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1、化工原理课程设计说明书设计题目：分离甲苯-苯的混合液设计者： 专业： 学号：指导老师： 2007年 6月 27日厦门大学化学工程与生物工程系化工原理课程设计任务书设计题目：分离甲苯-苯的混合液设计条件：处理量：4吨/小时进料浓度：40%甲苯(质量)处理要求： 塔顶甲苯浓度4.5%（质量）塔底甲苯浓度96.5%（质量）年工作小时： 7200小时专业：化工学号：姓名：指导老师：目 录1 设计的方案简介2 工艺流程图3 精馏工段工艺计算 附属设备及主要附件的选型5 参考文献6 附件1 设计的方案简介本设计采用板塔精馏塔连续分离苯-甲苯混合液,精馏时为泡点进料,回流比为最小回流比的1.791倍.设计中
2、利用离心泵来输送物料和冷凝水.加热介质均为140,表压0.2Mpa的水蒸气,换热后降温至100;冷却介质为初温为25的水,换热后升温至35;塔顶采出液经换热降温至35,换热形式均采用间壁逆流换热,.2 工艺流程图利用离心泵把物料从储槽输送至预热器,加热至泡点时进入精馏塔进行连续精馏操作,上升蒸气经塔顶的冷凝器冷凝至泡点,部分回流,部分采出;釜底混合液经过再沸器加热,形成的蒸气回到塔中维持一定的蒸气量,剩下的釜底液从出料管导出。流程图见附件6.2。3 精馏工段工艺计算3.1 工艺条件 系统进料： 25 处理量： 4 吨/小时进料浓度： 40%甲苯（质量）处理要求： 塔顶甲苯浓度 4.5%（质量）
3、 塔底甲苯浓度 96.5%（质量）设备形式： 筛板塔进塔物料状态： 泡点进料回流比： 1.791Rmin塔顶压强： 4kPa(表压)冷却水温： 25加热蒸汽： 0.2MPa（表压）单板压降： 0.7kPa塔顶冷凝采用全凝器。塔低再沸器为间壁加热。年工作：7200小时年工作日：300天， 连续操作3.2 双组分理想系统系统汽液平衡数据（t-x-y； x-y）表1 苯-甲苯的平衡数据t/80.1859095100105110.6x1.00.7800.5810.4120.2580.1300y1.00.8970.7730.6330.4610.2690 系统汽液平衡数据图（t-x-y； x-y）见附件。
4、3.3 塔的物料衡算3.3.1 料液及塔顶、塔底产品组分质量（摩尔）分率苯的摩尔质量 78.114kg/kmol甲苯摩尔质量 92.141kg/kmol料液组分 xF=0.639塔顶组分 xD=0.962塔底组分 xW=0.041上述各点对应气相组成，通过t-x-y图读取：yF=0.815, yD=0.990, yW=0.0903.3.2 平均分子量MFL=0.63978.114+(1-0.639)92.141=83.178kg/kmolMFV=0.81578.114+(1-0.815)92.141=80.709kg/kmolMDL=0.96278.114+(1-0.962)92.141=78
5、.647kg/kmolMDV=0.99078.114+(1-0.990)92.141=78.254kg/kmolMWL=0.04178.114+(1-0.041)92.141=91.566kg/kmolMWV=0.09078.114+(1-0.090)92.141=90.879kg/kmol3.3.3 总物料衡算、易挥发组分物料衡算总物料衡算 D+W=F=4000/83.178=48.090kmol/h (a)易挥发组分物料衡算 DxD+WxW=FxF (b)联解(a)、(b)得到：D=31.225kmol/h W=16.865kmol/h3.4 塔板数的确定3.4.1 最小回流比泡点进料q=
6、1xq=xF=0.639通过y-x图，得到yq=0.815已知xD=0.962，yD=0.990Rmin=0.8353.4.2 回流比取操作回流比为1.791，所以R=1.791Rmin=1.4953.4.3 精馏段操作线方程y=x+=0.599x+0.386q线方程x=xF=0.6393.4.4 图解得理论板数NT在对角线上定出点a （0.962，0.962），在y轴上定出截距的点b （0，0.386），连接ab即为精馏段操作线。在对角线上定出点e（0.639，0.639），过点e作垂直于x轴的直线交精馏段操作线与点d。此直线为q线。在对角线定出c (0.041,0.041)，连接cd即为提
