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1、一 设计题目： 苯甲苯 精馏分离板式塔设计二、设计任务及操作条件1、 设计任务：生产能力（进料量）7000吨年操作周期300天年进料组成35%（质量分率，下同）塔顶产品组成99.8%塔底产品组成0.2%2、 操作条件操作压力 4 kPa （表压）进料热状态 泡点进料 单板压降 0.7 kPa 回流比： R=2Rmin 由设计者自选塔顶采用全凝器泡点回流塔釜采用间接饱和水蒸气加热全塔效率为0.63、 设备型式 筛板精馏塔 4、 厂 址 荆 门 地 区 三、设计内容：1、设计方案的选择及流程说明2、工艺计算3、主要设备工艺尺寸设计 （1）塔和塔板主要工艺结构的设计计算 （2）塔板的流体力学校核 （
2、3）塔板的负荷性能图 （4）总塔高、总压降及接管尺寸的确定4、辅助设备选型与计算5、设计结果汇总6、对本设计的评述或对有关问题的分析与讨论。四、设计要求1、设计程序简练清楚，结果准确并有汇总表。2、计算公式、图表正确并注明来源，符号和单位要统一。五、设计时间：四周注意事项：1、 写出详细计算步骤，并注明选用数据的来源；2、 每项设计结束后，列出计算结果明细表3、 图、表分别按顺序编号4、 按规定的时间进行设计，并按时完成任务四、要求（1）对精馏过程进行描述（2）对精馏过程进行物料衡算和热量衡算（3）对精馏塔进行设计计算（4）对精馏塔的附属设备进行选型（5）画一张精馏塔的装配图（6）编制设计说明
3、书符号说明英文字母A阀孔的鼓泡面积m2Af 降液管面积 m2AT 塔截面积 m2b 操作线截距c 负荷系数（无因次）c0 流量系数（无因次）D 塔顶流出液量 kmol/hD 塔径 md0 阀孔直径 mET 全塔效率（无因次）E 液体收缩系数（无因次） 物沫夹带线 kg液/kg气F 进料流量 kmol/hF0 阀孔动能因子 m/sg 重力加速度 m/s2HT 板间距 mH 塔高 mHd 清液高度 mhc 与平板压强相当的液柱高度 mhd 与液体流径降液管的压降相当液柱高度 mhr 与气体穿过板间上液层压降相当的液柱高度 mhf 板上鼓泡高度 mhL 板上液层高度 mh0 降液管底隙高度 mh02
4、v堰上液层高度 mhp 与板上压强相当的液层高度 mh与克服液体表面张力的压降所相当的液柱高度 mh2v溢液堰高度 mK 物性系数（无因次）Ls 塔内下降液体的流量 m3/sLw 溢流堰长度 mM 分子量 kg/kmolN 塔板数Np 实际塔板数NT 理论塔板数P 操作压强 PaP压强降 Paq 进料状态参数R 回流比Rmin最小回流比u 空塔气速 m/sw 釜残液流量 kmol/hwc 边缘区宽度 mwd 弓形降液管的宽度 mws 脱气区宽度 mx 液相中易挥发组分的摩尔分率y 气相中易挥发组分的摩尔分率z 塔高 m希腊字母相对挥发度粘度 Cp密度 kg/m3表面张力下标r 气相L 液相l
5、精馏段q q线与平衡线交点min最小max最大A 易挥发组分B 难挥发组分化工原理课程设计 -筛板塔的设计第一章 流程及生产条件的确定和说明第一节 概述流程示意图冷凝器塔顶产品冷却器苯的储罐苯 回流原料原料罐原料预热器精馏塔 回流 再沸器 塔底产品冷却器氯苯的储罐氯苯精馏塔是现在化工厂中必不可少的设备，因此出现了很多种的精馏塔。塔设备按其结构形式基本可分为两类：板式塔和填料塔。其中，浮阀塔是内置一定数量的阀，浮阀可根据气体的流量自行调节开度，可以避免漏夜降低气速。浮阀塔保留了泡罩塔的操作弹性大的优点并且浮阀塔板的生产能力大于泡罩塔板。因此发展很快。所以做分离苯氯苯的课程选择了筛板塔。1.1设计
6、方案简介 本设计任务为分离苯-甲苯混合物连续精馏。设计中采用泡点进料,将原料通过预热器加热至泡点送入精馏塔内.塔顶上升蒸汽采用全凝器冷凝，冷凝液在泡点下一部分回流至塔内，其余部分经产品冷凝器冷却后送至储罐。塔釜用再沸器加热水至饱和过热水蒸气状态，送至塔内，塔釜塔底产品经冷却后送至储罐。12设计方案的确定和说明1.2.1装置流程的确定 精馏装置包括精馏塔、原料预热器，精馏釜（再沸器）、冷凝器等设备。精馏过程按操作方式的不同，分为连续精馏和间接精馏两种流程。连续精馏具有生产能力大，产品质量稳定等优点，工业生产中以连续精馏为主。 精馏是通过物料在塔内的多次部分气化与多系部分冷凝实现分离的，热量自塔釜
7、输入，由冷凝器将余热带走。另外，为保持塔的操作稳定性，流程中除用泵直接送入塔原料外也可采用高位槽送料，以免受泵操作波动的影响。 塔顶冷凝装置可采用全凝器、分凝器全凝器两种不同的设置。工业上以采用全凝器为主，以便于准确地控制回流比。塔顶分凝器对上升蒸汽有一定的增浓作用，若后继装置使用气态物料，则宜用分凝器。总之，确定流程时要较全面、合理地兼顾设备、操作费用、操作控制及安全诸因素。1.2.2操作压力的选择精馏过程按操作压力不同，分为常压精馏、减压精馏和加压精馏。本实验采用的是常压精馏。1.2.3进料热状况的选择 精馏操作有五种进料热状况，进料热状况不同，影响塔内各层塔板的气、液相负荷。工业上多采用
