1、畢業(yè)設計（論文）手冊 學學 院：院： 職業(yè)技術學院 專業(yè)班級：專業(yè)班級： 煉油 0932 姓姓 名：名： 蔣明金 指導教師：指導教師： 劉冬梅 2012 年年 6 月月 填填 寫寫 說說 明明 1.1.本手冊是學院對畢業(yè)設計（論文）工作進行質(zhì)量監(jiān)控的重要依據(jù)，本手冊是學院對畢業(yè)設計（論文）工作進行質(zhì)量監(jiān)控的重要依據(jù)， 必須認真如實填寫，妥善保管。必須認真如實填寫，妥善保管。 2.2.凡由指導教師組或外聘（反聘）教師指導學生，各系（部）要派負凡由指導教師組或外聘（反聘）教師指導學生，各系（部）要派負 責教師協(xié)助做好畢業(yè)設計（論文）手冊的填寫工作。責教師協(xié)助做好畢業(yè)設計（論文）手冊的填寫工作。 畢

2、業(yè)設計（論文）任務書畢業(yè)設計（論文）任務書 畢業(yè)設計（論文）任務書畢業(yè)設計（論文）任務書 設計（論文）題目： 分離年處理量 3.5 萬噸的苯甲苯混合液的填料精餾塔 設計（論文）時間： 2012 年 3 月 30 日 至 2012 年 6 月 20 日 設計（論文）進行地點： 遼寧石油化工大學 1、設計（論文）內(nèi)容： 1 介紹苯、甲苯的相關知識 2 介紹精餾塔種類、設備等知識 3 記錄精餾塔工藝計算過程 2、設計（論文）的主要技術指標: 中文名稱：苯（30，質(zhì)量分數(shù)） 分子式： C6H6 分子量：78 CAS：108-88-3 中文名稱：甲苯（70%，質(zhì)量分數(shù)） 分 子 式：C7H8 分 子 量

3、：86 分離要求：塔頂鎦出液的組成為 0.96，塔底釜液組成為 0.01 操作壓力：101.325kPa 回流比：R=1.2Rmin 3、設計（論文）的基本要求 1畢業(yè)設計（論文）應在培養(yǎng)計劃規(guī)定的時限內(nèi)完成； 2畢業(yè)設計（論文）要具有科學性，要求論述系統(tǒng)完整，不能零碎和片面，應做 到首尾一貫而不能前后矛盾，要實事求是而不能主觀臆造； 畢業(yè)設計（論文）任務書畢業(yè)設計（論文）任務書 畢業(yè)設計（論文）評閱書畢業(yè)設計（論文）評閱書 3畢業(yè)設計（論文）應做到觀點明確、論據(jù)充分、有必要的相關資料和圖表等； 4畢業(yè)設計（論文）必須參閱一定量的資料，并在論文（設計）中反映出來； 4、應收集的資料及主要參考文

4、獻 1柴誠敬等.化工原理課程設計.天津:天津科學技術出版社,1994 2賈紹義,柴誠敬等.化工傳質(zhì)與分離過程.北京:化學工業(yè)出版社,2001 3姚玉英等.化工原理,下冊.天津:天津大學出版社,1999 4匡國柱,史啟才等.化工單元過程及設備課程設計.北京化學行業(yè)出版社,2002 5編輯委員會.化學工程手冊氣液傳質(zhì)設備.北京:化學工業(yè) 出版社,1989 6劉乃鴻等.工業(yè)塔新型規(guī)整填料應用手冊.天津:天津大學出版社,1993 5、進度安排及完成情況 序號設計（論文）各階段任務日 期完成情況 1收集資料4 月 5 日4 月 30 日完成 2整理文獻綜述4 月 30 日5 月 25 日完成 3完成論文

5、并打印5 月 25 日6 月 20 日完成 學 生 簽 名： 蔣明金 指導教師簽名： 系 主 任 簽 名： 2012 年 6 月 20 日 畢業(yè)設計（論文）評閱書畢業(yè)設計（論文）評閱書 指導教師評語： 評 分 表（導師建議成績） 項目創(chuàng)新摘要內(nèi)容排版表現(xiàn)合計 權重105601015100 分數(shù) 指導教師簽字： 年 月 日 畢業(yè)答辯情況表 評閱教師評語： 評 分 表（評閱教師建議成績） 項目創(chuàng)新摘要內(nèi)容排版合計 權重1057510100 分數(shù) 評閱教師簽字： 年 月 日 評閱教師評語： 評分（建議成績）： 200 年 月 日 評 分 表 項目論文 指導教師 建議成績 合計 權重4060100 分

