急求 甲苯和乙苯精馏塔的设计

第一章 概 述 1.1精馏塔的简单介绍 精馏塔是进行精馏的一种塔式汽液接触装置，又称为蒸馏塔。有板式塔与填料塔两种主要类型。根据操作方式又可分为连续精馏塔与间歇精馏塔。蒸气由塔底进入，与下降液进行逆流接触，两相接触中，下降液中的易挥发(低沸点)组分不断地向蒸气中转移，蒸气中的难挥发(高沸点)组分不断地向下降液中转移，蒸气愈接近塔顶，其易挥发组分浓度愈高，而下降液愈接近塔底，其难挥发组分则愈富集，达到组分分离的目的。由塔顶上升的蒸气进入冷凝器，冷凝的液体的一部分作为回流液返回塔顶进入精馏塔中，其余的部分则作为馏出液取出。塔底流出的液体，其中的一部分送入再沸器，热蒸发后，蒸气返回塔中，另一部分液体作为釜残液取出。

1.2本设计的目的和意义 通过本次课程设计，培养学生多方位、综合地分析考察工程问题并独立解决工程实际问题的能力。主要体现在以下几个方面：

（1）资料、文献、数据的查阅、收集、整理和分析能力。要科学、合理、有创新地完成一项工程设计，往往需要各种数据和相关资料。因此，资料、文献和数据的查找、收集是工程设计必不可少的基础工作。

（2）工程的设计计算能力和综合评价的能力。为了使设计合理要进行大量的工艺计算和设备设计计算。本设计包括塔板结构和附属设备的结构计算。

（3）工程设计表达能力。工程设计完成后，往往要交付他人实施或与他人交流，因此，在工程设计和完成过程中，都必须将设计理念、理想、设计过程和结果用文字、图纸和表格的形式表达出来。只有完整、流畅、正确地表达出来的工程设计的内容，才可能被他人理解、接受，顺利付诸实施。

通过本设计不仅可以进一步巩固学生所学的相关啊知识，提高学生学以致用的综合能力，尤其对精馏、流体力学等课程更加熟悉，同时还可以培养学生尊重科学、注重实践和学习严禁、作风踏实的品格。

第二章 设计计算 2.1确定设计方案 本设计任务是分离苯-甲苯混合物。对于二元混合物的分离，应采用连续精馏流程。设计中采用中间泡点进料，将苯和甲苯混合液经原料预热器加热至泡点后送入精馏塔。塔顶上升蒸汽采用全凝器冷凝后，一部分作为回流，其余为塔顶产品，经冷却器冷却后送至贮槽。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。塔釜采用间接蒸汽加热，塔底产品冷却后送至储罐。