8、接近泡点液体进料和饱和液体（泡点）进料，通常用釜残液预热原料。若工艺要求减少釜塔的加热量，以避免釜温过高，料液产生聚合或结焦，则应采用气态进料。1.2.4加热方式的选择 精馏大多采用间接蒸汽加热，设置再沸器。有时也可采用直接蒸汽加热，例如精馏釜残液中的主要组分是水，且在低浓度下轻组分的相对挥发度较大时宜用直接整齐加热，其优点是可以利用压力较低的加热蒸汽以节省操作费用，并省掉间接加热设备。但由于直接蒸汽的加入，对釜内溶液起一定稀释作用，在进料条件和产品纯度、轻组分收率一定的前提下，釜液浓度相应降低，故需要在提馏段增加塔板以达到生产要求。1.2.5回流比的选择回流比是精馏操作的重要工艺条件，其选择
9、的原因是使设备费和操作费用之和最低。设计时，应根据实际需要选定回流比，也可参考同类生产的经验值选定。必要时可选用若干个R值，利用吉利兰图（简捷法）求出对应理论板数N，作出NR曲线，从中找出适宜操作回流比R，也可作出R对精馏操作费用的关系线，从中确定适宜回流比R 第二章 塔内数据的计算表2.1 苯（A）甲苯（B）饱和蒸汽压（总压1.013*105Pa）温度/859095100105PA*/1051.1691.3351.5571.7922.042PB*/1050.4600.5400.6330.7430.860表2.2苯甲苯物系气液平衡数据x00.0580.1550.2560.3760.5080.6
10、590.8301y00.1280.3040.4530.5960.7200.8300.9431表2.3苯甲苯部分温度下的密度温度/82.199.5A/m-3812.7793.1B/m-3807.9790.82.1.1 精馏塔的物料衡算(a)原料液及塔顶塔底产品的摩尔分率苯的摩尔质量 MA=78.11/kmol甲苯的摩尔质量 MB=92.13/kmolxF=0.65/78.11/(0.65/78.11+0.35/92.13) = 0.686xD=0.998/78.11/(0.998/78.11+0.002/92.13) = 0.998xw=0.002/78.11/(0.002/78.11+0.99
11、8/92.13) = 0.002(b) 原料液及塔顶塔底产品的平均摩尔质量MF= 0.686*78.11+(1- 0.686)*92.13=82.496/kmolMF= 0.998*78.11+(1- 0.998)*92.13=78.128/kmolMF= 0.002*78.11+(1- 0.002)*92.13=92.072/kmol（c）物料衡算原料处理量 F=7*106/（300*24*82.496）=11.785kmol/h总物料衡算11.785=D+W苯物料衡算11.785*0.686=D*0.998+W*0.002联立解得D= 3.692kmol/hW= 8.093kmol/h2.
12、2 塔板数的确定2.2.1由苯甲苯物系气液平衡数据，绘出x-y图图1.1 图解法求理论板层数2.2.2）求最小回流比及操作回流比 采用作图法求最小回流比。在图中对角线上，自点e(0.686,0.686)作垂线ef极为进料线（q线），该线与平衡线交点坐标为：Ye=0.847 xe=0.683 故最小回流比为：Rmin=(xd-ye)/(ye-xe)=( 0.998-0.847)/( 0.849-0.683)= 0.914取操作回流比为：R=2Rmin=2*0.914=1.8282.2.3）求精馏塔气，液相负荷L=RD=1.828*3.692=6.745 kmol/hV=(R+1)D=(1.828
13、+1)*3.692=10.441 kmol/hL=L+qF=6.745+11.785=18.53 kmol/hV=V=10.441 kmol/h2.2.4）求操作线方程2.2.4.1精馏段操作线方程为：yn+1=R xn /(R+1) +xD/(R+1) =0.646 xn+0.3532.2.4.2提留段操作线方程为：ym+1= L xm /( L- W) -WxW/( L- W) =1.767 xm -0.0022.2.5）图解法求理论板层数采用图解法求理论板层数，如（图1.1）所示。求解结果为：总理论板层数NT=18(包括再沸器)进料板位置NF=7实际板层数求取精馏段实际板层数N精=6/0.6=10提留段实际板层数N提=11/0.6=18.33192.3精馏段的工艺条件及有关物性数据的计算2.3.1）操作压力计算塔顶操作压力 pD=101.3+4=105.3每层塔板压降 p=0.7 kPa进料板平均压降 pF=105.3+0.7*10=112.3 kPa精馏段平均压降 pm=(105.3+1