6、數(shù) 答辯委員會意見： 答辯委員會主任： 200 年 月 日 附 錄 Cp比熱，kJ/kgK； D 塔徑，m； D 塔頂產(chǎn)品流量，kmol/h 或 kg/h； M 分子量； F 原料流量，kmol/h 或 kg/h； LS 塔內(nèi)液體流量，m3/s n 篩孔總數(shù)； NT 理論板數(shù)； N 理論板數(shù)； P 操作壓強，kPa； P0 飽和蒸汽壓，kPa； V 上升氣量，kg/h X物料含量 分離年處理量分離年處理量 3.53.5 萬噸的苯萬噸的苯甲苯混合液的填料精餾塔計算甲苯混合液的填料精餾塔計算 摘 要 填料塔是塔設備的一種。塔內(nèi)填充適當高度的填料，以增加兩種流體間的接觸表面。 結構較簡單，檢修較方便

7、。廣泛應用于氣體吸收、蒸餾、萃取等操作。 精餾是分離液體混合物最常用的一種單元操作，在煉油、化工、石油化工等工業(yè)中得 到廣泛應用。精餾過程在能量劑的驅(qū)動（有時加質(zhì)量劑） ，使氣液兩相多次直接接觸和分離， 利用液相混合物中各組分的揮發(fā)度不同，使易揮發(fā)組分由液相向氣相轉(zhuǎn)移，難揮發(fā)組分由 氣相向液相轉(zhuǎn)移，實現(xiàn)原料混合液中各組分的分離。在化工或煉油廠中，塔設備的性能對 于整個生產(chǎn)質(zhì)量、生產(chǎn)能力和消耗額定及三廢處理和環(huán)境保護及各方面都有重大影響。據(jù) 有關資料報道塔設備的資料費用占整個投資的費用的較大比例。因此，塔設備的設計和研 究，受到化工和煉油行業(yè)的極大重視。根據(jù)設計任務書，此塔設計為填料精餾塔。 關

8、鍵詞關鍵詞：苯甲苯、填料精餾塔、混合液 Abstract The tower is a tower equipment. The tower is filled properly high filler, with a two increase in fluid contact between the surface. The structure is simple, maintenance is convenient. Widely used in gas absorption, distillation, extraction and other operations. Separatio

9、n of distillation is the most commonly used liquid mixture of a unit operation, in oil refining, chemical, petrochemical and other widely used in industry. Distillation process in energy agent drive (sometimes combined with quality agent ), the gas-liquid two-phase multiple direct contact and separa

10、tion, using liquid mixture of the components of the volatility, the volatile components from liquid to gas transfer, difficult volatile components from gas to liquid transfer, realize raw material mixture component separation. In chemical or oil refinery, tower equipment performance to the quality o

11、f production, production capacity and consumption rated and waste treatment and environmental protection and other aspects have great influence. According to concerning data report tower equipment information costs accounted for the larger proportion of investment costs. Therefore, the tower equipme

12、nt design and research, by the chemical industry and oil refining industry seriously. According to the design task book, the tower is designed to be packed distillation column. Key words: benzene, toluene, packed column, liquid mixture 目目 錄錄 前前 言言.1 1 第一章第一章 概述概述.2 2 1.1 苯 .2 1.1.1 苯的來源 .2 1.1.2 苯的性

13、質(zhì) .3 1.2 甲苯 .4 1.2.1 甲苯的來源 .4 1.2.2 甲苯的性質(zhì) .4 1.3 精餾塔 .5 1.4 精餾原理 .5 第二章第二章 流程確定和說明流程確定和說明.8 8 2.1 加料方式 .8 2.2 進料狀態(tài) .8 2.3 冷凝方式 .8 2.4 回流方式 .8 2.5 加熱方式 .9 2.6 加熱器 .9 第三章第三章 精餾塔的設計計算精餾塔的設計計算.1010 3.1 操作條件與基本數(shù)據(jù) .10 3.1.1 操作壓力 .10 3.1.2 氣液平衡關系及平衡數(shù)據(jù).10 3.1.3 回流比 .11 3.2 精餾塔的工藝計算 .11 3.2.1 流程圖 .11 3.2.2 物