2.2精馏塔的物料衡算 1.原料及塔顶、塔底产品的摩尔分率

苯的摩尔质量 MA=78.11 kg/kmol

甲苯的摩尔质量 MA=92.13 kg/kmol

xF = =0.541

xD = =0.992

xW = =0.012

2.原料液及塔顶、塔底产品的平均摩尔质量

MF=0.541×78.11+(1-0.541)×92.13=84.55 kg/kmol

MD=0.992×78.11+(1-0.992)×92.13=78.22 kg/kmol

MW=0.012×78.11+(1-0.012)×92.13=91.96 kg/kmol

3.物料衡算

原料处理量 F= =131.41 kmol/h

总物料衡算 D+W=131.41

苯物料衡算 0.992D+0.012W=131.41×0.541

联立解得 D=70.93 kmol/h

W=60.48 kmol/h

2.3塔板数的确定 常压下苯-甲苯的气液平衡与温度关系

温度t

110.6

106.1

102.2

98.6

95.2

92.1

89.4

86.8

84.4

82.3

81.2

80.2

x（摩尔分数）

y

0

0

0.088

0.212

0.2

0.37

0.3

0.5

0.397

0.618

0.489

0.71

0.592

0.789

0.7

0.853

0.803

0.914

0.903

0.957

0.95

0.979

1.0

1.0

1.理论塔板数NT的求取

苯-甲苯属理想物系，可采用图解法求理论塔板数。

①由上表查得苯-甲苯物系的气液平衡数据，绘出下面x-y图

②求最小回流比及操作回流比。

采用作图法求最小回流比。在上图中对角线上，子点e（0.542，0.542）做垂线ef即为进料线（q线），该线于平衡线的交点坐标为

yq=0.756 xq=0.542

故最小回流比为

Rmin=1.103

取操作回流比为

R=2Rmin=2.206

③求精馏塔气、液相负荷

L=RD=156.47 kmol/h

V=(R+1)D=234.47 kmol/h

L′=L+F=289.94 kmol/h

V′=V=234.47 kmol/h

④求操作线方程

精馏段操作线方程为

y= x+ XD=0.667x+0.301

提馏段操作线方程为

y′= ’- Xw =1.237x’-0.003

5图解法求理论塔板层数

采用图解法求理论踏板层数，如上图所示。求解结果为

总理论塔板层数 NT=12.5

进料板位置 NF=6

2.实际塔板层数的求取

精馏段实际塔板层数 N精=6/0.56≈11

提留段实际塔板层数 N提=6.5/0.56≈12

2.4精馏塔工艺条件的计算 1.操作压力计算

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=112.3 kPa

精馏段平均压力 Pm=108.8 kPa

2.平均摩尔质量计算

塔顶平均摩尔质量计算

由xD=y1=0.992，查平衡曲线，得

x1=0.956

MVDm=0.992×78.11+(1-0.992)92.13=78.22 kg/kmol

MLDm=0.956×78.11+(1-0.956)92.13=79.66 kg/kmol

进料板平均摩尔质量计算

由图解理论板，得

yF=0.720

查平衡曲线，得

xF=0.497

MVFm=0.720×78.11+(1-0.720)92.13=82.04 kg/kmol

MLFm=0.497×78.11+(1-0.497)92.13=85.16 kg/kmol

精馏段平均摩尔质量

MVm=(78.22+82.04)/2=80.13 kg/kmol

MLm=(79.66+85.16)/2=82.41 kg/kmol

3.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，即

рVm= =2.88 kg/m3

(2)液相平均密度的计算

液相平均密度计算依下式计算，即

1/рVm=∑ai/рi

塔顶液相平均密度的计算

由tD=82.1℃，查手册得

рA=812.7 kg/m3 рB=807.9 kg/m3

рLDm= =812.6kg/m3

进料板的平均密度计算

由tF=99.5℃，查手册得

рA=793.1 kg/m3 рB=790.8 kg/m3

进料板液相的质量分率

aA=0.456

рLFm= =791.8 kg/m3

精馏段液相平均密度为

рLm=(812.6+791.8)/2=802.2 kg/m3

2.5精馏塔塔体工艺尺寸计算 1.塔径的计算

精馏段的气、液相体积流率

Vs= =1.812 m3/s

Ls= =0.0045 m3/s

由 umax=C

=0.0413

取板间距HT=0.40 m，板上液层高度hL=0.06 m,则

HT-hL=0.40-0.06=0.34 m

查资料可得 C20=0.075

C= C20 =0.0753

Umax =0.0753 =1.254 m/s

取安全系数为0.7，则空塔气速为

u=0.7 umax=0.878 m/s

D= =1.66 m

