苯甲苯二元蒸馏课程设计任务

化工原料课程设计任务书
一、题目
设计一连续精馏塔装置，用以分离：苯-甲苯混合物混合物
二、原始数据
1、原料：处理量：17吨/小时
料状态：饱和液体
成：xF=0.43（质量）
2、产品要求：xD=0.97（摩尔），xW=0.03（摩尔）
3、冷凝器形式：全凝器冷却剂温度：30℃
三、计算说明书内容
1、流程简图
2、工艺计算（包括物料衡算及热量衡算总表）
3、塔板计算
4、塔体初步设计
5、辅助设别的选用
6、计算结果汇总表
7、分析与讨论
四、绘图要求
1、塔体总图
2、塔板总图
一、工艺流程简图
图1，塔顶设全凝器，轻组分经全凝器冷凝后，部分作为回流返回塔内；塔底设有再沸器。

二、工艺计算
1、全塔物料衡算
摩尔衡算
进料量：
质量衡算
由摩尔衡算结果，可得塔顶产品质量流率
塔底产品质量流率
由塔顶、塔底产品组成，也可分别求得苯、甲苯的摩尔流量和质量流量。

物料衡算结果如表1.
表1 全塔物料衡算结果（Kmol/h或Kg/h）
质量流量摩尔流量组成总流量
摩尔质量摩尔流量质量流量
进料苯7310 93.59 0.471 0.43 198.76 17000
甲苯9690 105.18 0.529 0.57
塔顶产品苯7062.67 90.42 0.97 0.965 93.22 7320.31
甲苯257.64 2.80 0.03 0.035
塔底产品苯247.33 3.17 0.03 0.026 105.55 9679.69
甲苯9439.36 102.38 0.97 0.974
2、确定冷凝罐、塔顶及塔底的操作压力和温度
（1）冷凝罐的压力和温度
却剂的温度为30℃，为保证一定的传热温差，通常产品冷却后的温度比冷却剂高10-20℃，取△t=15℃，则冷凝罐的温度为45℃。

假定凝液罐的压力为1atm，则查图[1]得K A=0.32,K B=0.13，此时，有
力选高了。

观察图表可以发现，当压力取为0.5atm
要求，图中低于0.5atm的相平衡数据难以获得，此时，不宜采用泡点方程。

考虑到低压时，安托因方程
低压下的泡点方程
t=45
饱和蒸汽压图[2]，可得45
托因方程的计算结果一致。

冷凝罐的压力出发，对本蒸馏体系有两种方案：①采取常压蒸馏，冷凝罐中的液体为过冷液体，回流为过冷回流；②采取减压蒸馏。

常压蒸馏会引起塔内各处温度相应提高，而塔底温度的提高可能会引起塔内物料的结焦、聚合、变质或腐蚀设备。

本体系为苯、甲苯，相对较轻，温度升高不是很大时不会引起结焦问题；减压蒸馏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的增加，将增大蒸馏塔的塔径。

综合考虑，采用常压蒸馏，此时，冷凝罐的压力为1atm，温度为45℃。

（2）塔顶操作压力和温度的确定
凝罐内压力为
atm ，塔顶蒸汽通过塔顶馏出管线及冷凝器的阻力一般为0.01-0.02Mpa ，取阻力为
0.01Mpa ，则塔顶压力为101.325+10=111.325Kpa 。

