1苯-甲苯工艺设计

1.1 塔设备的分类

塔设备是能够实现蒸馏的气液传质设备，广泛应用于化工、石油化工、石油等工业中，其结构形式基本上可以分为板式塔和填料塔两大类。

板式塔内设置一定数量的塔板，气体以鼓泡或喷射的方式穿过板上的液层，进行传质于传热。在正常操作下，气相为分散相，液相为连续相，气相组成呈阶梯变化，属于逐级接触逆流操作过程。

填料塔内装有一定高度的填料层，液体自塔顶沿填料表面下流，气体逆流向上(有时也采用并流向下)流动，气体两相密切接触进行传热与传质。在正常操作过程中，气相为连续相，液相为分散相，气相组成呈连续变化，属于微分接触逆流操作过程。

   1.2 塔设备在化工生产中的作用和地位

精馏过程的实质是利用混合物中各组分具有不同的挥发度。即在同一温度下，各组分的饱和蒸汽压不同这一性质，使液相中的轻组分转移到汽相中，汽相中的重组分转移到液相中，从而达到分离的目的。因此精馏塔操作弹性的好坏直接关系到石油化工企业的经济效益。在化工生产中，塔设备的性能对于整个装置的产品产量、质量、生产能力和消耗定额，以及三废处理和环境保护等各个方面，都有非常重大的影响。

1.3 设计条件

进料量每小时160千摩尔，原料中含苯55%（摩尔分率），以沸点状态送入塔内。要求塔顶馏出物含苯96%（摩尔分率），塔釜残液中含苯不大于4%，操作回流比取最小回流比的2.5倍。

1.4 问题研究

本设计是针对苯—甲苯的分离而专门设计的塔设备。根据设计条件以及给出的数据描述出塔温度的分布，求得最小回流比以及塔顶的相对挥发度、塔釜的相对挥发度、全塔平均相对挥发度，又根据物料平衡公式分别计算出精馏段和提馏段的汽、液两相的流量。之后，计算塔板数、塔径等。根据这些计算结果进行了塔板结构的设计等。计算和设计这些之后进行了有关的力学性能计算和一系列的校核。

2．板式塔的设计

2.1 工业生产对塔板的要求： 

　　   ①通过能力要大，即单位塔截面能处理的气液流量大。 

　　   ②塔板效率要高。 

　　   ③塔板压力降要低。 

　　   ④操作弹性要大。 

⑤结构简单，易于制造。在这些要求中，对于要求产品纯度高的分离操作，首先应考虑高效率；对于处理量大的一般性分离（如原油蒸馏等），主要是考虑通过能力大。

2．2设计方案的确定

2．2.1装置流程的确定

精馏装置包括精馏塔，原料预热器，再沸器，冷凝器，釜液冷却器和产品冷却器等设备。蒸馏过程按操作方式不同，可分为连续精馏和间歇精馏两种流程。

在本次的设计中，是为分离苯—甲苯混合物。对于二元混合物的分离，应该采用连续精馏流程。

2.2.2操作压力的选择

   蒸馏过程按操作压力不同，可分为常压蒸馏，减压蒸馏和加压蒸馏。一般除热敏性物系外，凡通过常压 分离要求，并能用江河水或循环水将馏出物冷凝下来的物系，都应采用 常压精馏。

