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1、分离工程课程设计班 级:姓 名:专 业:课程名称:指导老师:目 录一、设计目的和要求二、设计题目三、工艺流程的确定四、操作条件确定五、塔的物料恒算六、塔的工艺条件计算七、物性数据计算八、精馏气液负荷计算九、塔和塔板主要尺寸计算十、溢流装置计算十一、板式塔筛板流体力学计算十二、塔板负荷性能图十三、冷凝器和再沸器热量衡算十四、 附属设备计算及选取十五、设计结果总结表十六、 设计过程参数总结十七、 流程图及设备图（一）设计目的与要求1. 使学生更加熟悉工程设计基本内容，掌握化工设计的主要程序及方法。2. 锻炼和提高学生综合运用理论知识和技能的能力，收集和查阅资料的能力，分析和解决工程实际问题的能力，
2、独立工作和创新的能力。（二）设计题目1. 烃化液精馏系统设计2. 设计内容料液的组成如下表所示:组分名称苯甲苯已苯丙苯丁苯摩尔分数0.150.350.200.200.10料液的温度为60C，摩尔流量为100Kmol/h公用工程条件为：加热蒸汽等级0.9Mpa （绝压），循环冷却水30C;电容量可满 足要求。分离要求：塔顶流出液中已苯浓度为3% （摩尔分数），釜液中甲苯浓度为1%。（三）工艺流程的确定烃化液混合物经过预热器预热到60C后，送入精馏塔。塔顶上升蒸汽采用全 凝器冷凝，一部分作为回流液，其余为塔顶产品经冷凝器冷凝后送入贮槽， 塔釜采用间接蒸汽再沸器供热，塔底产品经冷凝后送入贮槽。流程图
3、为附图。（四）操作条件确定1. 操作压力有设计经验知芳烃混合物操作压力一般低于202Kpa，所以选择常压101.325Kpa为操作压力。2. 进料温度由已知条件只进料温度为60C.3. 进料热状况选择由进料温度及压力确定进料热状况为过冷液体进料。4. 加热剂选择由给定的条件用0.9Mpa的蒸汽作为加热剂。5. 冷却剂选择冷却水作为冷却剂。（五）精馏塔的物料恒算1. 轻重关键组份的确定由所给的原料组成及分离要求，可分析出甲苯为轻关键组分，已苯为重关键 组份。2. 塔顶塔底物料组成及塔顶塔底温度计算。1）K值的计算因为操作压力取为标准大气压101.325Kpa，所以可按理想流体计算平衡常数K。:由
4、p 0L_plg p 0 BiT + C （安托尼方程）由化工热力学附表查出相关参数如下表:组分ABCT/K苯6.068321326.034-48.99353422甲苯6.050431327.6255.526286-410乙苯6.069911416.922-60.716298-420丙苯6.076641491.8-65.9234-455丁苯6.103451575.47-71.95343-4862）用试差法计算塔顶温度假设塔顶温度为377.15K，按理想切割的组成进行计算。组分苯甲苯di153550ydi0.30.71ki1.97720.8258xi0.15170.84770.9994由试差结果
5、 符合要求，故设塔顶温度为377.15K正确。3）用试差法计算塔底温度假设塔底温度为424.15K，按理想切割的组成进行计算。组分乙苯丙苯丁苯wi20201050xwi0.40.40.21kwi1.46390.80680.4212yi0.58560.32270.08420.992541因I所以所设温度424.15K正确。4) 按理想清晰分割法确定塔顶塔底产品分布量塔顶量：D=100X( 0.15+0.35 ) =50 Kmol/h塔底量： W=100X(0.2+0.2+0.1) =50 Kmol为避免计算后关键组分浓度超过限度值，dh和wl采用的计算浓度值应略小于 规定值。dh=3%X 0.9
6、X50=1.35 Kmol/h贝 Uwh=100 X 0.2-1.35=18.65 Kmolwl=1%X 0.9X50=0.45 Kmol/h 则dl=100 X 0.35-0.45=34.55 Kmol/h所以(d/w) h=135/1865=0.0724(d/w) =34.55/0.45=76.77785) 求以中关键组分乙苯为对比组分，各组分的平均相对挥发度，用泡点方程计 算列表如下：组分苯甲苯乙苯丙苯丁苯kDi (377.15k)1.97720.82580.38590.18970.0862aihD5.12392.140010.49150.2235Kwi5.86032.77441.463
7、90.80680.4212aihW4.00321.895210.55120.2877aih4.52902.013410.52050.2536代入汉斯特别克公式，解下列方程logd / w) = log d / w) +lo纹 h/ loga/h log d/ w) -log d/ w) 二1.140%10.1460log h 1i将各组分的平均相对挥发度dh代入上式，求出(d/w) i进一步求出di，wi， xDi，xWi。列表如下：组分苯甲苯乙苯丙苯丁苯Laih4.5902.013410.52050.2536(d/w)i2.44x10576.77780.07240.00018.50X1依fi