7、馏段操作线。从点a开始在平衡线与精馏段操作线之间作由水平线和铅垂线构成的阶梯，从第7个阶梯开始更换提馏段操作线，直至x =0.025 xW时为止。图解结果为：所需理论板数为13（不包括再沸器），从塔顶算起第7层理论板为加料板。3.4.5 板效率取全塔的平均操作温度为进料温度,即t=88.3, mL为0.28cp.所以,Eo=0.17-0.616lg(0.28)=0.511故实际板数N=13/0.511=25.4,取N为25(扣除再沸器) 实际进料板为6.3/0.511=12.3,即实际进料板为第12块板. 塔的有效高度H=(25-1)0.45=10.8m3.5 精馏段气液负荷精馏段: V=(R
8、+1)D=(1+1.495)31.225=77.906Kmol/h L=RD=1.49531.225=46.681Kmol/h 提馏段: V=V+(1-q)F=77.906Kmol/h L=L+qF=46.681+148.090=94.771Kmol/h3.6 工艺条件及物性数据以精馏段为例进行计算安托尼公式纯组分的饱和蒸汽压p0和温度的关系。lgp0=A表2苯与甲苯的安托尼常数常数ABC组分苯6.0231206.35220.24甲苯6.0781343.94219.583.6.1 温度和组成从图2可查出各处气相和液相组成, 并将数据列于表3中. 从图1可查出对应液相组成下的温度.图温度与组成液
9、相组成气相组成温度/塔顶0.9200.96281.5塔釜0.0410.090109.0进料板0.6390.81588.53.6.2 操作压力塔顶用安托尼公式求得纯苯蒸汽压Asat=105.9kPa纯甲苯蒸汽压sat=41.1kPa塔顶压力Asat(x1)sat=0.920105.9+0.08041.1=100.7kPa塔釜用安托尼公式求得纯苯蒸汽压Asat=228.5kPa纯甲苯蒸汽压sat=97.2kPa塔顶压力WAsat(1xW)sat=0.041228.5+0.95997.2=102.6kPa进料板用安托尼公式求得纯苯蒸汽压Asat=130.5kPa纯甲苯蒸汽压sat=52.0kPa塔顶
10、压力qAsat(1xq)sat=0.639130.5+0.36152.0 =102.2kPa精馏段P1(PD - PF)ln(PD/PF)=101.4kPa提馏段P2(PW - PF)ln(PW/PF)=102.4kPa3.6.3 平均分子量塔顶x1MA+(1-x1)MB=0.92078.114+0.08092.141 =79.236kg/kmol塔釜 WxWMA+(1-xW)MB=0.04178.114+0.95992.141 =91.566kg/kmol进料板FxqMA+(1-xq)MB=0.63978.114+0.36192.141 =83.178kg/kmol精馏段=( MD - MF
11、)ln(MD/MF)=81.191 kg/kmol提馏段M2(MW - MF)ln(MW/MF)=87.304 kg/kmol3.6.4 平均密度3.6.4.1 液相密度塔顶从有机液体相对密度共线图查81.5时, 苯和甲苯纯液体的密度LDA=814kg/m3 , LDB=806kg/m3塔顶液相密度L814kg/m3塔釜从有机液体相对密度共线图查109时, 苯和甲苯纯液体的密度LA=780kg/m3 , LB=782kg/m3塔顶液相密度L782kg/m3进料板从有机液体相对密度共线图查88.5时, 苯和甲苯纯液体的密度LFA=805kg/m3 , LFB=800kg/m3塔顶液相密度LF80
12、3kg/m3精馏段L1=( LD - LF)ln(LD/LF)=808 kg/m3提馏段L2(LW - LF)ln(LW/LF)=792 kg/m33.6.4.2 气相密度塔顶塔釜进料板精馏段V1=( VD -VF)ln(VD/VF)=2.7 kg/m3提馏段V2(VW-VF)ln(VW/VF)=2.9 kg/m33.6.5 液体表面张力塔顶从液体的表面张力共线图查81.5时, 苯和甲苯纯液体的表面张力LDA=21.6mN/m , LDB=21.6 mN/m塔顶液体表面张力x1LDA+(1-x1)LDB=0.9221.6+0.0821.6=21.6 mN/m塔釜从液体的表面张力共线图查109时
13、, 苯和甲苯纯液体的表面张力LWA=18.2mN/m , LWB=19.0 mN/m塔顶液体表面张力WxWLWA+(1-xW)LWB=0.04118.2+0.95919.0=19.0mN/m进料板从液体的表面张力共线图查88.5时, 苯和甲苯纯液体的表面张力LFA=20.5mN/m , LFB=21.0 mN/m塔顶液体表面张力FxqLFA+(1-xq)LFB=0.63920.5+0.36121.0=20.7mN/m精馏段L1=( LD - LF)ln(LD/LF)=21.1 mN/m提馏段L2(LW - LF)ln(LW/LF)=19.8 mN/m3.6.6 液体黏度塔顶从液体黏度共线图查81.5时, 苯和甲苯纯液体的黏