   根据本次任务的生产要求，应采用常压精馏操作。

2.2．3进料热状况的选择

蒸馏操作有五种进料热状况，它的不同将影响塔内各层塔板的汽、液相负荷。工业上多采用接近泡点的液体进料和饱和液体进料，通常用釜残液预热原料。

所以这次采用的是泡点进料。

2.2.4加热方式的选择

       由于采用泡点进料，将原料液加热至泡点后送入精馏塔内。塔顶上升蒸汽采用全凝气冷凝，冷凝液在泡点下一部分回流至塔内，其余部分经产品冷却后送至储罐。

2.2.5回流比的选择

       回流比是精馏操作的重要工艺条件，其选择的原则是使设备费用和操作费用之和最低。

        苯—甲苯混合液是属易分离物系，最小回流比较小，故操作回流比取最小回流比的2.0倍。塔釜采用间接蒸汽加热，塔顶产品经冷却后送至储罐。

3工艺流程图

板式塔主要由筒体、封头、塔内构件（包括塔板、降液管和受液盘）、人孔、进出口管和群座等组成。

按照塔内气、液流动的方式，可将塔板分为错流与逆流塔板两类。工业应用以错流式塔板为主，常用的由泡罩塔、筛板塔、浮阀塔等。

此次设计按照要求选用筛板塔来分离苯-甲苯系。

4．工艺计算及主体设备的计算

4.1 精馏塔的物料衡算 

进料量每小时160千摩尔，原料中含苯55%（摩尔分率），以沸点状态送入塔内。要求塔顶馏出物含苯96%（摩尔分率），塔釜残液中含苯不大于4%，操作回流比取最小回流比的2.5倍。

苯的摩尔质量=78.11 kg/kmol

甲苯的摩尔质量=93.13 kg/kmol

原料处理量F=160 kmol/h

进料苯的摩尔分率=0.55

塔顶苯的摩尔分率=0.96

塔顶易挥发组分的回收率η=94%

总物料衡算：

         F = D + W 

易挥发（苯）组分衡算：

塔顶易挥发组分（苯）的回收率：

        η= 

联立解得    

4.2 塔板数的确定

4.2.1理论板层数的求取

苯--甲苯属理想物系，可采用图解法求理论板层数。 

①由手册查得苯--甲苯物系的气液平衡数据，绘出x-y图，见图1。 

②求最小回流比及操作回流比

采用作图法求最小回流比。在图1中对角线上，自点e（0.55，0.55）作垂线ef即为进料线(q线)，该线与平衡线的交点坐标为  

          = 0.75   = 0.55

故最小回流比为

      R=

取操作回流比为

       R=2=21.05=2.1

③求精馏塔的气、液相负荷

④求操作线方程

精馏段操作线方程

提留段操作线方程

⑤图解法求理论塔板数

采用图解法求理论塔板数，如图1所示。求解结果为：

总理论板层数    N = 10.5(包括再沸器)

进料板位置      N = 5

图1 图解法求理论板层数

4.2.2实际板层数的求解

精馏段实际板层数

N= 

提留段实际板层数

N=

4.3精馏塔的工艺条件及有关物性数据计算

以精馏段为例进行计算

4.3.1操作压力的计算

设塔顶表压       P表 = 4 kPa

塔顶操作压力     PD = 101.3 + 4 =105.3 kPa

每层塔板压降    ΔP = 0.7 kPa

进料板压力       PF =  kPa

精馏段的平均压力  kPa

4.3.2操作温度计算

依据操作压力，由泡点方程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         tD＝82.1℃ 

