性质21.2甲苯21.2.1甲苯的来源21.2.2甲苯的性质21.3精馏塔的介绍21.4精馏原理21.5精馏技术的进展2第二章 设计部分22.1设计任务22.2设计方案的确定22.2.1装置流程的确定22.2.2操作压力的选择22.2.3进料热况的选择22.2.4加热方式的选择22.2.5 回流比的选择22.3 精馏塔的工艺计算22.3.1精馏塔的物料衡算22.3.2热量衡算22.3.3 理论塔板数计算22.3.4精馏塔主要尺寸的设计计算22.3.5塔径设计计算22.3.6附属设备及主要附件的选型计算22.3.7精馏塔的高度2第三章 结 论2致 谢2参 考 文 献2附 录233前 言根据资料显示:苯沸点80.1度,而甲苯是110.6,两样物质化学性质相近,故只能采用沸点不同进行分离,可将混合物置于水浴中,进行蒸馏，这种方法只能得到的纯度不可能达到百分之九十九，故可参考酒精和水分离方法，当用普通的蒸馏方法提纯达到97.6(体积分数)之前，挥发系数K大于1,但到了97.6这个点时,挥发系数K就会等于1,这时酒精再也不能从混合液中挥发出来,于是就再下不能往下得到纯度更高的酒精溶液，同样,甲苯和苯混全物中,当用常规方法提取苯到一定浓度时,当苯的纯度达到了像97.6这样的这个点时,就再也不能往下提纯了,只有用负压精蒸的方法才能进行，当压力下降到一定值时,再蒸馏就可以达到更到纯度了,甚至可达到100。在本设计中我们使用筛板塔，筛板塔的突出优点是结构简单,造价低。合理的设计和适当的操作筛板塔能满足要求的操作弹性，而且效率高。采用筛板可解决堵塞问题，适当控制漏液。 筛板塔是最早应用于工业生产的设备之一，五十年代之后，通过大量的工业实践逐步改进了设计方法和结构。近年来与浮阀塔一起成为化工生产中主要的传质设备。为减少对传质的不利影响，可将塔板的液体进入区制成突起的斜台状，这样可以降低进口处的速度，使塔板上气流分布均匀。筛板塔多用不锈钢板或合金制成，使用碳钢的比较少。实际操作表明，筛板在一定程度的漏夜状态下操作使其板效率明显下降，其操作的负荷范围比泡罩塔窄，但设计良好的塔其操作弹性仍可达到2-3。 为了培养学生独立思考，综合运用所学知识，解决实际问题的能力,给同学们一片自己动手的天空,老师为我们提供了一个让我们展示才华、思维和能力的良好机会筛板塔的设计。为了搞好本次设计的内容，务必做到事实求是、事必躬亲、作风严谨、滴水不漏。为了将来工作得心应手，我们应该认真对待这次课程设计。第一章 文献综述1.1苯1.1.1苯的来源工业上大量的苯主要由重整汽油及裂解汽油生产，甲苯歧化、烷基苯脱烷基等过程也是苯重要的工业来源，由煤焦化副产提供的苯占的比例已经很小。不同国家和地区的苯供应情况各不相同：美国主要从重整汽油中获得；西欧主要来自裂解汽油；中国主要由重整汽油及炼焦副产品生产。由重整汽油及裂解汽油分离苯在石脑油经催化重整所得的重整汽油中，约含苯6（质量），用液-液萃取法将重整汽油中芳烃分出，再精馏得到苯、甲苯、二甲苯。由烃类裂解得到的裂解汽油中，苯含量最高可达40（质量）,工业上也用液-液萃取的方法从中抽提芳烃,然后精馏得苯等芳烃组分,但萃取前需先用催化加氢方法除去裂解汽油中的烯烃及含硫化合物等杂质。（见芳烃抽提） 脱烷基制苯 所用烷基苯可以是甲苯、二甲苯或多烷基苯，由芳烃的供需平衡决定。烷基苯脱烷基工艺可分为催化脱烷基法和热脱烷基法。催化脱烷基法反应温500650，压力3.07.0MPa,用负载于氧化铝上的铬、钴或钼系催化剂，特点是能耗低，但因催化剂易结焦，需有较大的氢烷基苯比，俗称氢油比。此外，还要求原料中非芳烃含量不能太高。