14、料衡算 .12 3.2.3 熱量衡算 .13 3.2.4 理論塔板數(shù)計算 .15 3.2.5 精餾塔主要尺寸的設計計算 .16 3.2.6 塔徑設計計算 .17 3.2.7 附屬設備及主要附件的選型計算 .20 3.2.8 精餾塔的高度 .24 第四章第四章 總結總結.2626 謝謝 辭辭.2727 參考文獻參考文獻.2828 附附 錄錄.2929 前 言 在煉油、石油化工、精細化工、食品、醫(yī)藥及環(huán)保等部門，塔設備屬于使用量大、應 用面廣的重要單元設備。塔設備廣泛用于蒸餾、吸收、萃取、洗滌、傳熱等單元操作中。 所以塔設備的研究一直是國內(nèi)外學者普遍關注的重要課題。塔設備按其結構形式基本上可 分為

15、兩類：板式塔和填料塔。以前，在工業(yè)生產(chǎn)中，當處理量大時多用板式塔，處理量小 時采用填料塔。近年來由于填料塔結構的改進，新型的，高負荷填料塔的開發(fā)，既提高了 塔的通過能力和分離效能又保持了壓降小，性能穩(wěn)定等特點。填料塔是一種應用很廣泛的 氣液傳質(zhì)設備，它具有結構簡單、壓降低、填料易用耐腐蝕材料制造等優(yōu)點。因此，填料 塔已被推廣到大型氣、液操作中，在某些場合還代替了傳統(tǒng)的板式塔。如今，直徑幾米甚 至幾十米的大型填料塔在工業(yè)上已非罕見。隨著對填料塔德研究和開發(fā)，性能優(yōu)良的填料 塔必將大量用于工業(yè)生產(chǎn)中。而精餾是分離液體混合物最常用的一種操作，它通過氣液兩 相的直接接觸，利用組分揮發(fā)度的不同，使易揮發(fā)

16、組分由液相向氣相傳遞，是氣液兩相之 間的傳質(zhì)過程。板式塔為逐級接觸式氣、液傳質(zhì)設備，它具有結構簡單，安裝方便，操作 彈性大，持液量小等優(yōu)點。同是也有操作資費較高，填料易堵塞等缺點。本設計的目的是 分離苯甲苯混合液，處理量不大，故選用填料塔。設計填料塔要遵循技術先進、生產(chǎn)可 行、經(jīng)濟合理的原則，實現(xiàn)優(yōu)質(zhì)、高產(chǎn)、低耗、安全的生產(chǎn)目的。 第一章 文獻綜述 1.1 苯 1.1.1 苯的來源 工業(yè)上大量的苯主要由重整汽油及裂解汽油生產(chǎn)，甲苯歧化、烷基苯脫烷基等過程也 是苯重要的工業(yè)來源，由煤焦化副產(chǎn)提供的苯占的比例已經(jīng)很小。不同國家和地區(qū)的苯供 應情況各不相同：美國主要從重整汽油中獲得；西歐主要來自裂解

17、汽油；中國則主要由重 整汽油及煉焦副產(chǎn)品生產(chǎn)。 由重整汽油及裂解汽油分離苯 在石腦油經(jīng)催化重整所 得的重整汽油中，約含苯 6（質(zhì)量） ，用液-液萃取法將重整汽油中芳烴分出，再精餾得 到苯、甲苯、二甲苯。由烴類裂解得到的裂解汽油中，苯含量最高可達 40（質(zhì)量）,工 業(yè)上也用液-液萃取的方法從中抽提芳烴,然后精餾得苯等芳烴組分,但萃取前需先用催化加 氫方法除去裂解汽油中的烯烴及含硫化合物等雜質(zhì)。 脫烷基制苯 所用烷基苯可以是甲苯、二甲苯或多烷基苯，由芳烴的供需平衡決定。 烷基苯脫烷基工藝可分為催化脫烷基法和熱脫烷基法。催化脫烷基法反應溫度 500650， 壓力 3.07.0MPa,用負載于氧化鋁上

18、的鉻、鈷或鉬系催化劑，特點是能耗低，但因催化劑 易結焦，需有較大的氫烷基苯比，俗稱氫油比。此外，還要求原料中非芳烴含量不能太 高。熱脫烷基法允許原料中非芳烴含量較高,反應溫度比催化脫烷基法高約 100200， 壓力為 3.010.0MPa，特點是操作比較簡單,但能耗大、反應器材料要求高。兩種脫烷基 法流程十分相似(圖 2),其主要差異只是在反應器構造上。原料與氫混合加熱后進入反應器。 反應后，混合物經(jīng)冷卻進入氣液分離器，分出氫氣等氣相物料。液相混合物經(jīng)穩(wěn)定塔、白 土處理器，最后再經(jīng)精餾塔得產(chǎn)品苯。脫烷基反應的關鍵是維持正常溫度，溫度過高引起 苯收率下降和嚴重結焦，故應及時移出反應熱（可用低溫氫

