苯—甲苯精馏塔设计化工原理课程设计书

化工原理课程设计书

苯—甲苯精馏塔设计

目 录

（一） 化工原理设计任务书 .......................................................... 3 （二） 概述 ...................................................................................... 4 一、 精馏基本原理 ................................................................... 4 二、 设计方案的确定 ................................................................... 4 （三） 塔工艺计算 .......................................................................... 5 一、 精馏塔物料衡算 ............................................................... 5 二、 塔板数确定 ....................................................................... 5 三、 精馏塔的工艺条件及有关物性数据的计算................... 7 四、 精馏塔的塔体工艺尺寸设计 ......................................... 11 五、 塔板主要工艺尺寸计算 ................................................. 12 六、 筛板的流体力学验算 ..................................................... 14 七、 塔板负荷性能图 ............................................................. 17 八、 设计结果一览表 .............................................................. 23 （四） 辅助设备的设定 ................................................................ 24 （五） 设计评述心得 .................................................................... 25 （六） 参考书目及附表 ................................................................ 25

2

（一） 化工原理设计任务书

一、设计名称：

苯-甲苯精馏塔设计

二、设计条件：

在常压连续精馏塔中精馏分离含苯35%（质量%，下同）的苯-甲苯混合液，要求塔顶流出液中苯的回收率为97%，塔底釜残液中含苯不高于2%。

处理量： 17500 t/a， 料液组成（苯质量分数）： 35%， 塔顶产品组成（质量分数）： 97%， 塔顶易挥发组分回收率： 99%， 每年实际生产时间： 300天

三、设计任务

完成精馏塔的工艺设计，有关附属设备的设计和选型，绘制精馏塔系统工艺流程图和精馏塔装配图，编写设计说明书。

四、基础数据或其他操作条件所需数据自己查阅资料或根据资料确定

五、设计说明书内容

1 目录

2 概述（设计方案的确定和流程说明、精馏基本原理等）

3. 塔的物料恒算、塔板数的确定、塔的工艺条件及有关物性数据的计算； 4. 塔和塔板的主要工艺尺寸的设计：

（1） 塔体工艺尺寸的计算； （2） 塔板主要工艺尺寸的计算； （3） 塔板的流体力学验算； （4） 塔板负荷性能图。 5. 设计结果概要或设计一览表

6. 辅助设备的选型——对再沸器进行设计，对预热器进行选型 7. 参考文献

8. 对本设计的评述或有关问题的分析讨论。

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（二） 概述

一、 精馏基本原理

精馏操作就是利用液体混合物在一定压力下各组分挥发度不同的性质，在塔内经过多次部分汽化与多次部分冷凝，使各组分得以完全分离的过程。

二、 设计方案的确定

本设计任务为分离苯一甲苯混合物。由于对物料没有特殊的要求，可以在常压下操作。对于二元混合物的分离，应采用连续精馏流程。设计中采用泡点进料，将原料液通过预热器加热至泡点后送人精馏塔内。塔顶上升蒸气采用全凝器冷凝，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。该物系属易分离物系，最小回流比较小，故操作回流比取最小回流比的2倍。塔底设置再沸器采用间接蒸汽加热，塔底产品经冷却后送至储罐。