热脱烷基法允许原料中非芳烃含量较高,反应温度比催化脱烷基法高约100200，压力为3.010.0MPa，特点是操作比较简单,但能耗大、反应器材料要求高。两种脱烷基法流程十分相似(图2),其主要差异只是在反应器构造上。原料与氢混合加热后进入反应器。反应后，混合物经冷却进入气液分离器，分出氢气等气相物料。液相混合物经稳定塔、白土处理器，最后再经精馏塔得产品苯。脱烷基反应的关键是维持正常温度，温度过高引起苯收率下降和严重结焦，故应及时移出反应热（可用低温氢为冷却剂）。两种脱烷基的甲苯单程转化率都在7085，苯收率9598。甲苯歧化 甲苯与苯比较，用途较少。甲苯经歧化反应除制得苯外，同时获得用途较大的二甲苯，因此这也是解决各种芳烃的需求不平衡的重要方法（见碳八芳烃）。 从炼焦副产分离苯 煤焦化过程中，除生成焦炭外，得到焦炉煤气及液体产物。焦炉煤气经油吸收分离，得到芳烃混合物,再用硫酸处理或催化加氢,脱除混合物中烯烃及含硫化合物,得到粗苯。粗苯中含苯(5070)、甲苯、二甲苯等，可用精馏法分离出苯。 1.1.2苯的性质最简单的芳烃。分子式C6H6。为有机化学工业的基本原料之一。无色、易燃、有特殊气味的液体 。熔点5.5，沸 点80.1，相对密度0.8765（204） 。在水中的溶解度很小，能与乙醇、乙醚、二硫化碳等有机溶剂混溶。能与水生成恒沸混合物，沸点为69.25，含苯 91.2。因此，在有水生成的反应中常加苯蒸馏，以将水带出。苯在燃烧时产生浓烟。 苯能够起取代反应、加成反应和氧化反应。苯用硝酸和硫酸的混合物硝化，生成硝基苯，硝基苯还原生成重要的染料中间体苯胺；苯用硫酸磺化，生成苯磺酸，可用来合成苯酚；苯在三氯化铁存在下与氯作用，生成氯苯，它是重要的中间体；苯在无水三氯化铝等催化剂存在下与乙烯、丙烯或长链烯烃作用生成乙苯、异丙苯或烷基苯，乙苯是合成苯乙烯的原料，异丙苯是合成苯酚和丙酮的原料，烷基苯是合成去污剂的原料。苯催化加氢生成环己烷，它是合成耐纶的原料；苯在光照下加三分子氯，可得杀虫剂 666，由于对人畜有毒，已禁止生产使用。苯难于氧化，但在 450和氧化钒存在下可氧化成顺丁烯二酸酐，后者是合成不饱和聚酯树脂的原料。苯是橡胶、脂肪和许多树脂的良好溶剂，但由于毒性大，已逐渐被其他溶剂所取代。苯可加在汽油中以提高其抗爆性能。苯在工业上由炼制石油所产生的石脑油馏分经催化重整制得，或从炼焦所得焦炉气中回收。苯蒸气有毒，急性中毒在严重情况下能引起抽筋，甚至失去知觉；慢性中毒能损害造血功能。 1865年，F.A.凯库勒提出了苯的环状结构式(见图1a)，目前仍在采用 。根据量子化学的描述 ，苯分子中的6个电子作为一个整体，分布在环平面的上方和下方，因此，近年来也用图1b式表示苯的结构. 1.2甲苯1.2.1甲苯的来源煤焦化副产的粗苯馏分中含甲苯1520(质量)，其数量与原料煤的性质、焦化深度有关。一般生产每吨焦炭可副产甲苯1.11.3kg。 用硫酸洗除粗苯馏分中不饱和烃和杂质，再经碱中和、水洗、精馏，可得到纯度很高的甲苯。催化重整油中含芳烃5060(体积)，其中甲苯含量可达4045。催化重整油采用二甘醇、环丁砜、甲基吡咯烷酮等溶剂进行萃取以回收芳烃(见芳烃抽提)，最后经精馏得到高纯度甲苯。裂解汽油中芳烃含量为70（质量）左右，其中1520是甲苯。裂解汽油经两段加氢脱除二烯烃、单烯烃和微量硫，再经萃取、精馏，可得到纯度99.5以上的甲苯。 1.2.2甲苯的性质一种芳烃，分子式 C6H5CH3。存在于煤焦油和某些石油中。无色易燃液体 。熔点 95 ，沸点 110.6 ，相对密度0.8669（204 ）。不溶于水，能溶于乙醇、乙醚等有机溶剂。膨胀系数大，凝固点低，可用来制造低温温度计。甲苯比苯更容易发生取代反应。