按标准塔径圆整后为 D=1.5 m

塔截面积为

AT=2.16 ㎡

实际空塔气速为

u=0.839 m/s

2.精馏塔的有效高度计算

精馏段有效高度为

Z精=（N精—1）HT=4 m

提馏段有效高度为

Z提=（N提—1）HT=4.4 m

在进料板上开一人孔，其高度为0.8 m

故精馏塔的有效高度为

Z=Z精+Z提+0.8=9.2 m

2.6塔板主要工艺尺寸的计算 1.溢流装置的计算

因塔径D= 1.5m，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=0.99 m

(2)溢流堰高度hW

由 hW=hL-hOW

选取平直堰，堰上液层高度hOW，近似的取E=1得

hOW= E =0.019 m

取板上清液层高度 hL=0.06 m

故 hW=0.06-0.019=0.041 m

(3)弓形降液管宽度Wd和截面积Af

由 lW/D=0.66 得

Af/AT=0.0722 Wd/D=0.124

故 Af=0.198 ㎡

Wd=0.186 m

验算液体在降液管中停留的时间

θ= =17.6 s＞5 s

故降液管设计合理。

2.7筛板流体力学的验算 1.液面落差

对于筛板塔，液面落差很小，且塔径和液流量不是很大，故可忽略液面落差的影响。

2.液沫夹带

液沫夹带量eV计算，即

eV= ( ) =0.042 kg＜0.1 kg

hf=2.5 =0.15 m

故在本设计中液沫夹带量eV在允许范围内。

3.漏液

对筛板塔，漏液点气速u0，min计算，即

u0，min=4.4

=6.0276 m/s

实际孔速

u0= Vs/A0=16.23 m/s＞u0，min

稳定系数为

K=u0 /u0，min=2.692＞1.5

故在本设计中无明显漏液。

第三章 设计结果汇总

序号 项目 数值

1 平均温度 ,℃ 90.8

2 平均压力Pm，kPa 108.8

3 气相流量Vs (m3/s) 0.872

4 液相流量Ls (m3/s) 0.0022

5 实际塔板数 23

6 有效段高度Z，m 9.2

7 塔径，m 1.0

8 板间距，m 0.4

9 溢流形式 单溢流

10 降液管形式 弓形

11 堰长，m 0.66

12 堰高，m 0.051

13 板上层液高度，m 0.06

14 堰上层液高度，m 0.009

15 空塔气速，m/s 1.111

16 液沫夹带eV，(kg液/kg气) 0.042

17 稳定系数 2.69

18 筛孔直径,m 0.005

19 孔中心距,m 0.015

20 筛孔直径,m 0.005

你要制备哪种二甲苯？首先我们先明确一点，不会有人从甲苯去制备二甲苯的，因为甲苯和二甲苯都是煤焦油的提取物。而且二甲苯的制备有另外的方法，以二甲苯中最常见的对二甲苯为例，生产对二甲苯的方法有：

1.炼焦副产物——回收苯高温炼焦副产的高温焦油中，含有一部分苯。首先经初馏塔初馏，塔顶得轻苯，塔底得重苯（重苯用作制取古马隆树脂的原料）。轻苯先经初馏塔分离，得到二甲苯等一些列物质

2.铂重整法用常压蒸馏得到的轻汽油（初馏点约138℃），截取大于65℃馏分，先经含钼催化剂，催化加氢脱出有害杂质，再经铂催化剂进行重整，用二乙二醇醚溶剂萃取，然后再逐塔精馏，得到苯、甲苯、二甲苯等产物。

当然如果你一定要做的话，也不是没有方法。最常见的就是傅-克烷基化反应，用Lewis酸，诸如三氧化氯或者氯化锌作为催化剂，让甲苯和碘甲烷反应，此反应中如果控制好一取代的条件，可以得到对二甲苯和邻二甲苯的混合物，但是主要是间二甲苯。另外在Lewis酸催化下，由于傅克反应的可逆性，2分子甲苯可以转化为1分子苯和1分子间二甲苯

己烷可以连续进料采出，甲苯精馏塔不能连续进料采出。己烷可以通过己烷蒸馏塔进料采出获得粗己烷；而甲苯精馏塔是甲苯进料采出的工具，本身并不能进料采出。所以己烷可以连续进料采出，甲苯精馏塔不能连续进料采出。

（1）由精馏段操作方程y=[R/(R+1)]*x+[1/(R+1)]*xD为Y=0.8X+0.16

得到R/(R+1)=0.8，R=4（回流比），[1/(R+1)]*xD=0.16，xD=0.8（塔顶组成）；

联合方程F=W+D、F*xF=W*xW+D*xD，100=W+40、100*0.35=W*xW+40*0.8

得到W=60Kmol/h（塔底流量），xW=0.05（塔底组成）

即：塔顶出料组成0.8（80%），塔底出料组成0.05（5%）

（2）由提馏段操作方程y=[L'/(L'-W)]*x-[W/(L'-W)]*xW

饱和蒸汽状态，L'=L=R*D=4*40=160

得到提馏段操作方程y=[160/(160-60)]*x-[60/(160-60)]*0.05

即y=1.6x-0.03

答：塔顶出料组成0.8（80%），塔底出料组成0.05（5%）；提馏段操作方程为y=1.6x-0.03

甲苯除水不用精馏塔。

甲苯不溶于水，在水中溶解度只有0.053 g/100 mL (20-25℃)。水也不溶于甲苯中，水在甲苯的溶解度大约为0.048g/100ml。将甲苯和水的混合物，直接静置，下层是水，分出来即可。如果要完全除去甲苯中的少量水分，采用干燥剂干燥一下，即可完全除去其中的水分。

