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1、化工原理课程设计甲苯二甲苯双组分持续精馏筛板塔的设计学院、系：_化学工程学院 专业班级：应用化学13级1班学生姓名：_张宝峰 指引教师：_钟 声 成 绩： 7月目 录一 序3二 原始数据4三 设计计算4 I.工艺设计计算1. 物料衡算42. 塔顶温度、塔底温度及最小回流比计算53. 拟定最佳操作回流比及塔板层数6 II设备设计计算1. 塔板构造计算122. 溢流堰高度及堰上液层高度的拟定143. 板面筛孔布置的设计14四. 水力学性能参数及校核15五. 塔板负荷性能图17六. 筛板设计计算的重要成果：19七 重要符号阐明（略）19八. 重要参照文献19九. 结束语20一序 混合物的分离是化工生
2、产过程中的重要过程。混合物分为均相和非均相物系,非均相物系的分离重要依托质点运动与流体流动原理实现分离,而化学工业中一般遇到的是均相分离,一般有精馏，吸取，萃取和干燥等单元的操作。 精馏是分离液体混合物（含可液化的气体混合物）最常用的一种典型单元操作，在化工、炼油、石油化工等工业中得到广泛应用。按蒸馏方式分为简朴蒸馏，平衡蒸馏，精馏和特殊精馏等。当混合物各组分挥发度差别很小或形成共沸时，采用精馏。精馏是多级分离过程,即同步进行多次部分汽化和部分冷凝的过程,因此可使混合液得到几乎完全的分离。工业上以精馏应用最为广泛。精馏过程在能量剂的驱动下（有时加质量剂），使气、液两相多次直接接触和分离，运用液
3、相混合物中各组分挥发度的不同，使易挥发组分由液相向气相转移，难挥发组分由气相向液相转移，实现原料混合液中各组分的分离。该过程是同步进行传质、传热的过程。精馏塔是大型的设备组装件，分为板式塔和填料塔两大类。一般解决物料量较大时多采用板式塔。板式塔又有筛板塔、泡罩塔、浮阀塔等。本次设计任务为设计一定产品纯度的精馏塔，实现甲苯二甲苯的分离。鉴于甲苯二甲苯体系比较易于分离，待解决料液清洁的特点，同步对筛板塔的构造，性能做了较充足的研究，结识到只要设计合理，操作对的，就可以获得较满意的塔板效率和一定的操作弹性。设计决定选用筛板塔。 本设计的具体流程：原料液（甲苯和二甲苯，且泡点进料）经预热器加热到指定的
4、温度后，送入塔的进料板上与自塔上部下降的回流液体汇合后，逐板下降，最后流入塔的再沸器中。在每层塔板上，回流液体与上升蒸气互相接触，进行传质、传热。操作时，持续地从塔底再沸器取出部分液体作为塔底产品(或为塔釜残液排出)，部分液体气化，产生的蒸气依次上升通过各层塔板。塔顶蒸气进入冷凝器中被部分(选择合适的回流比)冷凝，并将部分冷凝液用泵或靠位差送回塔顶作为回流液体，其他部分经冷却器后被送出作为塔顶产品。本课程设计的重要内容是过程的物料衡算、热量衡算，工艺计算，构造设计和校核。设计时间为7月化工原理课程设计二.原始数据1. 设计题目：双组分持续精馏筛板塔的设计2. 原料解决量：1.35104kg/h
5、3. 原料构成：组分名称甲苯二甲苯构成（质量分率）0.570.434. 分离规定：（1）：馏出液中低沸点组分的含量不低于0.985（质量分率）。（2）：馏出液中低沸点组分的收率不低于0.98（质量分率）。5. 操作条件：（1）：操作压力：常压。（2）：进料及回流状态：泡点液体。三设计计算I.工艺设计计算1.物料衡算甲苯的摩尔质量：MA=92kg/kmol二甲苯的摩尔质量：MB=106kg/kmol原料液摩尔分率： 塔顶产品摩尔分率： 原料液的平均摩尔质量：=0.60492(10.604)10697.544kg/kmol物料衡算原料解决量： =138.41kmol/h塔顶易挥发组分回收率： km
6、ol/h总物料衡算： 138.4183.0555.36mol/h 138.410.60483.050.98755.36 =0.030182.计算拟定塔顶温度、塔底温度及最小回流比（1）拟定操作压力：塔顶压力：760塔底压力：760+25100=943.8235mmHg（2）计算塔顶温度（露点温度）：根据塔顶压力及塔顶汽相构成用试差法计算塔顶温度。其中甲苯、二甲苯的饱和蒸气压由安托因方程计算。l 设=111.27由 得=773.614925 由 得=324.9802 1.01791 =0.0004 =111.27 假设对的，为所求露点温度。 （3）计算塔底温度（泡点温度）根据塔底压力及塔底残液构