假定塔顶温度为80℃，查图[3]，得KA=0.84，KB=0.36
误差小于0.01的要求。

另取塔顶温度为84℃，则KA=1.05，KB=0.42，此时，
满足误差要求，故塔顶压力为111.325Kpa ，塔顶温度为84℃。

（3）塔底操作压力和温度的确定
顶压力加上全塔压降即为塔底操作压力。

由经验知，塔的实际板数一般为20-30，分离度高时，取的大些；每层板的压降一般为
3-6mmHg 。

取N=25，每层板的压降为5mmHg ，则塔底压力为
设塔底温度为110℃，查图，得KA=1.73，KB=0.80，此时，由泡点方程，
不满足误差要求。

另假定塔
底温度
为120℃，则KA=2.20
，KB=0.96，此时
要求。

故塔底温度为
20℃，塔底压力为128Kpa。

3、确定进料状态
料为饱和液体进料，故q=1；由常压下T-x-y相图，可读得进料温度约为93℃.
图2 常压下苯-甲苯体系T-x-y相图
4、做出y-x想平衡曲线
压下的相平衡数据，得相平衡曲线如图3.
图3 苯-甲苯体系的y-x 相图
5、确定最小回流比及最小理论板数
①最小回流比
在图30.471F x =0.471,0.690）0.471e x =0.690e y =，可得最小回流比为
②最小理论板数
6、确定适宜回流比
不同的
，由捷算法分别求出
、
，可得图和
4和图5。

关联
可
据此，可得
计算结果如表2。

表2 不同的R/Rmin与N、（R+1）N
R/Rmin R(R-Rmin)/(R+1)(N-Nmin)/(N+1
)N(R+1)N
1.1 1.40.0530 0.60 21.72 5
2.06 1.2 1.5272720.1006 0.55 19.09 48.19 1.3 1.6545450.1437 0.51 17.36 46.03 1.4 1.7818180.1829 0.48 16.12 44.77 1.5 1.9090910.2186 0.44 15.17 44.08 1.6 2.0363630.2513 0.42 14.43 4
3.77 1.64 2.0872720.2637 0.41 1
4.18 43.72 1.7 2.1636360.2814 0.39 13.84 43.72 1.8 2.2909090.3092 0.37 13.35 43.86 1.9 2.4181810.3349 0.36 12.94 44.15
2 2.5454540.3588 0.34 12.59 44.56
2.1 2.6727270.3810 0.32 12.28 45.04
2.2 2.7999990.4017 0.31 12.02 45.60
2.3 2.9272720.4211 0.30 11.79 46.22
2.4
3.0545450.4392 0.29 11.58 46.88
2.5
3.1818180.4563 0.28 11.40 47.58
2.6
3.309090.4723 0.27 11.23 48.31
2.7
3.4363630.4875 0.26 11.08 49.07
2.8
3.5636360.5018 0.25 10.94 49.85
2.9
3.6909080.5153 0.24 10.82 50.66
3 3.8181810.5281 0.23 10.70 51.48 利用表2中的数据，可得下图。

图4 min /~R R N
图5 min /~(1)R R R N +
由上述分析可取min 1.5 1.5 1.27 1.91R R ==⨯=。

7、理论板数
由y-x 相图做梯级，可得精馏段和提馏段的理论板数及进料板位置。

精馏段操作线方程
1 1.911
0.970.660.3411 1.911 1.911
D R y x x x x R R =
+=+⨯=+++++
提馏段操作线方程
q
图6 Mcabe-Thiel e图解理论板数
由图6，可得精馏段的板数为7，提馏段的板数为7.8，进料板为从塔顶往下数的第8块塔板。

8、全塔效率及实际板数
（1）粘度
塔顶温度为84℃，查液体粘度共线图[6]
后，将达到气液两相平衡。

由相平衡数据
0.4460.4710.513
0.668y0.725可采用内插法，得塔内进料板上液相组成为
T-x-y图，可得进料板温度为93
塔底温度为120
（2）效率
（3）实际板数
14块板为进料板。

9、相关物性的计算
（1）平均摩尔质量
可得精馏段气相平均摩尔质量
精馏段液相平均摩尔质量
提馏段气相平均摩尔质量
提馏段液相平均摩尔质量
（2）密度
查找苯-甲苯的密度图表[7]，可得塔顶84
进料93
塔底120
（3）液相表面张力
查图[7]，塔顶84
表面张力
进料板93
塔底120
10、全塔热量衡算
（1）塔顶
①塔顶冷负荷
塔顶回流为过冷回流，不同于全塔回流比，因此，应先求出冷回流比。

冷回流量
查苯、甲苯的焓图[8]，得塔顶84
同理，84℃下，液态苯的焓值
，甲苯
冷凝罐条件45℃下，苯的焓值，甲苯
，可得
塔顶的冷负荷
②冷凝器的热负荷
塔顶回流为过冷回流，塔顶蒸汽首先经冷凝器冷却为饱和液相，再由冷却器冷却至过冷。