甲苯硝化时生成邻和对硝基甲苯，继续硝化生成2，4，6-三硝基甲苯（TNT)，是一种重要的炸药。甲苯在加热时氯化 ，生成氯化苄 C6H5CH2Cl，但在三氯化铁存在下，氯化反应在苯环上进行，生成邻和对氯甲苯 。甲苯在催化剂存在下用空气氧化 ，生 成 苯 甲 酸C6H5COOH 。在甲苯过剩的国家中，则利用甲苯的加氢去甲基生产苯。甲苯在工业上从石脑油重整产物中分离，或从蒸馏煤焦油所得的中油馏分中回收 。甲苯加在汽油中可提高其抗爆性能，还可作溶剂。 1.3精馏塔的介绍蒸馏是利用液体混合物中各组分挥发度的不同并借助于多次部分汽化和部分冷凝达到轻重组分分离的方法。蒸馏操作在化工、石油化工、轻工等工业生产中中占有重要的地位。为此，掌握气液相平衡关系，熟悉各种塔型的操作特性，对选择、设计和分析分离过程中的各种参数是非常重要的。蒸馏过程按操作方式可分为间歇蒸馏和连续蒸馏。间歇蒸馏是一种不稳态操作，主要应用于批量生产或某些有特殊要求的场合；连续蒸馏为稳态的连续过程，是化工生产常用的方法。蒸馏过程按蒸馏方式可分为简单蒸馏、平衡蒸馏、精馏和特殊精馏等。简单蒸馏是一种单级蒸馏操作，常以间歇方式进行。平衡蒸馏又称闪蒸，也是一种单级蒸馏操作，常以连续方式进行。简单蒸馏和平衡蒸馏一般用于较易分离的体系或分离要求不高的体系。对于较难分离的体系可采用精馏，用普通精馏不能分离体系则可采用特殊精馏。特殊精馏是在物系中加入第三组分，改变被分离组分的活度系数，增大组分间的相对挥发度，达到有效分离的目的。特殊精馏有萃取精馏、恒沸精馏和盐溶精馏等。精馏过程按操作压强可分为常压精馏、加压精馏和减压精馏。1.4精馏原理精馏的基本原理是利用溶液中各组分的挥发性的不同。将溶液加热至沸，有一部分溶液汽化，由于各个组分的挥发性不同，液相和气相的组成不一样：挥发性高的组分，即沸点较低的组分在气相中的浓度比在液相中的浓度要大；挥发性较低的组分，即沸点较高的组分在液相中浓度比在气相中浓度要大。同样的道理，物料蒸气被冷却后有一部分蒸汽被冷凝，冷凝液中的重组分浓度比气相中重组分浓度高。多组分溶液经过一次部分汽化和部分冷凝过程，使溶液分离，这种方法，叫做“简单蒸馏”。如果将蒸馏所得的冷凝液再一次进行部分汽化，气相中的轻组分浓度就会更高。如果使溶液多次部分汽化一部分冷凝，最终可以在气相中得到较纯的轻组分，在液相中得到较纯的重组分。多组分溶液经过上述步骤而使溶液分离，这种方法，叫做“精馏”。精馏按原理中所含组分数目可分为双组分和多组分精馏。工业生产中，以多组分精馏较为普遍。但多组分和两组分精馏的基本原理、计算方法均无本质的区别。按操作方式可分为间歇和连续精馏。按操作压强可分为常压、加压和减压精馏。精馏在精馏装置中进行，它由精馏塔、冷凝器和再沸器等构成，由于再沸器供热，塔底存液部分汽化，蒸汽沿塔逐板上升，使全塔处于沸腾状态。蒸汽在塔顶冷凝器中冷凝得到馏出液，部分作为回流液回入塔中，逐渐下流，使塔中各板上保持一定液层。假设料液中仅含有二个组分，于中部适当位置处加入精馏塔，其液相部分也逐板下流进入再沸器，汽相部分上升流经各板至塔顶冷凝器。精馏塔中料液加入板称为加料板，加料板以上部分称为精馏段，加料板以下部分称为提留段。1.5精馏技术的进展精馏是应用最广的传质分离操作，其广泛应用促使技术已相当成熟，但是技术的成熟并不意味着之后不再需要发展而停滞不前。称说技术的发展往往要花费更大的精力，但由于其应用的广泛，每一个进步，哪怕是微小的，也会带来巨大的经济效率。正因为如此，蒸馏的研究仍受到广泛的重视，不断取得进展。板式塔是目前最主要的精馏塔塔型，对它的研究一直长盛不衰。筛板塔和浮阀塔成功地取代泡罩塔是效益巨大的成果。