进料板温度       t=泡点温度

确定在110.9kPa下溶液的泡点需采用试差法。经过几次试差后，

得到泡点         t = 92 ℃

进料板温度       t = 92℃

精馏段平均温度   t＝（82.l＋92）/2 = 87.05℃

4.3.3 平衡摩尔质量的计算

塔顶平均摩尔质量计算 

由x= y= 0.96,  查平衡曲线（见图1），得 

     x = 0.8

M = 0.96 78.11 + (1-0.96) 92.13 = 78.67kg/kmol

M =0.8 78.11 + (1-0.8) 92.13 = 79.67kg/kmol

进料板平均摩尔质量计算 

由图解理论板(见图1)，得

y = 0.702

查平衡曲线 （见图1），得

x = 0.495

M = 0.702 78.11 + (1-0.702) 92.13 =82.29kg/kmol

M =0.495  78.11 + (1-0.495) 92.13 = 85.19kg/kmol

精馏段平均摩尔质量

M = ( 78.67+82.29) /2 = 80.48kg/kmol

M = (79.67 + 85.19) / 2 = 82.43kg/kmol

4.3.4平均密度的计算

①气相平均密度计算 

由理想气体状态方程计算，即 

= =  = 2.91kg/m

②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t＝82.1℃，查手册得 

          = 812.7 kg/m        = 807.9 kg/m

 =   =812.5kg/m

进料板液相平均密度的计算 

由tF＝92℃，查手册得 

= 734.1kg/m        = 734.3 kg/m

进料板液相的质量分率

a= = 0.454

精馏段液相平均密度为 

=（812.5+734.2）/2 = 773.35kg/m3

4.3.5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＝82.1℃，查手册得 

          =21.24 mN/m         =21.42 mN/m

= 0.960.0421.42 = 21.25mN/m

进料板液相平均表面张力的计算 

由tF＝92℃，查手册得

=19.82mN/m         =20.61mN/m

精馏段液相平均表面张力为 

=（21.25+20.22）/2 = 20.74mN/m

4.3.6液体平均粘度计算

液相平均粘度依下式计算，即

塔顶液相平均粘度的计算

由tD＝82.1℃，查手册得

 =0.302 mPa·s    =0.306 mPa·s

= 0.96×lg(0.302)+ (1-0.96)×lg(0.306)

=0.302 mPa·s

进料板液相平均粘度的计算

由tF＝92℃，查手册得

 =0.276 mPa·s    =0.283 mPa·s

= 0.495×lg(0.276)+ (1-0.495)×lg(0.283)

=0.280 mPa·s

精馏段液相平均表面张力为

       = （0.302 +0.280）/2 = 0.291mPa•s

4.4精馏塔的塔体工艺尺寸计算

4.4.1塔径计算

精馏段的气、液相体积流率为

V = =  

L =  = 

由        u = C 

式中C由式5-5计算，其中的由图5-1查取，图的横坐标为

( = ( = 0.0426

取板间距H=0.40m，板上液层高度h= 0.06m,则

        H- h = 0.40-0.06 = 0.34m

查图5-1得，C = 0.075

C = C( = 0.075( = 0.0755

u  = 0.0755 = 1.228 m/s

取安全系数为0.7，则空塔系数为

u = 0.7 u= 0.71.228 = 0.860

D =  =

按标准塔径圆整后为D＝1.8 m 

塔截面积为 

A = D=  1.8=2.543 m

实际空塔系数为

u =  

4.4.2精馏塔有效高度的计算

精馏段有效高度为 

Z精 = （N精 -1）HT = (8-1) ×0.4=2.8m

提馏段有效高度为 

Z提 = （N提 -1）HT=（13-1）×0.4=4.8m

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= Z精+ Z提+0.8=2.8+4.8+0.8=8.4m