19、為冷卻劑） 。兩種脫烷基的甲苯 單程轉(zhuǎn)化率都在 7085，苯收率 9598。 1.1.2 苯的性質(zhì) 最簡單的芳烴。分子式 C6H6。為有機化學工業(yè)的基本原料之一。無色、易燃、有特殊 氣味的液體 。熔點 5.5，沸 點 80.1，相對密度 0.8765（204） 。在水中的溶解 度很小，能與乙醇、乙醚、二硫化碳等有機溶劑混溶。能與水生成恒沸混合物，沸點為 69.25，含苯 91.2。因此，在有水生成的反應中常加苯蒸餾，以將水帶出。苯在燃燒 時產(chǎn)生濃煙。 苯能夠起取代反應、加成反應和氧化反應。苯用硝酸和硫酸的混合物硝化，生成硝基 苯，硝基苯還原生成重要的染料中間體苯胺；苯用硫酸磺化，生成苯磺酸，可

20、用來合成苯 酚；苯在三氯化鐵存在下與氯作用，生成氯苯，它是重要的中間體；苯在無水三氯化鋁等 催化劑存在下與乙烯、丙烯或長鏈烯烴作用生成乙苯、異丙苯或烷基苯，乙苯是合成苯乙 烯的原料，異丙苯是合成苯酚和丙酮的原料，烷基苯是合成去污劑的原料。苯催化加氫生 成環(huán)己烷，它是合成耐綸的原料；苯在光照下加三分子氯，可得殺蟲劑 666，由于對人畜 有毒，已禁止生產(chǎn)使用。苯難于氧化，但在 450和氧化釩存在下可氧化成順丁烯二酸酐， 后者是合成不飽和聚酯樹脂的原料。苯是橡膠、脂肪和許多樹脂的良好溶劑，但由于毒性 大，已逐漸被其他溶劑所取代。苯可加在汽油中以提高其抗爆性能。苯在工業(yè)上由煉制石 油所產(chǎn)生的石腦油餾分

21、經(jīng)催化重整制得，或從煉焦所得焦爐氣中回收。苯蒸氣有毒，急性 中毒在嚴重情況下能引起抽筋，甚至失去知覺；慢性中毒能損害造血功能。 1865 年，F(xiàn).A.凱庫勒提出了苯的環(huán)狀結構式(見圖 1a)，目前仍在采用 。根據(jù)量子化 學的描述 ，苯分子中的 6 個 電子作為一個整體，分布在環(huán)平面的上方和下方，因此， 近年來也用圖 1b 式表示苯的結構. 1.2 甲苯 1.2.1 甲苯的來源 煤焦化副產(chǎn)的粗苯餾分中含甲苯 1520(質(zhì)量)，其數(shù)量與原料煤的性質(zhì)、焦化深 度有關。一般生產(chǎn)每噸焦炭可副產(chǎn)甲苯 1.11.3kg。 用硫酸洗除粗苯餾分中不飽和烴和 雜質(zhì)，再經(jīng)堿中和、水洗、精餾，可得到純度很高的甲苯。

22、催化重整油中含芳烴 5060(體積)，其中甲苯含量可達 4045。催化重整油 采用二甘醇、環(huán)丁砜、甲基吡咯烷酮等溶劑進行萃取以回收芳烴(見芳烴抽提)，最后 經(jīng)精餾得到高純度甲苯。 裂解汽油中芳烴含量為70（質(zhì)量）左右，其中1520是甲苯。裂解汽油經(jīng)兩段加氫 脫除二烯烴、單烯烴和微量硫，再經(jīng)萃取、精餾，可得到純度99.5以上的甲苯。 1.2.2 甲苯的性質(zhì) 一種芳烴，分子式 C6H5CH3。存在于煤焦油和某些石油中。無色易燃液體 。熔點 95 ，沸點 110.6 ，相對密度 0.8669（204 ） 。不溶于水，能溶于乙醇、乙醚等 有機溶劑。膨脹系數(shù)大，凝固點低，可用來制造低溫溫度計。甲苯比苯更