塔板的类型为筛板塔精馏，筛板塔塔板上开有许多均布的筛孔，孔径一般为3~8mm，筛孔在塔板上作正三角形排列。筛板塔也是传质过程常用的塔设备，它的主要优点有：

(１) 结构比浮阀塔更简单，易于加工，造价约为泡罩塔的60％，为浮阀塔的80％左右。

(２) 处理能力大，比同塔径的泡罩塔可增加10～15％。 (３) 塔板效率高，比泡罩塔高15％左右。

(４) 压降较低，每板压力比泡罩塔约低30％左右。 筛板塔的缺点是：

(１) 塔板安装的水平度要求较高，否则气液接触不匀。 (２) 操作弹性较小(约2～3)。

(３) 小孔筛板容易堵塞。

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（三） 塔工艺计算

一、 精馏塔物料衡算

1．原料液及塔顶产品的摩尔分率 苯的摩尔质量 甲苯的摩尔质量

x0.35/78.11F0.35/78.110.65/92.130.388 x0.9778.11D0.9778.110.0392.130.974

2. 原料液及塔顶产品的平均摩尔质量

MF0.38878.110.61292.1386.568kgkmol MD0.97478.110.02692.1378.475kgkmol

3. 由物料衡算计算塔底产品的摩尔分率及平均摩尔质量

原料处理量F175001033002486.568kmol/h28.08kmolh 总物料衡算 28.08=D＋W

苯塔顶回收率 (D×0.974)/(F×0.388)=0.99 联立解得 D＝11.07 kmol/h W=17.01 kmol/h 式中 F------原料液流量 D------塔顶产品量 W------塔底产品量

由苯物料衡算 28.08×0.388＝0.974×11.07＋xW×17.01 解得xW=0.00663

二、 塔板数确定

1．苯-甲苯相对挥发度确定

根据表2计算各温度下相对挥发度，得以下计算结果： T=80.1C,=2.53; T=85C,=2.54; T=90C,=2.51; T=95C,=2.46; T=100C,=2.41; T=105C,=2.37;

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由此得平均相对挥发度=2.47 2. 回流比的确定

由于进料为泡点进料，q=1,

Rmin1xD(1xD)[]1.64 1xF1xFR2Rmin3.28

3. 精馏塔气液相负荷

LRD3.2811.0736.31kmol/h

V(R1)D4.2811.0747.38kmolh

V'(R1)D(1q)F(3.821)11.0747.38kmol/h L'RDqF3.2811.07128.0864.39kmol/h

4. 求操作线方程 精馏段方程为：yn1xRxnD0.766xn0.227 R1R1L'W提馏段方程为：ym1'xm'xw1.36xm0.00238

VV

5. 逐板法求理论板数 相平衡方程 yx2.47x

1(1)x11.47xy1y1=0.938

y1(1y1)y12.47(1y1)y1xD = 0.974 x1y2xRx1D0.766x10.2270.946 R1R1根据相平衡与操作线方程依次计算得：

x20.877；y30.894，x30.773；y40.801，x40.620；y50.662，x50.442；

y60.494，x60.283精馏段理论板数n=5

6

x0.283，y'1'2L'W'xm'xw1.36x1'0.002380.382 VV根据相平衡和操作线方程依次计算得：

'''''x20.201；y30.270，x30.130；y40.175，x40.079；

''''''y50.105，x50.045；y60.0594，x60.0249；y70.0315，x70.0130； ''y80.0153，x80.00625所以提馏段板数为7，总理论塔板数为12，进料板为第6块板。 取全塔板效率为0.5，可得实际板数为24，进料板为第11块板。

三、 精馏塔的工艺条件及有关物性数据的计算 1. 操作压力计算

塔顶操作压力PD=101.33+4=105.33 kPa 每层塔板压降 △P＝0.7 kPa

塔底操作压力Pw=105.33+0.724=122.13 kPa 进料板操作压力PF=105.33+0.711=113.03 kPa

精馏段平均压力 P m ＝（105.33+113.03）/2＝109.18 kPa 提馏段平均压力P m =（113.033+122.13）/2 =117.58 kPa

2. 操作温度计算 依据操作压力，由通过试差法计算出泡点温度，其中苯、甲苯的饱和蒸气压由 安托尼方程计算，计算过程略。计算结果如下：

塔顶温度tw＝82.65℃，进料板温度tF＝98.85℃ ，塔底温度tw=117.03℃ 精馏段平均温度tm=（ 82.65＋98.85）/2 = 90.75℃ 提馏段平均温度tm=（98.85+117.03）/2 =107.94℃