由T-x-y相图可以读得，塔顶组成的饱和液相温度为80.5℃，查苯、甲苯焓图，可得全凝
由此可得全凝器的冷负荷为
③冷却剂的用量
冷却剂选用水，取冷却剂的出口温度为45℃,。

查得[9]水在30℃的定压比热容
水在45℃的定压比热
故
（2）塔顶产品
（3）塔底产品
塔底温度120℃，
塔底产品带出的
（4）进料 进料温度
93℃下，苯的焓值
，甲苯
，
进
料
焓
值
（5）热损失
热损失一般为再沸器热负荷的5%-10%，取为7%。

（6）再沸器
热量衡算结果如表3。

表3 全塔热量衡算总表
焓/）热量流率/
进料22671.33 4.51
塔顶产品8856.65 0.826
底产品33289.27 3.51
全凝器------ 8.82
再沸器------- 9.30
散热损失------- 0.651
11、适宜塔板间距、最大允许气速及塔径
（1）适宜塔板间距
塔板间距小，则雾沫夹带量大，塔板间距大则雾沫夹带量可减少；对易起泡体系，塔板间距较大，非起泡体系，塔板间距可适当减小。

（2）最大允许气速
①Smith法
a、精馏段
斯图[9]
对不易起泡体系，可取
，不防取
b、提馏段
史密斯
表面张力校正系
故
②波津法
a、精馏段
对浮阀塔，由前苏联学者波津推荐的公式
可得适宜的流
查化工原理课程设计表2-4，
b、提馏段
代入数据，得最大允许气速
综上，两种方法分别对精馏段和提馏段计算，得到4个不同的塔径，应取其中较大者，进1.6m ，此时，塔内的气速为
三、塔板设计
1、溢流装置的设计计算
流装置包括降液管、溢流堰和受液盘等几部分，其结构和尺寸对塔的性能有重要影响，是决定塔板负荷能力的一个重要因素。

在设计中应使降液管面积及溢流周边具有一定的弹性，否则在改变处理量或调节回流比时，很可能发生降液管液泛，特别是加压操作的场合。

（1）板上液流型式的选择
有溢流的板式塔，常用的塔板流动型式有单流型、双流型、回流型及其他流型。

结合塔径及液相负荷，可根据经验进行板上液流型式的选择。

塔径为1600mm，提馏段液相负荷为39.65m3/h，板上液流可选用单流型。

（2）溢流堰
流堰又称出口堰或外堰，其作用是维持塔板上有一定的液层厚度并使液体能较均匀地横过塔板流动，它的主要尺寸是堰高h w和堰长l w。

①堰长：单流式塔板的堰长一般为塔径的60%-80%，可取
塔选用平口堰。

（3
降液管
（4）受液盘
塔板上用于接收降液管流下液体的那部分区域称为受液盘，有凹行和平行两种。

对于直径较大的塔，特别是有测线抽出时，则须选用凹形受液盘，这样可以保证测线抽出的连续、均匀性，还可以造成正液封，且有利于起泡的分离。

凹形受液盘的深度一般取为50mm。

此外，停工时，为排进板上的存液，在受液盘上应开有泪孔。

本塔塔径大于1400mm，应开两个Φ10的泪孔，且都开在受液盘的中心线上。

（5
为了使液体顺利地流到下层塔板，防止沉积物及堵塞，降液管的底隙必须足够大。

对于凹
2、浮阀塔板结构参数的确定
（1）浮阀形式的选择
浮阀的形式很多，可分为圆盘形及条形两种，其中前者的使用叫广泛，本塔选用圆盘形浮阀中的F-1型浮阀。

它具有结构简单、安装制造方便、节省材料等优点。

常用材料为1Cr13Ni9Ti合金钢。

F-1浮阀有轻重之分，轻阀采用厚1.5mm的薄板充成，质量约25g；重阀用厚2mm的薄板冲压而成，质量约33g。

由于轻阀惯性小，振动频率高，滞后时间长，故本塔选用重阀。

（2）浮阀的排列
浮阀的排列方式多采用三角形排列，又分为顺排和叉排。

由于叉排时，塔板上气液两相的接触较为理想，鼓泡均匀，因此，本塔选用叉排形式。

由于塔径较大，塔板需要分块，塔板宽度要符合一定的规范，因此，本塔选用等腰三角形排列，其底边固定为75mm，三角形的高（排间距）根据开孔率进行变更。

（3）开孔率
浮阀塔板的开孔率Φ是指阀孔总面积与塔板总面积之比，即：
开孔率是浮阀塔板的一项重要参数：开孔率过大，则容易产生漏液；过小则压降过高，且不利于两相均匀接触。