4.5.塔板主要工艺尺寸的计算

4.5.1溢流装置计算 

因塔径D＝1.8m，可选用单溢流弓形降液管，采用凹形受液盘。各项计算如下：

①堰长lW

取         lW= 0.66D = 0.661.8 = 1.19m

②溢流堰高度hw

由        

选用平直堰，堰上液层高度h由式5-7计算，即 

h =E(

近似取E＝1,则

       h = 1( = 0.018m

取板上清液层高度=0.06m

故         =0.06-0.018=0.042m

③弓形降液管宽度和截面积

由         

查图5-7，得

Af=0.0722AT=0.0722×2.543=0.184m2

Wd=0.124D=0.124×1.8=0.223m

依式5-9验算液体在降液管中停留时间，即

      θ=  = 13.73s> 5s

故降液管设计合理。

④降液管底隙高度

  取       =0.16m/s

0.042-0.0282=0.0138m > 0.006m

  故降液管底隙高度设计合理

  选用凹形受液盘，深度=50mm

4.5.2塔板布置

①塔板的分块 

因D≥800mm，故塔板采用分块式。查表5-3得，塔极分为5块。

    边缘区宽度确定

取       W = W＇= 0.065m  , W = 0.035m

②开孔区面积计算 

开孔区面积Aa按式5-12计算，即 

其中     x = - (W+ W) =  - (0.223+0.065) = 0.612m

         r =- W= -0.035 = 0.865m

 故      A = 2(0.612+sin)= 1.924m

③筛孔计算及其排列

本设计所处理的物系无腐蚀性，可选用 δ＝3 mm碳钢板，取筛孔直径 ＝5 mm。 

筛孔按正三角形排列，取孔中心距t为 

         t＝3＝3 × 5＝15mm

筛孔数目n为

n = =  =9876 个

开孔率为

         φ = 0.907（）= 0.907（）=10.1%

气体通过筛孔的气速为 

          u =  =  = 10.56 m/s

4.6. 筛板的流体力学验算

4.6.1 塔板压降

①干板阻力hc计算

干板阻力hc由式5-19计算，即

由        ／δ＝5／3＝1.67，查图5-20得，＝0.772

故        h = 0.051() () =0.0359m液柱

②气体通过液层的阻力计算 

气体通过液层的阻力h1由式5-20计算，即

          u=  = = 0.870m/s

          F = 0.87 = 1.484kg/(s·m)

查图5-11，得β=0.59

故        h=βh =β(hh) = 0.59(0.042 + 0.018)=0.0354m液柱

③液体表面张力的阻力计算

液体表面张力所产生的阻力由式5-23计算，即

h= = =0.0022m液柱

气体通过每层塔板的液柱高度hp可按下式计算，即 

h= 0.0359+0.0354+0.0022 = 0.0735m液柱

气体通过每层塔板的压降为

△P= hg= 0.0735773.359.81= 557.6Pa<0.7kPa(设计允许值)

4.6.2 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。 

4.6.3 液沫夹带 

液沫夹带量由式5-24计算，即 

h =2.5h = 2.50.06 =0.15m

故         = = 0.015kg液/kg气<0.1kg液/kg

故在本设计中液沫夹带量在允许范围内

4.6.4 漏液

对筛板塔，漏液点气速可由式5-25计算

               =4.40.772

= 5.688m/s

实际孔速   u=10.56m/s>u

稳定系数为

            K===1.857 > 1.5

故在本设计中无明显漏液

4.6.5液泛

为防止塔内发生液泛，降液管内液层高应服从式5-32的关系，即 

苯一甲苯物系属一般物系，取＝0.5，则 

           =0.5(0.40+0.042)=0.221m

而         

板上不设进口堰，可由式5-30计算，即

h=0.513=0.153(0.16)=0.00392m液柱

H=0.0735+0.06+0.00392=0.137m液柱

故在本设计中不会发生液泛现象

4.7. 塔板负荷性能图 

4.7.1漏液线

由         

h =E(

得           

                =4.40.7720.1011.924

整理得

在操作范围内，任取几个Ls值，依上式计算出Vs值，计算结果列于表1

表1

4.7.2液沫夹带线

以＝0.1kg液/kg气为限，求 Vs-Ls关系如下

由         

u=  =  =0.424V

h =0.042

h= = 0.594 L

故         h= 0.105 +1.485 L

             H- h=0.295-1.485 L

             e==0.1

整理得     

在操作范围内，任取几个Ls值，依上式计算出Vs值，计算结果列于表2

表2

4.7.3液相负荷下限线 

对于平直堰，取堰上液层高度=0.006m作为最小液体负荷标准。由式5-7得 

            h= =0.006

取E=1，则

L= () = 0.00102

据此可作出与气体流量无关的垂直液相负荷下限线3。 

4.7.4 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 

θ==4

故          L==0.0184 m/s

据此可作出与气体流量元关的垂直液相负荷上限线4。

4.7.5 液泛线 

令          

由         ；；；

联立得     

忽略，将与LS，与LS，与VS的关系式代人上式，并整理得 

式中        =

               b＇= H+( -β-1)h

           c＇=0.153/(lh)

           d＇=2.84(1+β)