板式塔的设计已达到较高水平，设计结果比较可靠。马伦戈尼效应造成的界面湍动现象和汽液两相间的不同接触工况的研究，使认识得到了深化，对传质效率的研究有所促进。具有各种特点的新型塔板开发研究不断取得成果。对于塔板上汽液两相流动和混合状况、雾沫夹带及它们对效率的影响研究不断深入，但离得到一个通用而可靠的效率估算模型尚有较大距离，特别是多元系统的效率。所幸的是，经广泛实验研究发现，利用实验室的奥德肖小筛板塔可以比较可靠地测的工业塔中的点效率，可以弥合一些上述的差距。进一步深入进行塔中汽液两相流动状况的研究，对于预测压降、传质效率和塔板的可操作区域，对于认识至今了解甚少的降液管中状况都十分有意义。提高精馏过程的热力学效率、节省能耗是一贯受到重视的研究领域，分离序列的合成，应用热集成概念和夹点分析方法开发节能的分离流程和优化换热网络，在具体分离过程中合理地应用日泵、多效精馏、中间再沸器和中间冷凝器等实现节能，一直是得到广泛重视的活跃的研究领域。精馏的研究工作一直十分活跃，而且不断取得成果。在各种新分离方法得到不断开发和取得工业应用之际，在石油、天然气、石油化工、医药和农产品化学等工业中所起的重要作用不会改变，作为主要分离方法的地位不会动摇。随着科学技术和工业生产水平的提高，精馏的应用天地十分广阔，重要的是通过不断努力，使其技术水平得到进一步提高，使其日益完善。 第二章 设计部分2.1设计任务在一常压操作的连续精馏塔内分离苯甲苯混合物。已知原料液的年处理量为4.0万吨 ，组成为0.3（苯的质量分率，下同），要求塔顶馏出液的组成为0.96，塔底釜液的组成为0.01。 设计条件如下： 操作压力 4kPa（塔顶压力）； 进料热状况 自选； 回流比 自选； 单板压降 0.7kPa； 全塔效率 ET = 52%； 建厂低址 辽宁地区； 试根据上述工艺条件作出筛板塔的设计计算。2.2设计方案的确定2.2.1装置流程的确定冷却器设备。蒸馏过程按操作方式的不同，分为连续蒸馏和间歇蒸馏两种流程。连续蒸馏具有生产能力大，产品质量稳定等优点，适合小规模，多品种或多组分物系的初步分离。蒸馏装置包括精馏塔, 原料预热塔, 蒸馏釜,冷凝器,釜液器,釜液冷却器和产品蒸馏是通过物料在塔内的多次部分汽化和多次部分冷凝实现分离的，热量自塔釜输入，由冷凝器冷却器中的冷却介质将余人热带走。在此过程中，热能利用很低，为此，在确定装置流程时应考虑余热的利用。譬如，用原料做为塔顶产品冷却器的冷却介质，即可将原料预热，有可节余冷却介质。另外，为保持塔的稳定性，流程中初用泵送入塔原料外也可采用高位槽入料，以免受泵操作波动的影响。塔顶冷凝装置可采用全凝器，分冷器全冷器两种不同的设置。工业上以采用全凝器为主，以便于准却的控制回流比。塔顶分凝器对上升蒸气有一定的增浓作用，若后继装置使用气态物料，则应用分凝器。总之，确定流程时要教全面合理的兼顾设备、操作费用、操作控制及安全等因素。2.2.2操作压力的选择 塔内操作压力的选择不仅牵涉到分离问题，而且与塔顶和塔底温度的选取有关。根据所处理的物料性质，兼顾技术上的可行性和经济上的合理性来综合考虑，一般有下列原则：一、 压力增加可提高塔的处理能力，但会增加塔身的壁厚，导致设备费用增加；压力增加，组分间的相对挥发度降低，回流比或塔高增加，导致操作费用或设备费用增加。因此如果在常压下操作时，塔顶蒸气可以用普通冷却水进行冷却，一般不采用加压操作。操作压力大于1.6MPa才能使普通冷却水冷却塔顶蒸气时，应对低压、冷冻剂冷却和高压、冷却水冷却的方案进行比较后，确定适宜的操作方式。二、 考虑利用较高温度的蒸气冷凝热，或可利用较低品位的冷源使蒸气冷凝，且压力提高后不致引起操作上的其他问题和设备费用的增加，可以使用加压操作。