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1、化工原理课程设计 学生姓名：XXX 学 号：XXXXXXXXX 年 级：XX级X班 专 业：化学工程与工艺 设计题目：甲苯-乙苯的精馏工艺 2009 年 12 月 20 日目录第一部分 课程设计任务书 一、设计题目4二、设计任务4三、设计条件4四、设计内容4 第二部分 精馏塔的设计一、精馏塔的物料衡算6 （一）、原料液及塔顶、塔底产品的摩尔分率6 （二）、原料液及塔顶、塔底产品的平均摩尔质量6 （三）、物料衡算 6二、塔板数的确定6 （一）、理论板层数的求取7 （二）、实际塔板数的求取10三、塔的操作工艺条件及相关物性数据的计算 10 （一）、操作压力计算 10 （二）、操作温度计算 10 （
2、三）、平均摩尔质量计算 11 （四）、平均密度计算12 （五）、液体平均表面张力计算14（六）、液体平均粘度计算 16四、精馏塔的气、液相负荷计算18 （一）、精馏段气、液相负荷计算18（二） 、提馏段气、液相负荷计算18五、精馏塔的塔体工艺尺寸计算19 （一）、塔径的计算 19 (二）、精馏塔有效高度的计算20六、塔板主要工艺尺寸的计算20 （一）、溢流装置计算20 （二）、塔板布置23七、筛板的流体力学验算25 (一) 、塔板压降 25 (二) 、液面落差 27 (三) 、液沫夹带 27 (四) 、漏液 28 (五) 、液泛 28八、塔板负荷性能图 29 （一）、精馏段塔板负荷性能图29
3、（二）、提馏段塔板负荷性能图32九、精馏塔的设计计算结果汇总一览表37 第三部分 冷凝器的设计一、确定设计方案 39二、确定物性数据 39三、计算热负荷 40 1、壳程液流量40 2、壳程流体的汽化潜热 40 3、热负荷41四、逆流平均温差 41五、冷却水用量 41六、估算传热面积 42七、换热器的工艺结构尺寸42八、换热器核算 43九、换热器主要结构尺寸和计算结果47 第四部分 再沸器的设计一、有关物性的确定 48二、估算传热面积、初选换热器型号51三、传热能力核算 52四、循环流量的校核 58 1、计算循环推动力58 2、循环阻力 59 3、循环推动力与循环阻力的比值 60五、再热器主要结
4、构尺寸和计算结果61 第五部分 其它设计附图62设计评估67参考资料68第一部分课程设计任务书一、课程设计题目：筛板式精馏塔的设计 二、设计任务：完成精馏塔的工艺设计；精馏塔设备设计；有关附 属设备的设计和选用；绘制工艺流程图；塔板结构 简图和塔板负荷性能图；编制设计说明书。 三、设计条件： 1、处理量： 60000 （吨/年）。 2、原料液组成：甲苯的质量分率为30%，。乙苯的质量分率为70% 3、进料状态： 泡点进料 4、料液初温 ： 35 5、冷却水的温度： 30 6、加热蒸汽压力0.5 MPa 7、精馏塔塔顶压强: 4 KPa(表压) 8、单板压降不大于 0.7 kPa 9、塔顶的乙苯
5、含量不得高于2%10、残液中乙苯含量不得低于96% 11、生产时间：330天/年，每天24小时 12、塔板类型：筛板塔 13、厂 址：内蒙古呼和浩特地区（大气压为760mmHg） 四、设计内容 （一）、工艺设计 1、选择工艺流程和工艺条件（要求画出工艺流程） 加料方式； 加料状态； 塔顶蒸汽冷凝方式； 塔釜加热方式； 塔顶塔底的出料状态； 塔顶产品由塔顶产品冷却器冷却至常温。 2、精馏工艺计算 物料衡算确定各物料流量和组成； 经济核算确定适宜的回流比； 精馏塔实际塔板数。 （二）、精馏塔设备设计 1、选择塔型和板型。采用板式塔，板型为筛板塔， 2、塔和塔板主要工艺结构的设计计算 3、塔内流体力
6、学性能的设计计算； 4、绘制塔板负荷性能图。画出精馏段和提馏段某块的负荷性 能图 5、有关具体机械结构和塔体附件的选定。 接管规格、筒体与封头、除沫器、裙座、吊柱、人孔、塔 的顶部空间、塔的底部空间。 接管规格：（1）进料管（2）回流管（3）塔釜出料管（4）塔顶蒸汽出料管（5）塔釜进气管（6）法兰 6、总塔高的计算：包括上、下封头、裙座高度、塔主体的 高度、塔的顶部空间、塔的底部空间 （三）、附属设备的设计与选型 1、换热器选型。对原料预热器、塔底再沸器、塔顶产品冷 却器等进行选型。 2、塔顶冷凝器设计选型。根据换热量，回流管内流速，冷 凝器高度，对塔顶进行选型设计。 （四）、设计结果汇总 （
7、五）、工艺流程图及精馏塔工艺条件图 （六）、对本设计的评述或对有关问题的分析与讨论 第二部分 精馏塔的设计一、精馏塔的物料衡算 (一)、原料液及塔顶、塔底产品的摩尔分率 甲苯的摩尔质量MA=92.13 kg/kmol 乙苯的摩尔质量MB=106.16 kg/kmol （二）、原料液及塔顶、塔底产品的平均摩尔质量 MF=0.33192.13(10.331)106.16=101.522 /kmol MD=0.98392.13(10.983)106.16=92.371 kg/kmol MW=0.04692.13(10.046)106.16=105.513 kg/kmol（三）、物料衡算 对于甲苯-乙
8、苯双组分的连续精馏塔，根据总物料衡算及甲苯的物料衡算可求得馏出液流率D及残液流率W。 进料流量F= 联立解得D=22.698 kmol/h , W=51.924 kmol/h二、塔板数的确定 （一）、理论板层数NT的求取 1、甲苯、乙苯的温度-组成 甲苯-乙苯属理想物系，可采用图解法求理论板层数。 根据（A、B、C为Antoine方程常数由手册已查得如表1）求得一系列温度下甲苯和乙苯的蒸气压、。表1Antoine方程常数物质ABC温度范围甲苯6.079541344.8219.4826137乙苯6.082081424.255213.0626163 再根据泡点方程和露点方程得到各组t-x(y)数据
9、（如表2），绘出甲苯、乙苯的温度-组成图（如图1）及平衡曲 线（如图2）。 表2t/110.62113116119122101.3089 108.3452 117.7550 127.7931 138.4878 48.0712 51.7611 56.7318 62.0770 67.8163 x1.0000 0.8755 0.7303 0.5969 0.4738 y1.0000 0.9364 0.8490 0.7530 0.6477 t/125128131134136.324149.8675 161.9614 174.7988 188.4096 199.5043 73.9700 80.5590 8
10、7.6044 95.1280 101.2991 x0.3601 0.2548 0.1571 0.0662 0.0000 y0.5327 0.4074 0.2710 0.1231 0.0000 图 12、确定操作的回流比R由于是饱和液体进料， 有q=1、xq=xf=0.331在xy图上查得yq=0.500。故有： 而一般情况下R=(1.12)Rm ,考虑到精馏段操作线离平衡线较近，故取实际操作的回流比为最小回流比的2倍。 即：R=2Rm=5.716 3、求操作线方程 L=RD=5.71622.698=129.742 kmol/h精馏段操作线方程为： 提馏段操作线方程为 两操作线交点横坐标为 4、求理论板层数对于某些进料热状态，当泡点进料时,，则有,所以=2.021, 由于