23、容易發(fā)生取代反 應。甲苯硝化時生成鄰和對硝基甲苯，繼續(xù)硝化生成 2，4，6-三硝基甲苯（TNT)，是一種 重要的炸藥。甲苯在加熱時氯化 ，生成氯化芐 C6H5CH2Cl，但在三氯化鐵存在下，氯化反 應在苯環(huán)上進行，生成鄰和對氯甲苯 。甲苯在催化劑存在下用空氣氧化 ，生 成 苯 甲 酸 C6H5COOH 。在甲苯過剩的國家中，則利用甲苯的加氫去甲基生產(chǎn)苯。 甲苯在工業(yè)上從石腦油重整產(chǎn)物中分離，或從蒸餾煤焦油所得的中油餾分中回收 。甲苯加 在汽油中可提高其抗爆性能，還可作溶劑。 1.3 精餾塔 蒸餾是利用液體混合物中各組分揮發(fā)度的不同并借助于多次部分汽化和部分冷凝達到 輕重組分分離的方法。蒸餾操作

24、在化工、石油化工、輕工等工業(yè)生產(chǎn)中中占有重要的地位。 為此，掌握氣液相平衡關系，熟悉各種塔型的操作特性，對選擇、設計和分析分離過程中 的各種參數(shù)是非常重要的。蒸餾過程按操作方式可分為間歇蒸餾和連續(xù)蒸餾。間歇蒸餾是 一種不穩(wěn)態(tài)操作，主要應用于批量生產(chǎn)或某些有特殊要求的場合；連續(xù)蒸餾為穩(wěn)態(tài)的連續(xù) 過程，是化工生產(chǎn)常用的方法。蒸餾過程按蒸餾方式可分為簡單蒸餾、平衡蒸餾、精餾和 特殊精餾等。簡單蒸餾是一種單級蒸餾操作，常以間歇方式進行。平衡蒸餾又稱閃蒸，也 是一種單級蒸餾操作，常以連續(xù)方式進行。簡單蒸餾和平衡蒸餾一般用于較易分離的體系 或分離要求不高的體系。對于較難分離的體系可采用精餾，用普通精餾不能

25、分離體系則可 采用特殊精餾。特殊精餾是在物系中加入第三組分，改變被分離組分的活度系數(shù)，增大組 分間的相對揮發(fā)度，達到有效分離的目的。特殊精餾有萃取精餾、恒沸精餾和鹽溶精餾等。 精餾過程按操作壓強可分為常壓精餾、加壓精餾和減壓精餾。 1.4 精餾原理 精餾的基本原理是利用溶液中各組分的揮發(fā)性的不同。將溶液加熱至沸，有一部分溶 液汽化，由于各個組分的揮發(fā)性不同，液相和氣相的組成不一樣：揮發(fā)性高的組分，即沸 點較低的組分在氣相中的濃度比在液相中的濃度要大；揮發(fā)性較低的組分，即沸點較高的 組分在液相中濃度比在氣相中濃度要大。同樣的道理，物料蒸氣被冷卻后有一部分蒸汽被 冷凝，冷凝液中的重組分濃度比氣相中

26、重組分濃度高。 多組分溶液經(jīng)過一次部分汽化和部分冷凝過程，使溶液分離，這種方法，叫做“簡單 蒸餾”。如果將蒸餾所得的冷凝液再一次進行部分汽化，氣相中的輕組分濃度就會更高。 如果使溶液多次部分汽化一部分冷凝，最終可以在氣相中得到較純的輕組分，在液相中得 到較純的重組分。多組分溶液經(jīng)過上述步驟而使溶液分離，這種方法，叫做“精餾”。 精餾按原理中所含組分數(shù)目可分為雙組分和多組分精餾。工業(yè)生產(chǎn)中，以多組分精餾較為 普遍。但多組分和兩組分精餾的基本原理、計算方法均無本質(zhì)的區(qū)別。按操作方式可分為 間歇和連續(xù)精餾。按操作壓強可分為常壓、加壓和減壓精餾。精餾在精餾裝置中進行，它 由精餾塔、冷凝器和再沸器等構成

27、，由于再沸器供熱，塔底存液部分汽化，蒸汽沿塔逐板 上升，使全塔處于沸騰狀態(tài)。蒸汽在塔頂冷凝器中冷凝得到餾出液，部分作為回流液回入 塔中，逐漸下流，使塔中各板上保持一定液層。假設料液中僅含有二個組分，于中部適當 位置處加入精餾塔，其液相部分也逐板下流進入再沸器，汽相部分上升流經(jīng)各板至塔頂冷 凝器。精餾塔中料液加入板稱為加料板，加料板以上部分稱為精餾段，加料板以下部分稱 為提留段。 1.5 精餾技術的發(fā)展 精餾是應用最廣的傳質(zhì)分離操作，其廣泛應用促使技術已相當成熟，但是技術的成熟 并不意味著之后不再需要發(fā)展而停滯不前。稱說技術的發(fā)展往往要花費更大的精力，但由 于其應用的廣泛，每一個進步，哪怕是微小