加盐萃取精馏是用固体盐做萃取剂或向萃取剂中加入固体盐来增加萃取剂分离性能的分离过程。进料甲醇-甲苯共沸物与从甲苯回收塔T顶部蒸出的甲醇和甲苯的近沸物混合后，由萃取塔T底部进入，从甲醇回收塔T底部返回的加盐萃取剂经冷却器 E冷却降温至℃ 后进入 T 塔顶部，在 T 塔内完成逆流萃取。 T 塔顶部的萃余相进入甲苯回收塔T，在塔底得到合格的甲苯产品，塔顶物料返回至 T 塔底部。T 塔 底 部 的 萃 取 相 进 入 甲 醇 回 收 塔T，在塔顶得到合格的甲醇产品，塔底盐水冷却后返回至 T 塔顶部。 复合或耦合精馏复合精馏是将形式多样的精馏形式进行耦合以达到强化传质过程和简化工艺的目的。比较典型的有反应精馏、吸附精馏、结晶精馏、和膜精馏等。反应精馏反应精馏是将反应过程和精馏分离有机结合在一起在同一设备中进行的一种耦合过程。反应精馏只适用于化学反应和精馏过程在同样温度和压力范围内进行的工艺过程。

在工业生产中主要以石油为原料。我国石油级甲苯的生产主要有两种生产路线：1,由炼厂抽提，原料是催化重整汽油。2,由石化厂抽提，原料是加氢裂解汽油（PY GAS）。在第二次世界大战期间，由于石油供应的匮乏，德国也尝试过用苯或甲醇为原料的制备法。在制备过程中主要的副产品是乙烯和丙烯。每年甲苯的全球产量大约为五百万至一千万吨。从石油中直接提取或将煤炭干馏的方法虽然简单，但都是不经济的。工业上主要采用将石油裂解并将所得到的产物之一正庚烷脱氢成环的方法。

1,煤焦化副产的粗苯馏分中含甲苯15％～20％(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1.1～1.3kg。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。

2,催化重整油中含芳烃50％～60％(体积)，其中甲苯含量可达40％～45％。催化重整油采用二甘醇、环丁砜、Ν －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。

3,裂解汽油中芳烃含量为70％（质量）左右，其中15％～20％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。

实验室这是一个烷基化的过程啦 傅-克烷基化咯

C6H6+CH3Cl=三氯化铝=C6H5CH3+HCl（反应号应用箭头 ）

压力也是响精馏操作的重要因素。精馏塔的操作压力是由设计者根据工艺要求，经济效益等综含论证后确定的，生产运行中不能随意变动。塔压发生变化时，首先要判断引起压力变化的原因，而不是简单的只从调节上使塔压恢复正常，要从根本上消除变化的因素，才能不破坏塔的操作。如何深入了解精塔的压力变化和调节方案？请看小7总结以下内容妙不妙！

7友常见精馏塔压力问题，如何解决？

1.不好意思，请问大家一下，板式精制塔的所说的压差，正常是塔顶压力大还是塔釜压力大？谁能和我理论上讲讲？

2.甲醇的常压塔，塔顶和回流槽一直出现负压，回流管线还有水击现象发生，我想问下：这是为什么？

3.预精馏塔为全回流塔，预精馏塔再沸器内漏，塔釜温度压力上升，为什么塔顶温度压力下降？

4.精馏塔开车过程中是不是可以用水蒸汽来保持压力？

…………

首先，回顾精馏塔压力问题知识……

对板式塔来说，塔板压降什么？影响因素有哪些?