三、 真空操作不仅需要增加真空设备的投资和操作费用，而且由于真空下气体体积增大，需要的塔径增加，因此塔设备费用增加。2.2.3进料热况的选择进料状态有5种，可用进料状态参数q值来表示。进料为过冷液体：q1；饱和液体（泡点）：q1；气、液混合物：0q1；饱和蒸气（露点）：q0；过热蒸气：q0。q值增加，冷凝器负荷降低而再沸器负荷增加，由此而导致的操作费用的变化与塔顶出料量D和进料量F的比值D/F有关；对于低温精馏，不论D/F值如何，采用较高的q值为经济；对于高温精馏，当D/F值大时宜采用较小的q值，当D/F值小时宜采用q值较大的气液混合物。如果实际操作条件与上述要求不符，是否应对进料进行加热或冷却可依据下列原则定性判断：一、 进料预热的热源温度低于再沸器的热源温度，可节省高温热源时，对进料预热有利，但会增加提馏段的塔板数；二、 当塔顶冷凝器采用冷冻剂进行冷却，又有比较低的冷量可利用时，对进料预冷有利。泡点进料时的操作比较容易控制，且不受季节气温的影响；此外，泡点进料时精馏段和提馏段的塔径相同，设计和制造时比较方便。进料热况的选择2.2.4加热方式的选择蒸馏大多采用间接蒸汽加热，设置再沸器。有时也可采用直接蒸汽加热，例如蒸馏釜残液中的主要组分是水，且在低浓度下轻组分的相对挥发度较大时，宜用直接蒸汽加热，其优点是可以利用压力较低的加热蒸汽以节省操作费用，并省掉见解加热设备。但由于直接蒸汽的加入，对釜内液体起一定稀释作用，在进料条件和产品纯度，轻组分收率一定的前提下，釜液浓度相应降低，故需要在提留段增加塔板以达到生产要求。2.2.5 回流比的选择影响精馏操作费用的主要因素是塔内蒸气量V。对于一定的生产能力，即馏出量D一定时，V的大小取决于回流比。实际回流比总是介于最小回流比和全回流两种极限之间。由于回流比的大小不仅影响到所需理论板数，还影响到加热蒸汽和冷却水的消耗量，以及塔板、塔径、蒸馏釜和冷凝器的结构尺寸的选择，因此，适宜回流比的选择是一个很重要的问题。适宜回流比应通过经济核算决定，即操作费用和设备折旧费之和为最低时的回流比为适宜回流比。但作为课程设计，要进行这种核算是困难的，通常根据下面3种方法之一来确定回流比。一、 根据本设计的具体情况，参考生产上较可靠的回流比的经验数据选定； 二、 先求出最小回流比Rmin，根据经验取操作回流比为最小回流比的1.12倍，即R（1.12）Rmin；三、 在一定的范围内，选5种以上不同的回流比，计算出对应的理论塔板数，作出回流比与理论塔板数的曲线，如图所示。当R= Rmin时，塔板数为；RRmin后，塔板数从无限多减至有限数；R继续增大，塔板数虽然可以减少，但减少速率变得缓慢。因此可在斜线部分区域选择一适宜回流比。上述考虑的是一般原则，实际回流比还应视具体情况选定。2.3 精馏塔的工艺计算2.3.1精馏塔的物料衡算1 原料液及塔顶、塔底产品的摩尔分率已知：F=4.0万吨300天=40000100030024=5556h苯的摩尔质量 =78.11kgkmol甲苯的摩尔质量 笨的摩尔分率 1= 甲苯摩尔分率 2=1-0.3358=0.6642进料液 (2-1) =78.110.3347+92.130.6653 =87.42kg/kmolF=5556/87.4263.55kg/kmol 根据物料衡算方程 又因F=1=0.3358 ,D= w=解得 D=12.49kmol/h W=27.23kmol/h总物料衡算 63.55 = D + W乙醇物料衡算 63.550.3358 = 0.9744D+0.0341W联立解得 D = 20.34kmol/h W =43.21 kmol/h由于泡点进料q=1，由气液平衡数据，用内插法求得进料液温度 ，得tF=97.81在此溫度下，苯的和饱蒸汽压PA0=159.99kPa.