3.平均摩尔质量

塔顶平均摩尔质量计算 由y1xD = 0.974，x10.938

ML,Dm0.93878.11(10.938)92.1378.98kgkmolMV,Dm0.97478.11(10.974)92.1378.47kgkmol

7

进料板平均摩尔质量计算

由上面理论板的算法，得yF＝0.610， xF＝0.388

MV,F,m0.61078.11(10.610)92.1383.58kgkmolML,Fm0.38878.11(10.388)92.1386.69kgkmol

塔底平均摩尔质量计算 由xw=0.00663, yw=0.0162

MV,Wm0.016278.11(10.0162)92.1391.90kgkmolML,wm0.0066378.11(10.00663)92.1392.03kgkmol精馏段平均摩尔质量

M78.4783.58V,m2kgkmol81.16kgkmolM78.9886.69L,m2kgkmol82.83kgkmol

提馏段平均摩尔质量

M83.5891.90V,m2kgkmol87.74kgkmolM92.0386.69L,m2kgkmol89.36kgkmol

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计算，精馏段的平均气相密度即

mMv,m107.4381.16v,mPRT8.314(273.1590.75)2.95kgm3

m提馏段的平均气相密度

'v,mPmMv,mRT111.6387.748.314(273.15107.94)3.12kgm3

m2）液相平均密度计算

液相平均密度依下式计算，即

塔顶液相平均密度的计算 由tD＝82.65℃，查表得

A811.61kgm3,B806.88kgm3 塔顶液相的质量分率

8

0.97478.11A0.97478.1192.130.0260.969

1L,Dm0.969811.610.031806.88,L,Dm811.46kgkmol

进料板液相平均密度的计算 由tF＝98.85℃，查表得

A792.61kgm3,B792.15kgm3 进料板液相的质量分率

0.38878.11A0.38878.1192.130.6120.35

1L,Fm0.35792.610.65/792.15,L,Fm792.31kgkmol

塔底液相平均密度的计算 由tw＝117.03℃，查表得

A767.46kgm3,B771.56kgm3

塔底液相的质量分率

0.0066378.11A0.0066378.1192.130.993370.00564

1L,wm0.00564/767.46(10.00564)/771.56,L,wm771.54kgkmol精馏段液相平均密度为

811.46792.31L,m2801.89kgkmol

提馏段液相平均密度为

'792.31771.54L,m2781.93kgkmol

5. 液体平均表面张力计算

液相平均表面张力依下式计算，即

塔顶液相平均表面张力的计算 由 tD＝82.65℃，查表得

σA=20.88mN/m σB=21.41 mN/m

σLDm=0.974×20.88+(1-0.974)×21.41=20.89 mN/m 进料板液相平均表面张力的计算 由tF＝98.85℃，查表得

σA=18.94 mN/m σB=19.63 mN/m

σLFm=0.388×18.94+0.612×19.63=19.36 mN/m 塔底液相平均表面张力的计算 由 tW＝117.03℃，查表得

σA=16.59 mN/m σB=17.63 mN/m

9

σLwm=0.00663×16.59+(1-0.00663)×17.63=17.62 mN/m

精馏段液相平均表面张力为

σLm=（20.89+19.36）/2=20.13 mN/m 提馏段液相平均表面张力为

σ‘Lm=（19.36+17.62）/2=18.49 mN/m

6． 液体平均粘度计算

液相平均粘度依下式计算，即 lgμLm=Σxilgμi

塔顶液相平均粘度的计算 由tD＝82.65℃，查表得

μA=0.300 mPa·s μB=0.304 mPa·s

lgμLDm=0.974×lg(0.300)+ (1-0.974)×lg(0.304) 解出μLDm=0.300 mPa·s 进料板液相平均粘度的计算 由tF＝98.85℃，查手册得

μA=0.258 mPa·s μB=0.267 mPa·s

lg μLFm=0.388×lg(0.258)+ (1-0.388)×lg(0.267) 解出μLFm=0.263 mPa·s 塔底液相平均粘度的计算 由tw＝117.03℃，查手册得