8、1535202010100di1534.551.350.00228.50510750.9022Wi6.140.4518.6519.99781049.0979xDi0.29470.67880.02654.284051.6*1081Xwi1.254060.00920.3790.40730.20371由上表得到XDh=0.0265 3%xWl=0.0092 1%均小于规定浓度值符合要求。 6）确定塔顶温度和塔底温度设塔顶温度为378.15K时组分苯甲苯乙苯Eydi0.29470.67880.02650.99996ki2.03000.85050.3986xi0.14520.79810.066541.0
9、098所设温度378.5 C正确。设塔底温度为424.15K组分甲苯乙苯丙苯丁苯Exwi0.00920.37990.40730.20371ki2.77441.46390.8068490.4212yi0.02540.55600.3286340.08580.9959所设塔底温度为424.15K正确。7）检验各组分相对挥发度与估算值是否一致塔顶温度验算alh 假设=2.140alh 计算=0.8505/0.3986=2.1337（alh 假设-alh 计算）/ alh 计算=（2.140-2.1337） /2.1337=0.29%5%所以说算正确因塔底所设温度与计算温度相同，不用验算。(六) 塔的工
10、艺条件计算1) 最小理论塔板数(用芬斯克方程)本设计采用全凝器N log (xl / xh ) *( xh / xl)log aIh(xl / xh )= 25.5926(xh / xl )D = 41.4444log a lh = 3.0256计算得：Nm=9.95132) 最小回流比的计算求算进料的气化分率由已知进料温度60 C,操作压力为101.325Kpa，取料压力为101.325Kpa, 设气化率为0.平均温度t=U2 (tD+tW)=401.15 K以重关键组分乙苯为对比组分，求相对挥发度ai已知：p=101.325Kpa T=401.35K0=1.2172组分i 苯甲苯 乙苯 丙
11、苯 丁苯 求和Ki3.57061.59770.79820.41790.2051ai4.47332.001610.52360.2570Zi0.150.350.20.20.110.20610.8931-0.9208-0.1510-0.026760.000615 a i * zi用试差法计算出当Z a i _q = e时0值为1.2172正确。d 1 _ v a i * xDi则，Rm + 1 = Z 以 i 0=2.0147Rm=2.0147-1=1.0147操作回流比：R=1.5Rm=1.52213) 理论板数确定j = (N - N )/(N +1)x = (R - R /(R +1) = (
12、1.530 -1.020) / (1.530 +1)令=0.2016 查吉利兰图得y=0.40则 Nt=17.25214)总版效率：由 j = 0 . 4 级(l h * L 0 .)2 4a lh=2.0016t=128C组分苯甲苯乙苯内苯丁苯求和XFi0.150.350.20.20.11ui0.180.210.230.297450.3447ul0.0270.07350.0460.059490.034470.24046则，效率门=0.5861Na = （% 1）/门=27.7274 =285）进料未知的确定由 N = n + m -4解得 n/m=0.6262所以 n=7.2583m=9.9
13、938则精馏段=（n-1）/门=10.6771 圆整为11块塔板提留段=m/门=17.0503圆整为17块塔板（七）物性数据计算1)全塔平均温度t= （424.15+378.15） /2=401.15 K2）平均分子量的计算组成苯甲苯乙苯内苯J苯分子量M78.1152 94.1424106.169120.1986134.224塔顶yi0.29470.67880.02650.999957塔顶对应xi0.14520.79810.06651.009797塔底 xi1.25105E-060.00920.37990.40730.20371由 Mvd= L Mi*yi=89.7344 kg/kmolMld=LMi*xi=93.5382 kg/kmolMvm=112.4479 kg/kmolMlm=117.4872 kg/kmol 所以 Mv=101.09