甲苯的饱和蒸汽压PB0=73.33kPa =2.18又根据 =2.34 (2-2) R=1.2Rmin=1.22.34=2.81L=RD=2.8120.34=57.18 Kmol h L=L+qF=57.18+63.55=120.73 Kmol hV=V=72.55 Kmol h 表2-1 物料衡算表物料 流量（Kmol h） 组分 物料 物流（Kmol h）进料F 63.55 苯0.3358 甲0.6642塔顶产品D 20.34 苯0.9659 甲苯0.0341 塔底残夜W 43.21 苯0.0468 甲0.9532精馏段上升 72.55蒸汽量V提馏段上升 72.55 蒸汽量V 精馏段下降 52.55液体量L 提留段下降 120.73液体量L2.3.2热量衡算 1.热量衡算的物流示意图（能流图）气液平衡数据，用内差法可求塔顶温度塔底温度泡点温度tD =80.82 =108.20注：下标1为苯，下标2为甲苯。温度下:Cp1=25.75=107.81Cp2=31.00 =129.52129.52温度下：Cp1=27.75=116.19 Cp2 =33.90=141.94 140.48温度下: 塔 顶： （1）塔顶以0为基准，0时塔顶上升气体的焓值 （2）回流液的 Cp1=25.30=110.62 Cp2=31.39 =136.91 0.9659105.9+133.6（1-0.9659）=106.8752.55106.8780.82=453886.62kJh（3） 镏出液的焓值因为镏出口于回流组成一样，所以=106.63=Dt=18.31106.3480.82=17568.33 kJh (2-3)（4）冷凝器消耗-=2875680.87-453886.62-175681.33=2246112.59 kJh（5）进料口tF温度下：Cp1=26.48=110.62 Cp2 =32.70=136.91由于=110.620.3358+136.91(1-0.3358)=128.08所以=F=63.55128.0897.82=804343.81 kJh（6）塔底残液焓=W=43.21140.48108.2=656789.23 kJh（7）再沸器（全塔范围列衡算式）设再沸器损失能量=0.1 +=+0.9=+- =2456112.59+656789.23+175681.33-804343.81=227439.34 kJh=2699394.21 kJh表2-2 热量衡算表进料冷凝器塔顶 流出液塔釜 流出液再沸器平均比热128.08106.87140.48热量（kJh）804343.812246112.592875680.5656789.232526932.602.3.3 理论塔板数计算 塔顶温度下： PA0=1.05Kgfc 甲苯的饱和蒸汽压 PB0= 0.48Kgfc D=2.188 (2-4) 塔底温度下： PA0=2.12Kgfc甲苯的饱和蒸汽压 PB0= 1.05Kgfc W=2.121.05=2.019 全塔平均挥发度:=8.56 (2-5) 解得N=22.9（含釜）进料的相对挥发度：F=2.18塔顶与精料的相对挥发度：=5.38 (2-6) N=16.45取整数，精馏段理论板数17块，加料板位置为从塔顶数第18块层理论板，取整理论板数为25块【9】2.3.4精馏塔主要尺寸的设计计算1、精馏塔设计的主要依据和条件表2-3 精馏塔设计的主要依据和条件温度 =80.83 =108.21 tF =97.81甲苯密度（） 