28、的，也會帶來巨大的經(jīng)濟效率。正因為如此， 蒸餾的研究仍受到廣泛的重視，不斷取得進展。 板式塔是目前最主要的精餾塔塔型，對它的研究一直長盛不衰。篩板塔和浮閥塔成功 地取代泡罩塔是效益巨大的成果。板式塔的設計已達到較高水平，設計結果比較可靠。馬 倫戈尼效應造成的界面湍動現(xiàn)象和汽液兩相間的不同接觸工況的研究，使認識得到了深化， 對傳質(zhì)效率的研究有所促進。具有各種特點的新型塔板開發(fā)研究不斷取得成果。對于塔板 上汽液兩相流動和混合狀況、霧沫夾帶及它們對效率的影響研究不斷深入，但離得到一個 通用而可靠的效率估算模型尚有較大距離，特別是多元系統(tǒng)的效率。所幸的是，經(jīng)廣泛實 驗研究發(fā)現(xiàn)，利用實驗室的奧德肖小篩板

29、塔可以比較可靠地測的工業(yè)塔中的點效率，可以 彌合一些上述的差距。進一步深入進行塔中汽液兩相流動狀況的研究，對于預測壓降、傳 質(zhì)效率和塔板的可操作區(qū)域，對于認識至今了解甚少的降液管中狀況都十分有意義。 提高精餾過程的熱力學效率、節(jié)省能耗是一貫受到重視的研究領域，分離序列的合成， 應用熱集成概念和夾點分析方法開發(fā)節(jié)能的分離流程和優(yōu)化換熱網(wǎng)絡，在具體分離過程中 合理地應用日泵、多效精餾、中間再沸器和中間冷凝器等實現(xiàn)節(jié)能，一直是得到廣泛重視 的活躍的研究領域。 精餾的研究工作一直十分活躍，而且不斷取得成果。在各種新分離方法得到不斷開發(fā) 和取得工業(yè)應用之際，在石油、天然氣、石油化工、醫(yī)藥和農(nóng)產(chǎn)品化學等工

30、業(yè)中所起的重 要作用不會改變，作為主要分離方法的地位不會動搖。隨著科學技術和工業(yè)生產(chǎn)水平的提 高，精餾的應用天地十分廣闊，重要的是通過不斷努力，使其技術水平得到進一步提高， 使其日益完善。 第二章 流程確定和說明 2.1 加料方式 加料分兩種方式：泵加料和高位槽加料。高位槽加料通過控制液位高度，可以得到穩(wěn) 定流量，但要求搭建塔臺，增加基礎建設費用；泵加料屬于強制進料方式，泵加料易受溫 度影響，流量不太穩(wěn)定，流速也忽大忽小，影響傳質(zhì)效率?？恐亓Φ牧鲃臃绞娇墒∪ヒ还P 費用。本次加料可選泵加料，泵和自動調(diào)節(jié)裝置配控制進料。 2.2 進料狀態(tài) 進料方式一般有冷液進料，、泡點進料、氣液混合物進料、露點進

31、料、加熱 蒸汽進料等。冷液進料對分離有利,但會增加操作費用。泡點進料對塔操作方便，不受季節(jié) 氣溫影響。泡點進料基于恒摩爾流，假定精餾段和提餾段上升蒸汽量相等，精餾段和提餾 段塔徑基本相等。由于泡點進料時塔的制造比較方便，而其它進料方式對設備要求高，設 計起來難度相對加大，所以采用泡點進料。 2.3 冷凝方式 選全凝器，塔頂出來的氣體溫度不高。冷凝后回流液和產(chǎn)品溫度不高，無需再次冷凝， 且本次分離是為了分離苯和甲苯，且制造設備較為簡單，為節(jié)省資金，選全凝器。 2.4 回流方式 宜采用重力回流，對于小型塔，冷凝液由重力作用回流入塔。優(yōu)點：回流冷凝器無需 支撐結構。缺點：回流控制較難安裝，但強制回流

32、需用泵，安裝費用、電耗費用大，故不 用強制回流，塔頂上升蒸汽采用冷凝冷卻器以冷凝回流入塔內(nèi)。 2.5 加熱方式 采用間接加熱，因為對同一種進料組成，熱狀況及回流比得到相同的餾出液組成及回 收率時，利用直接蒸汽加熱時，所需理論塔板數(shù)比用間接蒸汽時要多一些，若待分離的混 合液為水溶液，且水是難揮發(fā)組分，釜液近于純水，這時可采用直接加熱方式。由于本次 分離的是苯-甲苯混合液，故采用間接加熱。 2.6 加熱器 選用管殼式換熱器。只有在工藝物料的特征性或工藝特殊時才考慮選用其它型式。 第三章 精餾塔的設計計算 3.1 操作條件與基本數(shù)據(jù) 3.1.1 操作壓力 精餾操作按操作壓力可分為常壓精餾、加壓精餾和