将有关数据代入，得

           ==0.00853

           b＇=0.5=0.154

           c＇== 135.86

           d＇=2.84=0.945

故         0.00853 =0.154-135.86 -0.945 

或           =18.05-15927.3-110.79

在操作范围内，任取几个Ls值，依上式计算出Vs值，计算结果列于表3  

表3

  根据以上各线方程，可作出筛板塔的负荷性能图，如图所示

在负荷性能图上，作出操作点A，连接OA，即作出操作线。由图可看出，该筛板的操作上限为液泛控制，下限为漏液控制。由图2查得 

故操作弹性为    

所设计筛板的主要结果汇总于表4

5.1回流冷凝器

按冷凝器与塔的位置，可分为：整体式、自流式和强制循环式。

（1）整体式

如图3(a)和(b)所示。将冷凝器与精馏塔作成一体。这种布局的优点是上升蒸汽压降较小，蒸汽分布均匀，缺点是塔顶结构复杂，不便维修，当需用阀门、流量计来调节时，需较大位差，须增大塔顶板与冷凝器间距离，导致塔体过高。

该型式常用于减压精馏或传热面较小场合。

图3  冷凝器的型式

（2）自流式

如图3（c）所示。将冷凝器装在塔顶附近的台架上，靠改变台架的高度来获得回流和采出所需的位差。

（3）强制循环式

如图3（d）、（e）所示。当冷凝器换热面过大时，装在塔顶附近对造价和维修都是不利的，故将冷凝器装在离塔顶较远的低处，用泵向塔提供回流液。

需指出的是，在一般情况下，冷凝器采用卧式，因为卧式的冷凝液膜较薄，故对流传热系数较大，且卧式便于安装和维修。

  5.2再沸器

精馏塔底的再沸器可分为：釜式再沸器、热虹吸式再沸器及强制循环再沸器。

（1）釜式式再沸器

如图4（a）和（b）所示。（a）是卧式再沸器，壳方为釜液沸腾，管内可以加热蒸汽。塔底液体进入底液池中，再进入再沸器的管际空间被加热而部分汽化。蒸汽引到塔底最下一块塔板的下面，部分液体则通过再沸器内的垂直挡板，作为塔底产物被引出。液体的采出口与垂直塔板之间的空间至少停留8～10分钟，以分离液体中的气泡。为减少雾沫夹带，再沸器上方应有一分离空间，对于小设备，管束上方至少有300mm高的分离空间，对于大设备，取再沸器壳径为管束直径的1.3～1.6倍。

（b）是夹套式再沸器，液面上方必须留有蒸发空间，一般液面维持在容积的70%左右。夹套式再沸器，常用于传热面较小或间歇精馏中。

（2）热虹吸式再沸器

如图4（c）、（d）、（e）所示。它是依靠釜内部分汽化所产生的汽、液混合物其密度小于塔底液体密度，由密度差产生静压差使液体自动从塔底流入再沸器，因此该种再沸器又称自然循环再沸器。这种型式再沸器汽化率不大于40%，否则传热不良。

（3）强制循环再沸器

如图4中（f）所示。对于高粘度液体和热敏性气体，宜用泵强制循环式再沸器，因流速大、停留时间短，便于控制和调节液体循环量。

原料预热器和产品冷却器的型式不象塔顶冷凝器和塔底再沸器的制约条件那样多，可按传热原理计算。     

图4  再沸器的型式

参考文献

1. 朱有庭 于浦义，化工设备设计手册（上册），北京，化学工业出版社，2005.6

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5. 潘池林，AutoCAD 2005 实用教程，合肥，中国科学技术大学出版社，2006.9

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