μA=0.220 mPa·s μB=0.236 mPa·s

lgμLwm=0.00663×lg(0.220)+ (1-0.00663)×lg(0.236) 解出μLwm=0.236 mPa·s

精馏段液相平均粘度为

μLm=(0.300+0.263)/2=0.282 mPa·s 提馏段液相平均粘度为

μ‘Lm=(0.263+0.236)/2=0.250 mPa·s

7． 气液负荷计算 精馏段：

VR1D(3.281)11.0747.38Kmol/h

VVMVmS360047.3881.160.36m3/s

vm36002.95LRD3.2811.0736.31Kmol/h

LsLMLm36.31360089.36801.890.00112m3/s

Lm3600Lh0.0011236004.04m3/h

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提馏段：

V'V(q1)F47.38Kmol/h

V'SVMVm47.3887.740.37m3/s '3600vm36003.12L'LqF36.31128.0864.39Kmol/h

'LsLMLm64.3989.360.00204m3/s '3600Lm3600781.93L'h0.0020436007.36m3/h

四、 精馏塔的塔体工艺尺寸设计 1. 塔径计算

初选板间距HT0.40m，取板上液层高度hL0.06m，

L0.00112801.89故HThL0.400.060.34m；SLm0.0513

0.362.95VSvm查教材P161图 得C20=0.07；依式CC20

200.21212校正物系表面张力为20.13mN/m时CC20200.220.130.07200.20.0701

maxCLV801.892.950.07011.154m/s V2.95可取安全系数为0.8，则0.8max0.81.1540.923m/s 故D4VS40.360.70m

3.140.923所求塔径符合标准，不需圆整，空塔气速为0.923m/s 对提馏段：

初选板间距HT0.40m，取板上液层高度hL0.06m，

L0.00204781.93故HThL0.400.060.34m；SLm0.087

V0.373.12Svm查教材P161图得C20=0.068；依式CC20

20

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0.21212

校正物系表面张力为18.49mN/m时CC20200.218.490.068200.20.0669

'maxCLV781.933.120.06691.06m/s V3.12可取安全系数为0.8，则'0.8max0.81.060.848m/s 故D4VS40.370.75m

3.140.848按标准,塔径圆整为0.8m,则空塔气速0.84m/s。 精馏段和提溜段塔径不一致，根据塔径的选择规定，对于相差不大的二塔径取二者中较大的，因此塔径取0.8m

2. 精馏塔有效高度计算

精馏段有效高度为ZHT(N1)0.40(101)3.6m 提馏段有效高度为Z'HT(N'1)0.40(141)5.2m

在进料板上方开一人孔，其高度为0.8m，故精馏塔的有效高度为： Z3.65.20.89.6m

五、 塔板主要工艺尺寸计算 1. 溢流装置计算

因塔径D＝0.8m，可选用单溢流弓形降液管，采用平行受液盘。对精馏段各项计算如下：

1) 溢流堰长lw：取堰长lw为0.66D=0.66×0.8=0.53m 2) 出口堰高hW：hWhLhOW，取hL=0.06m

依式how2.84LhE，近似取E=1， 1000lw2.84Lh2.844.04E10.011m 1000lW10000.53232323可得hOW故hw0.060.0110.049m

3) 降液管的宽度Wd与降液管的面积Af：

由lw/D0.66查教材图3—10得Wd/D0.124，Af/AT0.0722

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故Wd0.124D0.1240.80.099m，

Af0.072224D0.07223.1440.820.0363m2 计算液体在降液管中停留时间以检验降液管面积， 即AfHT0.03630.40L0.0011212.96s（大于5s，符合要求）

s提馏段'AfHTL'0.03630.40s0.002047.12s（大于5s，符合要求）

4) 降液管底隙高度h'o：取液体通过降液管底隙的流速o0.08m/s hoLsl'0.001120.080.026m>0.006m 符合要求 wo0.53

2. 塔板布置 1）塔板的分块 精馏段

因D=800mm，故塔板采用整块式。

a)取边缘区宽度Wc=0.035m,安定区宽度WsW's0.065m b)开孔区面积计算：

A222R21xaxRx180sinR

RD2W0.8C20.0350.365m， xD2W0.8dWs20.0990.0650.236 A0.2360.36520.23621800.3652sin10.2362a20.3650.319m c)筛孔数n与开孔率：

