引言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/hx=0.55进料苯的摩尔分率Fx=0.96塔顶苯的摩尔分率D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：W F D W F x D x x ⨯=⨯+⨯塔顶易挥发组分（苯）的回收率：η= D D 100%F Fx x ⨯⨯⨯ 联立解得 94%1600.55/86.2/0.96FDF x D mol h mol h x η⨯⨯⨯⨯=== 16086.273.8/W F D mol h =-=-= 1600.5586.20.960.07173.8F D W F x D x x W ⨯-⨯⨯-⨯=== 4.2 塔板数的确定4.2.1理论板层数T N 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q y = 0.75 q x = 0.55故最小回流比为R min =0.960.75 1.050.750.55D q q q x y y x --==-- 取操作回流比为 R=2=2 1.05=2.1 ③求精馏塔的气、液相负荷2.186.2181.02/L RD mol h ==⨯=(1)(2.11)86.2267.22/V R D mol h =+=+⨯='181.02160341.02/L L F mol h =+=+='267.22/V V mol h ==④求操作线方程精馏段操作线方程181.0286.20.960.6770.310267.22267.22D LDy x x x x V V =+=+⨯=+提留段操作线方程'341.0273.8'0.071 1.2760.0196''267.22267.22W L Wy x x x x V V =-=-⨯=-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 T = 10.5(包括再沸器)进料板位置 N T = 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 精= 47.6980.52=≈提留段实际板层数N提=6.512.513 0.52=≈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 = 105.30.78110.9+⨯=kPa精馏段的平均压力105.3110.9108.12mP+== kPa4.3.2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 tF=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 tF= 92℃精馏段平均温度 tm＝（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xD = y1= 0.96, 查平衡曲线（见图1），得x1= 0.889MVDm= 0.96⨯78.11 + (1-0.96) 92.13 = 78.67kg/kmolMLDm=0.889 ⨯78.11 + (1-0.889) 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 F = 0.702查平衡曲线 （见图1），得x F = 0.495M VFm = 0.702 ⨯78.11 + (1-0.702) 92.13 =82.29kg/kmolM LFm =0.495 ⨯ 78.11 + (1-0.495) 92.13 = 85.19kg/kmol精馏段平均摩尔质量M Vm = ( 78.67+82.29) /2 = 80.48kg/kmolM Lm = (79.67 + 85.19) / 2 = 82.43kg/kmol4.3.4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Vm ρ=m Vmm RT M P = 108.180.488.314(87.05273.15)⨯⨯+ = 2.91kg/m 3②液相平均密度计算液相平均密度依下式计算，即1i i i a ρρ=∑塔顶液相平均密度的计算由t D ＝82.1℃，查手册得A ρ = 812.7 kg/m 3B ρ = 807.9 kg/m 3LDm ρ = 1(0.96/812.70.04/807.9)+ =812.5kg/m 3进料板液相平均密度的计算由t F ＝92℃，查手册得A ρ= 734.1kg/m 3B ρ = 734.3 kg/m 3进料板液相的质量分率a A =0.49578.110.49578.110.50592.13⨯⨯+⨯ = 0.454 1734.20.4540.546()734.1734.3LFm ρ==+ 精馏段液相平均密度为Lm ρ=（812.5+734.2）/2 = 773.35kg/m 34.3.5液体平均表面张力计算液相平均表面张力依下式计算，即Lm i i x σσ=∑塔顶液相平均表面张力的计算由t D ＝82.1℃，查手册得A σ=21.24 mN/mB σ =21.42 mN/mLDm σ= 0.96+⨯24.210.04⨯21.42 = 21.25mN/m进料板液相平均表面张力的计算由t F ＝92℃，查手册得A σ=19.82mN/mB σ =20.61mN/m0.49519.820.50520.61=20.22mN/m LFm σ=⨯+⨯精馏段液相平均表面张力为Lm σ=（21.25+20.22）/2 = 20.74mN/m4.3.6液体平均粘度计算液相平均粘度依下式计算，即lg lg Lm i i x μμ=∑塔顶液相平均粘度的计算由t D ＝82.1℃，查手册得A μ =0.302 mPa·sB μ =0.306 mPa·slg LDm μ= 0.96×lg(0.302)+ (1-0.96)×lg(0.306)LDm μ=0.302 mPa·s进料板液相平均粘度的计算由t F ＝92℃，查手册得A μ =0.276 mPa·sB μ =0.283 mPa·slg LFm μ= 0.495×lg(0.276)+ (1-0.495)×lg(0.283)LFm μ=0.280 mPa·s精馏段液相平均表面张力为Lm μ = （0.302 +0.280）/2 = 0.291mPa •s4.4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 s = Vm vm VM ρ3600= 3267.2280.482.053/3600 2.91m s ⨯=⨯L s = Lm LmLM ρ3600 = 3181.0282.430.00536/3600773.35m s ⨯=⨯由 u max = C VVL ρρρ-式中C 由式5-5计算，其中的由图5-1查取，图的横坐标为h h L V (2/1)V L ρρ =0.0053636002.0533600⨯⨯(1/2773.35)2.91 = 0.0426取板间距H T =0.40m ，板上液层高度h L = 0.06m,则H T - h L = 0.40-0.06 = 0.34m查图5-1得，C 20 = 0.075C = C 20(2.0)20L σ = 0.075(0.220.74)20 = 0.0755u max= 1.228 m/s取安全系数为0.7，则空塔系数为u = 0.7 u max = 0.7⨯1.228 = 0.860 D = uV s π41.744m = 按标准塔径圆整后为D ＝1.8 m塔截面积为A T =4πD 2= 4π⨯ 1.82=2.543 m 2 实际空塔系数为 u = 2.0530.807/2.543m s = 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）H T = (8-1) ×0.4=2.8m提馏段有效高度为Z 提 = （N 提 -1）H T =（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=8.4m4.5.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。