①根据经验直接选取
根据经验，在常压及减压塔中，开孔率一般可取10%-15%；在加压塔中则取得较小，一般为6%-9%。

可取本塔的开孔率为14%，则阀孔总面积
，对塔顶第一块板做物料衡算，可得
，故塔顶第一块板的气相流量为
进而可得阀孔
②由阀孔动能因数的经验值推算开孔率
8-17之间，当阀孔动能因数在
9-12
孔气速为，阀孔总面积
，开孔率
另假设阀孔动能因数为12
③由适宜阀孔气速求得开孔率
适宜的阀孔气速应当等于或大于临界阀孔气速。

所谓临界阀孔气速就是使阀刚刚全开时的阀孔气速。

对于F-1重阀，临界阀孔气速为
3、塔板布置
（1）区域的划分初步选定了塔板的结构参数之后，便可以进一步作出塔板的布置图。

塔板的两侧是降液管区和受液盘区，其宽度相等；中央为鼓泡区，从进口堰到离它最近的一
80-110mm之间；从出口堰到鼓泡区之
壁与离它最近的阀孔中心线有一定的距离，对分块式塔板，
如果有几排浮阀离塔壁过远，以致会造成液体走短路，则可适当设置挡板。

塔板各区域的初步排布情况如图7。

图7 塔板各区域的分布情况
（2）浮阀数的确定
由浮阀的开孔率及阀孔气速，可得浮阀总数
023200
6874.47/3600151.113.14
(4810) 6.994
4
a
V N d u π
-=
=
=⨯⨯⨯
圆整为152。

对浮阀塔板，塔板上的有效面积为
22212[sin ()]180a x
A x r x r r
π
-=-+
代入，得塔板有效面积
可进一步求得与液流垂直方向的浮阀排数
4、典型塔板的设计
（1）塔顶第二块板
①塔顶第二块板的基本物性计算
的气相组
可得
塔顶第二块板的液相组成为
又由精馏段操作线方程，故第二块
塔顶第二块板的液相组成
为
T-x-y相图可读得塔顶第二块板的温度近似为84℃，故塔顶气相的平均密度为
塔顶第二块板的气相流量为
②开孔率
a、直接选取开孔率的经验值
阀孔气速b、由适宜阀孔气速求得开孔率
孔气速为临界阀孔气速的
1.2倍，即
，则阀孔总面积
为
，开孔率为c、由阀孔动能因数的经验值推算开孔率
阀孔的总面积为
，开孔率
15%
③塔板布置
a、区域的划分
破沫区、液体分布区及边缘区的尺寸与塔顶第一块塔板的选取相同。

b、浮阀数的确定
由浮阀的开孔率及阀孔气速，可得浮阀总数
圆整为239。

对浮阀塔板，塔板上的有效面积为
代入，得塔板有效面积
可进一步求得与液流垂直方向的浮阀排数
（2）塔底最后一块板
①塔底最后一块板的基本物性计算
塔底最后一块板的气液相组成均为：。

塔底气相平均摩尔
质量
温度为120℃，可得塔底最后一块板的气相密度为
②开孔率
a、直接选取开孔率的经验值
阀孔气速
b、由适宜阀孔气速求得开孔率
孔气速为临界阀孔气速的1.2
积为，开孔率为
c、由阀孔动能因数的经验值推算开孔率
阀孔
的总面积为，开孔率
15%
孔率
③塔板布置
a、区域的划分
破沫区、液体分布区及边缘区的尺寸与塔顶第一块塔板的选取相同。

b、浮阀数的确定
取开孔率为13.4%，阀孔气速为6.54m/s，可得浮阀总数
圆整为224。

对浮阀塔板，塔板上的有效面积为
代入，得塔板有效面积
可进一步求得与液流垂直方向的浮阀排数
（3）典型塔板浮阀排布结果
由图可知塔顶第二块板排得的实际板数为232
塔底最后一块板的实际板数为218
实际阀孔气实际阀孔动能因数
塔顶第二块板及塔底最后一块板的设计结果基本满足要求。