取筛空的孔径d0为5mm，正三角形排列，碳钢板厚为3mm,取t/d03.0，故孔中心距t3.0515.0mm

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1.1551155103Aa0.3191638个， 筛孔数nt215.020.9075开孔率0.90710.1% 2t15()d0则每层板上的开孔面积A0为A0Aa0.1010.3190.032m2 气体通过筛孔的气速为o2VS0.3611.25m/s A00.032提馏段筛孔数、开孔率与精馏段相同

VS'0.37气体通过筛孔的气速为11.56m/s

A00.032'o所以气体通过筛孔的气速选11.56m/s

六、 筛板的流体力学验算 精馏段： 1. 塔板压降 1）干板阻力hc计算

由d0/5/31.67，查图得，C00.772

11.252.95干板阻力hc0.0510V0.0510.039m

C0.772801.890L222）气体通过液层的阻力hl计算

aVS0.360.77m/s， 2ATAf0.40.0363FauaV0.772.951.323kg0.5s1m0.5

由o与Fa关联图查得板上液层充气系数o=0.61，依式hlohL0.610.060.037m

3）液体表面张力h计算

4420.13103依式h0.002m

Lgd0801.899.810.005 14

故hphchlh0.0390.0370.0020.078m

则单板压强：PPhpLg0.078801.899.81613.59Pa0.9kPa

2. 液面落差

对于筛板塔，液面落差很小，且本例的塔径和液流量均不大，故可忽略液面落差的影响。

3. 雾沫夹带

5.710aevHhfT63.25.71060.7720.131030.402.50.063.20.018kg液体/kg气体0.1kg液体/kg气体在设计负荷下不会发生过量雾沫夹带。 4. 漏液 由式ow4.4C00.00560.13hLhL/V

801.895.98m/s 2.95得ow4.40.7720.00560.130.060.002筛板的稳定性系数K漏液。 5. 液泛

011.56故在设计负荷下不会产生过量1.931.5，

OW5.98为防止降液管液泛的发生，应使降液管中清液层高度HdHThw

'2)0.1530.0820.001m， 依式Hdhphlhd， 而hd0.153(0Hd=0.078+0.037+0.001=0.116m

取0.5，则HThw0.5(0.40.049)0.225m 故HdHThw在设计负荷下不会发生液泛。

15

根据以上塔板的各项液体力学验算，可认为精馏段塔径及各项工艺尺寸是适合的。 提馏段： 1. 塔板压降 1）干板阻力hc计算

由d0/5/31.67，查图得，C00.0772

11.563.12干板阻力hc0.0510V0.0510.046m

0.772781.93C0L222）气体通过液层的阻力hl计算

aVS0.370.79m/s，

ATAf0.420.0363FauaV0.793.121.395kg0.5s1m0.5

由o与Fa关联图查得板上液层充气系数o=0.6，依式hlohL0.60.060.036m

3）液体表面张力h计算

4418.49103依式h0.0019m0.002m

Lgd0781.939.810.005故hphchlh0.0460.0360.0020.084m

则单板压强：PPhpLg0.084781.939.81644.34Pa0.9kPa

2. 液面落差

对于筛板塔，液面落差很小，且本例的塔径和液流量均不大，故可忽略液面落差的影响。

3. 雾沫夹带

5.710aevHhfT63.25.71060.7918.491030.402.50.063.20.021液体/kg气体0.1kg液体/kg气体16

在设计负荷下不会发生过量雾沫夹带。 4. 漏液 由式ow4.4C00.00560.13hLhL/V

781.935.74m/s 3.12得ow4.40.7720.00560.130.060.002筛板的稳定性系数K量漏液。 5. 液泛

011.562.011.5，故在设计负荷下不会产生过OW5.74为防止降液管液泛的发生，应使降液管中清液层高度HdHThw

'2)0.1530.0820.001m， 依式Hdhphlhd， 而hd0.153(0Hd=0.078+0.037+0.001=0.116m

取0.5，则HThw0.5(0.40.049)0.225m 故HdHThw在设计负荷下不会发生液泛。

根据以上塔板的各项液体力学验算，可认为精馏段塔径及各项工艺尺寸是适合的。

七、 塔板负荷性能图 精馏段： 1. 漏液线 由ow4.4C0230.00560.13hLhL/V，hOW2.84LhE 1000lWLV 得

Vs,min2/3Lh2.844.4C0A00.00560.13hwEh1000lw 17

整理得Vs,min1.800.009970.108LS2/3 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。