0.815 0.766 0.763苯密度（） 0.820 0.778 0.765（1）塔顶条件下的流量和物性参数=78.52kgkmol V1=V=78.5272.55=5696.63kghL1=L=78.5257.81=4489.77kgh1L=1.2288mlg 所以（2）塔底条件下的流量和物性参数1L= =1.277 V3=91.4772.55=6636.15kgh=6636.15（36002.923）=0.6306m3sL3=ML=91.47120.73=6843.79kg/h（3）进料条件下的流量和物性参数1L=1.333 所以 V=V =6432.3 kg/h精馏段： L2=L=87.4252.55=4593.92kg/h提留段： L2=L=87.42120.73=10554.22 kg/h（4）提馏段的流量和物性参数=2.79 =781.8V=（V1+V2）/2=6019.47 kg/h L=(L1+L2)/2=4541.86kg/h（5）提馏段的的流量和物性参数=2.898 =766.4V=（V3+V2）/2=6019.47kg/h L=(L+L)/2=10798.70 kg/h（6）体积流量塔 顶: Vs1=5696.63/(2.7083600)=0.6123 m3s塔 底： Vs2=6636.15/（2.9233600）=0.6219 m3s进 料: Vs3=6342.3/(2.8723600)=0.6134 m3s精馏段： Vs=（Vs1+Vs2）/2=0.6123+0.6134=0.6129 m3s提馏段： Vs=（Vs2+Vs3）/2=0.6219+0.6134=0.6213 m3s2.3.5塔径设计计算表2-4 精馏塔规格填料名称 尺寸/mm 比表面积 堆积 个数n 空隙频率 填料因素m2/m3 kg/ m3 金属鲍尔环 25250.6 209 0.94 480 51000 1601. 精馏段 (2-7)Y=0.024 表2-5 甲苯粘度温度/ =80.82 =108.20 =97.82黏度/cP 0.310 0.234 0.279 所以 =（0.310+0.279）/2=0.294MPas 表2-6 水的密度温度/ 80 90 100密度/（kgm-） 971.8 965.3 958.4 内插法：/my0.187 (2-8) 又因为D=0.74m 取整：D=8002. 提取段Y=0.141=（0.234+0.279）/2=0.2565MPas ， 内插法：/my0.141 (2-9) 又因为取u=0.6uF=0.62.10=1.26m/s D=0.793m圆整：D=800mm3、填料层高度设计计算（1）等板高度设计计算精馏段：F=u=2.278 NETP=3.76HETP=1/ NETP=1/3.76=0.266m Z1=0.26617=4.522提留段：F=u=2.145 NETP=3.8HETP=1/ NETP=0.263m Z2=0.268=2.105mZ= Z1+ Z2=4.522+2.105=6.627m （2）填料层压降计算由以前计算知道L=781.8kg/m V=2.790kg/m L=0.294mPas =0.8095 =160m- Y=0.075 (2-10) 查表知： p=57.8H2O/m（3）提留段由前面计算可知：L=766.4kg/m V=2.898kg/m L =0.2565mPas =0.802 =160m- uF=2.10m/s u=0.6 uF=1.26m/sY=0.059 X=0.1045由查表的： p=48.7H2O/m2.3.6 附属设备及主要附件的选型计算一、 冷凝器沈阳最高月平均气温t1=35冷却剂选用深井水，冷却水出口温度一般不超过40，否则易结垢。