四、浮阀塔典型塔板流体力学计算
1、塔顶第二块板
（1）基本物性
由前面的计算结果知：液相密度近似与塔
（2）塔板压力降
a 气流通过干塔板的阻力在浮阀全开前、后是不相同的，阀全开前，阻力主要是由阀重引起，而全开后，阻力则随气流通过阀孔的速度的平方而变化。

33gF-1重阀，全开前的干板压降为：
全开后的干板压降为
b
气体通过液层的压力降应等于液层的静压，若忽略板上的液面落差，则
0.5-0.6m m 。

对于平口堰
E 为液流收缩系数。

液流收缩系数是考虑到塔壁对堰附近的液流所起的收缩作用，可由图2-16-液流收缩系数图查取，图中的横坐标
一步求得堰上液头高
c
小，一般可忽略。

（3）雾沫夹带量
①上升气流的雾沫夹带量与板间距、液层厚度、气速、液相物性和塔板结构有关，一般工
雾沫/Kg 气体，对浮阀塔板常用阿列克山德罗夫经验式计算雾沫夹带量：
Kg 雾沫/Kg 气体；
mm；又有
dyne/cm
②核算泛点率
所谓泛点，是广义地指塔内液面泛滥（包括过量雾沫夹带）而导致的塔效率剧降的操作点。

泛点率是一种统计的关联值，它的意义是设计负荷与泛点负荷之比，以百分率表示。

浮阀塔的泛点率可由下面的式子求取：
%
可通过查图
2-17-
m
将数据代入，可分别求得
，
80%-82%。

（4）降液管内液面高度
生“淹塔”（即降液管液泛），使塔的正常操作被破坏。

降液管内液面高度
m
为防止淹塔，应使
，取
，可得
（5）漏液
塔板上液体的泄漏量随阀重、气相密度、阀孔气速、阀的开度的增加而减少，而随液层厚度的增加而增加，其中阀重及阀孔气速的影响最为显著。

对F-1重阀，其泄露点的阀孔动能因数可通过下式计算：
其中，
，代入数据，可得实际阀孔动能因数为12.39，不会发生泄露。

（6）液体再降液管内的停留时间及流速
液体在降液管内的停留时间不足，将使液体中所夹带的气泡来不及分离而带至下一层板，使塔板效率下降。

这种不正常的操作状况称为降液管超负荷。

①液体在降液管内的停留时间
液体在降液管内的停留时间可通过下式计算
②液体在降液管内的流速
的方法计算：
当HT<0.75m 时，也可用下式计算
于允许流速的0.7-0.9倍，取下限0.7
0.0368m/s
，即降液管停留时间符合要求。

2、塔底最后一块板
（1）基本物性
由前面的计算结果知：
液相密度近似与塔
（2）塔板压力降
a 气流通过干塔板的阻力在浮阀全开前、后是不相同的，阀全开前，阻力主要是由阀重引起，而全开后，阻力则随气流通过阀孔的速度的平方而变化。

33gF-1重阀，全开前的干板压降为：
全开后的干板压降为
b
气体通过液层的压力降应等于液层的静压，若忽略板上的液面落差，则
0.5-0.6m m 。

对于平口堰
E 为液流收缩系数。

液流收缩系数是考虑到塔壁对堰附近的液流所起的收缩作用，可由图2-16-液流收缩系数图查取，图中的横坐标
一步求得堰上液头高
c
小，一般可忽略。

（3）雾沫夹带量
①上升气流的雾沫夹带量与板间距、液层厚度、气速、液相物性和塔板结构有关，一般工雾沫/Kg 气体，对浮阀塔板常用阿列克山德罗夫经验式计算雾沫夹带量：。