Ls /(m3/s) 0.0006 0.0015 0.0030 0.004 Vs /(m3/s) 0.187 0.193 0.200 0.204 由上表数据即可作出漏液线。

2. 雾沫夹带线

以 ev＝0.1kg液/kg气为限，求 Vs-Ls关系如下： 63.2由 e5.710uaV，uVSVSLHThfaATAf0.420.03632.144VS h0.049, h2.843600L2/3swow100010.660.831L2/3s

hf2.5hwhow0.1232.078L2/3s 联立以上几式，整理得

V2/3s0.7875.903Ls

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。

Ls /(m3/s) 0.0006 0.0015 0.003 0.004 Vs /(m3/s) 0.743 0.706 0.659 0.632 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＝0.006m作为最小液体负荷标准。

2.842/3得 hE3600Ls,min3w1000l,Ls,min0.457103ms

w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θ＝4s作为液体在降液管中停留时间的下限

AfHTL4S0.40.0363

LS,max40.00363m3s

18

据此可作出与气体流量元关的垂直液相负荷上限线4。

5. 液泛线 令 由

联立得

忽略hσ，将hOW与Ls，hd与Ls，hc与Vs的关系式代人上式， 将有关的数据代入整理，得VS20.482659Ls25.12Ls2/3

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。

Ls /(m3/s) Vs /(m3/s) 0.0006 0.664 0.0015 0.635 0.003 0.588 0.004 0.551 由上表数据即可作出液泛线5。 根据以上各线方程，可作出筛板塔的负荷性能图，如图所示。

精馏段塔负荷性能图

19

由此得出,V33s,min0.21m/s，Vs,max0.62m/s

故操作弹性为：

Vs,maxV0.62s,min0.212.95

提馏段： 1. 漏液线 2由2.84ow4.4C00.00560.13h3LhL/V，hOW1000ELhl W得

V4.4C2.84L2/3hs,min0A00.00560.13hwEh1000lwLV 整理得V2/3s,min1.720.009970.108LS 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。 Ls /(m3/s) 0.0006 0.0015 0.0030 0.004 Vs /(m3/s) 0.179 0.184 0.191 0.195 由上表数据即可作出漏液线。

2. 雾沫夹带线

以 ev＝0.1kg液/kg气为限，求 Vs-Ls关系如下：

63.2由 e5.710uaV，uVSVaAS0.422.144VS LHThfTAf0.0363h2.843600L2/3s2/3w0.049, how100010.530.96Ls

hf2.5hwhow0.1232.4L2/3s 联立以上几式，整理得

Vs0.7906.83L2/3s

20

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。

Ls /(m3/s) 0.0006 0.0015 0.003 0.004 Vs /(m3/s) 0.739 0.697 0.642 0.611 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＝0.006m作为最小液体负荷标准。

2/3得 h2.84w1000E3600Ls,minl0.457103m3s

w,Ls,min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θ＝4s作为液体在降液管中停留时间的下限

AfHTL4S0.0363

LS,max0.440.00363m3s据此可作出与气体流量元关的垂直液相负荷上限线4。

5. 液泛线 令

由

联立得

忽略hσ，将hOW与Ls，hd与Ls，hc与Vs的关系式代人上式， 将有关的数据代入整理，得V2S0.4382420L2s4.65L2/3s

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。 Ls /(m3/s) 0.0006 0.0015 0.003 0.004 Vs /(m3/s) 0.634 0.607 0.562 0.526