33、減壓精餾。一般采用常壓精餾，壓 力對揮發(fā)度的影響不大。在常壓下不能進行分離或達不到分離要求時，采用加壓精餾；對 于熱敏性物質(zhì)采用減壓精餾。當壓力較高時，對塔頂冷凝有利，對塔底加熱不利；同時壓 力升高，相對揮發(fā)度降低，管徑減小，壁厚增加。本次設計選用常壓 101.325kPa 作為操 作壓力。 3.1.2 氣液平衡關系及平衡數(shù)據(jù) 表表3 31 1 常壓下苯常壓下苯- -甲苯的氣液平衡與溫度關系甲苯的氣液平衡與溫度關系 溫度t110.6106.1102.298.695.292.189.486.884.482.381.280.2 氣相苯021.237.050.061.871.078.985.391.

34、495.797.9100 液相苯08.820.030.039.748.959.270.080.390.395.0100 3.1.3 回流比 此設計取 R=1.2Rmin 3.2 精餾塔的工藝計算 3.2.1 流程圖 圖 3.1 精餾塔流程圖 3.2.2 物料衡算 已知：F=6.0 萬噸300 天=60000100030024=8333h 苯的摩爾質(zhì)量 =78.11kgkmol A M 甲苯的摩爾質(zhì)量 笨的摩爾分率 1=3358 . 0 11.783013.9270 11.7830 甲苯摩爾分率 2=1-0.3358=0.6642 進料液 21 xMx 甲苯苯 MM =78.110.3347+9

35、2.130.6653 =87.42kg/kmol F=8333/87.4295.32kg/kmol M F 根據(jù)物料衡算方程 (3-1) WDF WxDxFx WDF 又因 F=1=0.3358 , D= w= 96 78.11 0.966 96 78.114 92.13 0468.0 13.929611.784 11.784 解得 D=29.98kmol/h W=65.34kmol/h 由于泡點進料 q=1，由氣液平衡數(shù)據(jù)，用內(nèi)插法求得進料液溫度 ，得 tF=97.81 2.1024.89 2.102 2.202.59 2.2058.33 F t 在此溫度下，苯的和飽蒸汽壓 PA0=159.

36、99kPa.甲苯的飽和蒸汽壓 PB0=73.33kPa =2.18 B A P P 0 0 又根據(jù)=2.34 R=1.2Rmin=1.22.34=2.81 min (1)1 11 dD Ff xx R xx L=RD=2.8129.98=84.24 Kmol h L=L+q F=84.24+95.30=179.54Kmol h V=V=114.22 Kmol h 表表 3-23-2 物料衡算表物料衡算表 物料 流量（Kmol h） 組分 物料 物流（Kmol h） 進料 F 95.32 苯 0.3347 甲苯 0.6653 塔頂產(chǎn)品 D 29.98 苯 0.966 甲苯 0.034 塔底殘夜

37、W 65.34 苯 0.0468 甲苯 0.9532 精餾段上升 114.32 蒸汽量 V 提餾段上升 114.32 蒸汽量 V 精餾段下降 84.24 液體量 L 提留段下降 179.54 液體量 L 3.2.3 熱量衡算 1.熱量衡算的物流示意圖（能流圖） 氣液平衡數(shù)據(jù)，用內(nèi)差法可求塔頂溫度塔底溫度泡點溫度 tD D t w t =80.83 82.396.6090.3 , 95.090.381.282.3 D t D t =108.21 (3-2), 6 . 110 1 . 106 6 . 110 08 . 8 068 . 4 W t w t 注：下標 1 為苯，下標 2 為甲苯。 溫度

38、下:Cp1=107.81 D tkJkmolK Cp2=129.52kJkmolK 129.5)1 ()( DD xCpxCpDCpkJkmolK 溫度下：Cp1=116.19 Cp2 =141.94 w tKkmolkjkJkmolK 140.48)1 ()( Ww xCpxCpWCpkJkmolK 溫度下 D tkgkj385.194.1866892.0kgkcal92.0 1 2 385.19kj kg 塔 1D2D x1-x384.23 0.966385.131-0.966397.33kJ kg 頂： （1） D2D MM xM1-x78.11 0.96692.131-0.96678.