压差的高低对精馏塔操作的影响？

液泛

当塔内发生液泛时，阻力、液面将发生很大的波动。同时破坏了塔内的精馏过程，产品纯度往往达不到要求，并且波动很大，无法维持正常生产。在操作中应尽力避免液泛的发生，并及时进行处理。

漏液

精馏塔的压差都有一定的控制范围，压差太大太小都会使精馏塔的操作变得异常困难。

如何控制精馏塔的压差？

对于干板压降主要从塔本身的设计上来着手：

对于操作中压差的变化：

塔压差的影响因素是多种多样的，分析压差变化的原因时应具体情况具体分析，找出了变化的原因后再施以相应的调整措施以将压差控制好。

然后，了解那些熟悉而又陌生的精馏塔控制……

加压塔压力控制

——气相采出法

顶冷凝器为分凝器(气液相并存)时，塔压一般是靠气相采出量来调节的，在其他条件不变的情况下，气相采出量增大，塔压下降，气相采出量减少，塔压上升。

乙烯厂加氢工段10-C-701塔的压力控制P17003就是采用的气相采出法。

——冷剂调节

塔顶物料为全凝时，靠冷剂量来控制压力，也就是控制回流温度。

——热旁通法

热旁通阀的三个优点：

冷凝器可以安装的比较低，这样就不用设置平台，减少材料，降低成本；

调节灵敏度高，易调节；

调节阀安装的管线可以比较细，可以使用比较小的调节阀，也降低了成本；

——卡脖子法

精细化工厂的偏三甲苯塔是气相卡脖子法，加氢装置的脱碳十塔是液相卡脖子法。

常压塔的压力控制

——常压塔的压力控制（一）

对于塔顶压力在稳定性要求不高的情况下，无需安装压力控制系统，可在精馏设备（回流罐）设一个通大气的管道，以保证塔内压力接近于大气压。

——常压塔的压力控制（二）

对塔顶压力的稳定性要求较高或被分离的物料不能于空气接触时，该塔的压力控制可以采用加压塔的压力控制方法，可以用气相排出法或冷剂法。

——常压塔控制（三）

调节塔釜加热量的方法来控制塔顶压力，化工助剂装置的溶剂精馏塔就是用塔釜加热量来控制压力。

减压塔控制方法

——不凝气回流

当使用电动真空泵时，可以将调节阀安装在真空泵的回流线上，通过控制抽出量来控制塔的真空度。

——冷剂法

当塔的真空借助喷射泵获得时，可以用调节塔顶冷凝器的冷剂量或冷剂温度从而改变尾气量的方法来调节塔的真空度。

——补氮气

在使用电动真空泵时，还可以用补氮气的方式来控制塔压。在真空抽出线上接氮气线，通过调节氮气量来控制真空度。我们新装置精馏部分的四个塔压力都这样控制。

最后，分析并解决问题

问题一

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回答

当然是塔釜的压力高了,一是因为塔釜有蒸汽压力，使易挥发性的物质挥发，所以，汽相物质较多，因而压力较高。而塔顶则因为随着塔高的增加，轻组分的物质会越来越少，所以压力也较低。

回答

这种解释基本是错误的，至少不严密。从现象上分析，塔顶是由轻组分占据，塔釜重组分居多。我们假设忽略因为重力的原因，塔内的物质自然分布，塔顶和塔底还有压差吗？我们知道，精馏塔要建立循环，必须有上升气相和下降液相，液相的下降是依靠重力，那么气相上升靠什么？很多人认为靠塔底的再沸，其实是压差。压差来源于塔顶的冷凝。正是由于塔顶的气相冷凝，产生了小于下一块板的压力，并且逐板传递，才能完成每个塔板上的物质交换。

需要指出的是塔内物质的分布能够代表一定气相物质的压力差在塔内的分布，但是反过来塔的压差分布并不能表示塔内部气相组成的分布。

（1）由F=W+D和F*xF=W*xW+D*xD联立

100=W+D，100*0.4=0.01*W+0.9*D

残液W=56.18Kmol

馏出液D=43.82Kmol

（2）由V=L+D

132=L+43.82

L=88.18Kmol

R=L/D=88.18Kmol/43.82Kmol=2.0

答：馏出液43.82Kmol，残液56.18Kmol；回流比2.0。