21

由上表数据即可作出液泛线5。

根据以上各线方程，可作出筛板塔的负荷性能图，如图所示。

提馏段塔负荷性能图

由此得出,Vs,min0.21m3/s，Vs,max0.56m3/s 故操作弹性为：

Vs,maxVs,min0.562.67 0.21

22

八、 设计结果一览表

所设计筛板的主要结果汇总于表。

计算数据 精馏段 109.18 90.75 0.36 0.00112 10 0.40 4.0 0.8 0.923 单流型 弓形 0.53 0.049 0.099 0.026 0.06 5.0 15.0 1638 0.032 11.25 0.614 12.96 0.011 液泛控制 漏液控制 2.95 提留段 117.58 107.94 0.37 0.00204 14 0.40 5.6 0.8 0.84 单流型 弓形 0.53 0.049 0.099 0.026 0.06 5.0 15.0 1638 0.032 11.56 0.664 7.12 0.011 液泛控制 漏液控制 2.67 项目 各段平均压强 各段平均温度 平均流量 板间距 塔的有效高度 塔径 空塔气速 塔板液流形式 溢流管型式 堰长 堰高 溢流堰宽度 管底与受业盘距离 板上清液层高度 孔径 孔间距 孔数 开孔面积 筛孔气速 塔板压降 液体在降液管中停留时间 堰上清液层高度 负荷上限 负荷下限 操作弹性 气相 液相 符号 Pm tm VS LS N HT Z D u lw hw Wd ho hL do t n uo hP τ h 单位 kPa ℃ m/s m/s 块 m m m m/s m m m m m mm mm 个 m m/s kPa s m 233实际塔板数

23

（四） 辅助设备的设定

1. 再沸器设计计算

1） 确定流体通入的空间

利用水蒸汽作为热源，根据换热器流体流经管程或壳程的选择原则，水蒸汽走壳程，便于排出，甲苯走管程。 2） 流体基本物性数据

甲苯的温度为 117.03℃,γ甲苯=357.64kJ/kg。

水蒸汽的绝压为202.6PkPa，温度为 122.53℃，γ水=2204kJ/kg。 平均温度差为tm=122.53-117.03=5.5℃ 3） 热负荷及加热剂用量

'热负荷为QVm甲苯=0.37357.64=132.33kJ/s

水蒸汽的用量qmQ水=132.33=0.06kg/s 22044） 换热器的面积及设备选型

查表可知，K(580~1150)W/(m2K)，选择K600W/(m2K)。

Q132.33103所以A==40.1m2

Ktm6005.5选择浮头式换热器，其规格如下：

公称直径（mm） 公称面积（m2） 管长（m） 管程数 管数 500 42.8 4.5 2 124

2. 原料预热器的选型 1） 确定流体通入的空间

利用水蒸汽作为热源，根据换热器流体流经管程或壳程的选择原则，水蒸汽走壳程，便于排出，物料走管程。

2） 确定流体的定性温度及平均温度差

热源采用低压饱和水蒸汽，表压为101.3 kPa，在绝压P=202.6kPa下，水蒸汽的温度为t122.53℃。 物料进口温度为t=20℃，出口温度达到泡点温度，即tF℃。

t122.5320122.5398.8586.12℃，

122.5320ln122.5398.853） 热负荷及加热剂用量

QFcP1(tF-t1)=0.6751.85(98.8520)=98.49kJ/s

水蒸汽的汽化热为kJ/kg

24

水蒸汽的用量为qm=Q=98.49=0.0447kg/s 22044） 换热器的面积及设备选型

查表知，K(580~1150)W/(m2K)，在这里，选择K600W/(m2K)。

Q98.49103所以A==1.91m2

Ktm60086.12选择固定管板式换热器，其规格如下：

公称直径（mm） 公称面积（m2） 管长（m） 管程数 管数 159 2.5 3 1 11

（五） 设计评述心得

经过两周的学习、设计和计算，我完成了这次的课程设计任务。从中我学到了很多，收获很多。

本次课程设计要求设计苯-甲苯分离塔设计，我通过查阅资料，学习课程设计范本，独立完成了本次设计任务。经过热力学验算，其各项操作性能指标均能符合工艺生产技术要求，达到预期的目的。