7、成用试差法计算塔底温度。其中甲苯、二甲苯的饱和蒸气压由安托因方程计算。l 设=147.45由 得=1960.547009 由 得=912.50966 =0.0004=147.66 假设对的，为所求泡点温度。（4）计算最小回流比Rmin： 0.604 3. 计算最佳操作回流比与塔板层数（逐板计算法）a) 列相平衡关系式：b) 列操作线方程：精馏段：提馏段：c) 由塔顶向下逐板计算精馏段的汽、液相构成，即由y1=xD，根据平衡关系计算x1，由操作关系计算y2，由平衡关系计算x2,由平衡关系计算xn，当xnxF时，则n-1即为精馏段的理论板数。d) 由进料口向下逐板计算提馏段的汽、液相构成，即由x0
8、=xF，根据操作关系计算y1，由平衡关系计算x1，由操作关系计算Y2,由平衡关系计算xm，当xmxw时，则m即为提馏段的理论板数。e) 逐板法计算塔板层数：由R=(1.1-2.0)Rmin范畴内，步长为0.1Rmin，逐次增大操作回流比，按上述2-4步计算，具体计算成果如下表：R=1.1Rmin 精馏段：=0.5776+0.4169 提馏段：=1.2816-0.2816精馏段提馏段nxymxy10.97120.987000.6043 20.95150.977910.5922 0.7660 30.92750.966520.5716 0.750540.89920.952630.5380 0.724
9、1 50.86700.936340.4864 0.6810 60.83180.917750.4147 0.6149 70.79510.897460.3273 0.5230 80.75850.876270.2364 0.4110 90.72350.855080.1563 0.2945 100.69150.834890.0953 0.1918 110.66350.8163100.05380.1136 120.63990.8002110.02780.0605130.62040.7865140.60490.7753150.59260.7663=26（涉及釜） =15 =11（涉及釜）1) R=1.2R
10、min 精馏段：=0.5987+0.3961 提馏段：=1.2675-0.2675nxymxy1 0.9712 0.9870 0.6043 2 0.9507 0.9775 1 0.5814 0.7579 3 0.925 0.9653 2 0.5440 0.7289 4 0.8937 0.9499 3 0.4870 0.6815 5 0.8571 0.9311 4 0.4088 0.6092 6 0.8163 0.9092 5 0.3160 0.5101 7 0.7731 0.8848 6 0.2228 0.3925 8 0.7298 0.8589 7 0.1436 0.2743 9 0.688
11、8 0.8330 8 0.0854 0.1739 100.6519 0.8085 90.4710.1002110.6203 0.7864 100.02360.0516120.5942 0.7675 =22（涉及釜） =12 =10（涉及釜）2) R=1.3Rmin 精馏段：=0.6177+0.3773 提馏段：=1.25482-0.25482精馏段提馏段nxymxy1 0.97120.98700 0.60432 0.95000.97721 0.57180.7506 3 0.92260.96412 0.52040.7098 4 0.88840.94723 0.44660.6453 5 0.847
12、60.92614 0.35410.5527 6 0.80130.90095 0.25580.4366 7 0.75190.87236 0.16830.3133 8 0.70240.84187 0.10180.2035 9 0.65590.81128 0.05710.1201 10 0.61480.78259 0.02940.0640 110.58030.7571=20（涉及釜） =11 =9（涉及釜）3) R=1.4Rmin 精馏段：=0.6351+0.3602 提馏段：=1.2433-0.2433精馏段提馏段nxym x x1 0.97120.98700 0.6043 2 0.94960.97701 0.56320.7440