取 t2=38 泡点回流温度tD=79.67， 塔顶蒸汽温度tD=80.831. 计算冷却水流量Gc=kg/h2. 冷凝器的计算与选型因为冷凝器选择列管式，逆流方式 tm=43.64因 K=400 Qc=224611.59 kJh 且 Qc=KAt A=Qc/（Ktm）=128.67m操作弹性为1.2， A=1.2A=154.41m 表27 冷凝器规格公称直径Dg 管程数N 管规定/mm 排数 管程流道面积 计算传热面积m /m （管长6000mm） 500mm1 252.5 355 0.1115 165.1二、再沸器选择150的饱和水蒸气加热，温度为150的饱和水蒸气冷凝潜热506.0kcal/kg。1. 间接加热蒸汽量 GB=1192.78 kg/h2. 再沸器加热面积tw1=108.2为再沸器液体入口温度tw2=108.2为回流汽化为上升蒸汽时的温度t1=150为加热蒸汽温度t2=150为加热蒸汽冷凝为液体的温度用潜热加热可节省蒸汽量从而减少热量损失 t1=t1-tw1=150-108.20=41.80 t2=t2-tw2=150-108.20=41.80 tm=41.80 取K=800kJ/(m2h)QB=KAtm, A=75.57m2三、接管，液体分布器，支撑板，裙座，入孔和封头1.接管的计算（1）塔顶蒸汽管：从塔顶至冷凝器的蒸汽导管，必须适合尺寸，以免产生过大压力降，特别在减压过程中，过大压降会影响塔的真空度。 u=1.6m/s S=0.437cm2表28 接管规格公称直径Dg/mm外径/mm 壁厚/mm内孔直径/cm22252457419.10（2）回流管：冷凝器安装在塔顶时，回流液在管道中的流速一般不能过高，否则冷凝器高度也要相应提高。 uR=1.5m/s dR=0.0361m S=d2R=3.143.612=10.23cm2 表29 回流管规格公称直径Dg/mm外径/mm壁厚/mm内孔截面积/cm2 32383.57.552.液体分布器（1）回流口处液体分布装置的选择选择筛孔盘式分布器表210 液体分布器规格塔径/mm分布器直径/mm圆环高度/mm液体负荷范围6005001750.70 35.0孔数的计算当D=400mm时，每30cm2设一个喷淋点 S=3.140.42=1256cm2 孔数 n=42个孔径的计算取h=120mm,c0=0.6Ls=d20nc0 (2-11) Ls=1.5310-3m3/sd0=7.1mm圆整 d0=8mm液体喷淋密度S=0.362=0。102m2 L= 0.015m/s(3)塔釜出料管：已知：uw =0.75m/s dw=0.0816m S=3.140.8162=52.3cm2表211 塔釜出料口规格公称直径Dg/mm外径/mm壁厚/mm内孔截面积/cm2 65 76 4 36.32(4)进料口液体分布装置的选择型号与孔数同前孔径的计算LS=1.110-3m3/sdo=5.110-3m=5.1mm (2-12)圆整：d0=6mm液体喷淋密度 3.支撑板 D=2404.封头、群座等其他部件尺寸型号见流程图（图略）2.3.7精馏塔的高度1、 塔釜计算L=11043.17kg/h， =781.8Ls=11043.17/(781.83600)=0.00391. 塔釜内液体体积取液体在釜内停留15min2. 塔釜体积取装料系数为0.5， 3. 塔釜直径与高度取 所以圆整D=1700mm 故mm2、 塔高计算表212 各部件规格部件尺寸/mm部件尺寸/mm塔顶接管封头266提馏段填料层2105回流分液器部