设计过程包括物料衡算，计算理论塔板数，计算物料不同温度、不同操作段的物性参数，由此进一步设计塔的参数，确定塔径、塔高，以及塔板各项参数。最后进行筛板流体力学验算、塔板负荷性能图计算等设计工作，对塔的附属设备（再沸器和预热器）进行设计，从而完成了整个设计任务。

这次历时近两周的的课程设计使我将平时所学的理论知识运用到实践中，使我对书本上所学理论知识有了进一步的理解，也使我自主学习了新的知识并在设计中加以应用。此次课程设计也促使我独立地去通过书籍、网络等各种途径查阅资料、查找数据和标准，确定设计方案。较为突出的是我运用EXCEL处理数据能力有所提高，如运用EXCEL计算理论塔板数、温度计算等，都锻炼了我的数据处理能力。通过这次课程设计提高了我的认识问题、分析问题、解决问题的能力。总之，这次课程设计不仅锻炼了我应用所学知识来分析解决问题的能力，也提高了自学、检索资料的技能。

（六） 参考书目及附表

25

1. 姚玉英等.化工原理（下册），天津：天津大学出版社，1999 2. 侯丽新. 板式精馏塔，北京：化学工业出版社，2000

3. 柴诚敬，刘国维，李阿娜. 化工原理课程设计，天津：天津科学技术出版社，1998

4. 化学工程编写组. 化学工程手册. 北京：化学工业出版社 5. 国家医药管理局上海医药设计院. 化工工艺设计手册，北京：化学工业出版社 附表

表1 苯和甲苯的物理性质 项目 苯A 甲苯B 温度C 0分子式 C6H6 C6H5—CH3 80.1 分子量M 78.11 92.13 85 沸点（℃） 80.1 110.6 90 135.5 54.0 临界温度t（℃） C288.5 318.57 95 155.7 63.3 临界压强PC（kPa） 6833.4 4107.7 表2 苯和甲苯的饱和蒸汽压 100 179.2 74.3 105 204.2 86.0 110.6 240.0 PA,kPa 0101.33 40.0 116.9 46.0 PB，kPa 0表3 常温下苯—甲苯气液平衡数据（[2]：P8例1—1附表2） 温度C 液相中苯的摩尔分率 汽相中苯的摩尔分率 温度 苯，mN/m 甲苯，Mn/m 温度(℃) 苯,kg/m3 甲苯,kg/m3 温度(℃) 080.1 1.000 1.0085 0.780 0.9090 0.581 0.7795 0.412 0.63100 0.258 0.456 105 0.130 0.262 120 16.2 17.3 110.6 0 0 0 0 7 0 表4 纯组分的表面张力([1]：P378附录图7) 80 21.2 21.7 90 20 20.6 100 18.8 19.5 110 17.5 18.4 表5 组分的液相密度([1]：P382附录图8) 80 814 90 805 100 791 110 778 780 110 120 763 768 120 809 801 791 表6 液体粘度µL（[1]：P365） 80 90 100 26

苯（mPa.s） 甲苯（mPa.s） 0.308 0.311 0.279 0.286 0.255 0.264 0.233 0.254 0.215 0.228 表7常压下苯——甲苯的气液平衡数据 温度t ℃ 110.56 109.91 108.79 107.61 105.05 102.79 100.75 98.84 97.13 95.58 94.09 92.69 91.40 90.11 80.80 87.63 86.52 85.44 84.40 83.33 82.25 81.11 80.66 80.21 80.01

液相中苯的摩尔分率 x 0.00 1.00 3.00 5.00 10.0 15.0 20.0 25.0 30.0 35.0 40.0 45.0 50.0 55.0 60.0 65.0 70.0 75.0 80.0 85.0 90.0 95.0 97.0 99.0 100.0 气相中苯的摩尔分率 y 0.00 2.50 7.11 11.2 20.8 29.4 37.2 44.2 50.7 56.6 61.9 66.7 71.3 75.5 79.1 82.5 85.7 88.5 91.2 93.6 95.9 98.0 98.8 99.61 100.0 27