39、47kg kmol（）（） 塔頂以 0為基準，0時塔頂上升氣體的焓值 V Q （2）66.60 105.73 80.8366.60 397.33 78.582648571.93 VD QVCptVkj h 回流液的 Cp1=105.63 R QkJkmolK Cp2 =133.35 kJkmolK 0.966105.63+133.350.034=106.57)1 ( 21DD xCpxCpCpkJkmolK 49.08106.5780.83=.73kJh DR tCpLQ （3） 鎦出液的焓值 D Q 因為鎦出口于回流組成一樣，所以=106.57pCkJkmolK =Dt=17.48106.5

40、780.83=.65 kJh D QpC （4）冷凝器消耗 -=.93-.73-.65=.55 kJh VC QQ R Q D Q （5）進料口 F Q tF溫度下：Cp1=110.45kJkmolK Cp2 =136.82 kJkmolK 由于)1 ( 21FF xCpxCpCp =110.450.3358+136.82(1-0.3358)=127.96kJkmolK 所以=F=55.61127.96108.2=.58 kJh F QpC w t （6）塔底殘液焓 W Q =W=38.13146.67108.2=.43 kJh W QpC w t （7）再沸器（全塔范圍列衡算式） 設再沸器損

41、失能量=0.1 +=+ 損 Q B Q B Q F Q C Q W Q 損 Q D Q 0.9=+- B Q C Q W Q D Q F Q =.55+.43+.65-.58=.05 kJh =.72kJh B Q 表表 3-33-3 熱量衡算表熱量衡算表 進料冷凝器塔頂 流 出液 塔釜 流 出液 再沸器 平均比熱 Kkmolkj127.96105.57146.67 熱量 （kJh）.58.55.93.43.72 3.2.4 理論塔板數(shù)計算 塔頂溫度下：PA0=1.01Kgfc.甲苯的飽和蒸汽壓 PB0= 0.45Kgfc D=2.244 B A P P 0 0 塔底溫度下：PA0=2.07K

42、gfc.甲苯的飽和蒸汽壓 PB0= 1.02Kgfc W=2.071.02=2.029 2.244 2.0292.134 wD a 平均 =9.08 (3-3) 平均 lg 1 1 lg min W W D D x x x x N0.123 1R R-R min 解得 N=19.17（含釜） min N-N 0.5 N1 進料的相對揮發(fā)度：F=2.18 塔頂與精料的相對揮發(fā)度：198. 218 . 2 217 . 2 Fw a =5.9 N=13.8 (3-4) lg 1 1 lg min F F D D x x x x N min 0.5 2 NN N 取整數(shù)，精餾段理論板數(shù) 14 塊，加料

43、板位置為從塔頂數(shù)第 15 塊層理論板，取整理論板數(shù) 為 20 塊【9】 3.2.5 精餾塔主要尺寸的設計計算 1、精餾塔設計的主要依據(jù)和條件 表表 3-43-4 精餾塔設計的主要依據(jù)和條件精餾塔設計的主要依據(jù)和條件 溫度 =80.83 =108.2 tF =97.81 D t w t 甲苯密度（） 0.810 0.782 0.750 1 mlg 苯密度（） 0.815 0.784 0.752 1 mlg （1）塔頂條件下的流量和物性參數(shù) =78.58kgkmol V1=V=78.5866.60=5233.43kghMM L1=L=78.5849.08=3856.71kghM 1L=1.2273

44、mlg 所以 2 2 1 1 aa 3 814.8 L kg m 3 705 . 2 )83.8015.273(314 . 8 56.78325.101 mkg RT pM V （2）塔底條件下的流量和物性參數(shù) W2W MM xM1-x78.11 0.046892.131-0.046891.47Kg kmol（）（） 3 101.325 91.47 2.923 8.314 (273.15 108.20) V pM kg m RT 1L= =1.279 2 2 1 1 aa 所以 3 781.9 L kg m V3=91.4766.60=6091.90kgh=6091.90（36002.923）

45、=0.5789s 3 m L3=ML=91.47104.69=9575.99kg/h （3）進料條件下的流量和物性參數(shù) F2F MM xM1-x78.11 0.335892.131-0.338587.42kg kmol（）（） 3 101.325 87.42 2.872 8.314 (273.1597.81) V pM kg m RT 1L=1.330 所以 V12=V 2=5822.2 kg/h 2 2 1 1 aa 3 8 . 750mkg L 精餾段： L2=L=87.4249.08=4290.57 kg/hM 提留段： L2=L=87.42104.69=9152 kg/hM （4）提餾段的流量和物性參數(shù) =2.789 =798.35 2 21