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1、化工原理课程设计苯-甲苯连续精馏筛板塔的设计学 院：生命科学学院专业年级:姓 名：指导老师:目录一、序言 2二、设计任务 2三、设计条件 2四、设计方案 2五、工艺计算 31、设计方案的选定及基础数据的搜集 52、精馏塔的物料衡算 63、精馏塔的工艺条件及有关物性数据的计算 104、精馏塔的塔体工艺尺寸计算 155、塔板主要工艺尺寸的计算 166、筛板的流体力学验算 197、塔板负荷性能图 22六、设计结果一览表 27七、参考书目 28八、心得体会 28九、附录 29一、序言化工原理课程设计是综合运用化工原理课程和有关先修课程（物理化学，化 工制图等）所学知识，完成一个单元设备设计为主的一次性
2、实践教学，是理论联系实际 的桥梁，在整个教学中起着培养学生能力的重要作用。通过课程设计，要求更加熟悉工程 设计的基本内容，掌握化工单元操作设计的主要程序及方法，锻炼和提高学生综合运用理 论知识和技能的能力，问题分析能力，思考问题能力，计算能力等。精馏是分离液体混合物（含可液化的气体混合物）最常用的一种单元操作，在化工， 炼油，石油化工等工业中得到广泛应用。精馏过程在能量剂驱动下（有时加质量剂），使 气液两相多次直接接触和分离，利用液相混合物中各组分的挥发度的不同，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。根 据生产上的不同要求，精馏操作可以是连续
3、的或间歇的，有些特殊的物系还可采用衡沸精 馏或萃取精馏等特殊方法进行分离。本设计的题目是苯-甲苯连续精馏筛板塔的设计，即 需设计一个精馏塔用来分离易挥发的苯和不易挥发的甲苯，采用连续操作方式，需设计一 板式塔将其分离。二、设计任务（1）原料液中苯含量：质量分率=75%（质量），其余为甲苯。（2）塔顶产品中苯含量不得低于98 （质量） 。（3）残液中苯含量不得高于%（质量）。（4）生产能力：90000 t/y苯产品，年开工310天。三、设计条件(1) 精馏塔顶压强：(表压)(2) 进料热状态：自选(3) 回流比：自选。(4) 单板压降压：才四、设计方案(1) 设计方案的确定及流程说明(2) 塔的
4、工艺计算(3) 塔和塔板主要工艺尺寸的设计(4) 塔高、塔径以及塔板结构尺寸的确定；塔板的流体力学验算。(5) 编制设计结果概要或设计一览表(6) 辅助设备选型与计算(7) 绘制塔设备结构图五、工艺计算1、设计方案的选定及基础数据的搜集本设计任务为分离苯一甲苯混合物。由于对物料没有特殊的要求，可以在常压下操 作。对于二元混合物的分离，应采用连续精馏流程。设计中采用泡点进料，将原料液通过 预热器加热至泡点后送人精馏塔内。塔顶上升蒸气采用全凝器冷凝，冷凝液在泡点下一部 分回流至塔内，其余部分经产品冷却器冷却后送至储罐。该物系属易分离物系，最小回流 比较小，故操作回流比取最小回流比的倍。塔底设置再沸
5、器采用间接蒸汽加热，塔底产品经冷却后送至储罐。其中由于蒸馏过程 的原理是多次进行部分汽化和冷凝，热效率比较低，但塔顶冷凝器放出的热量很多，但其 能量品位较低，不能直接用于塔釜的热源，在本次设计中设计把其热量作为低温热源产生低压蒸汽作为原料预热器的热源之一，充分利用了能量。塔板的类型为筛板塔精馏，筛板塔塔板上开有许多均布的筛孔，孔径一般为38mm,筛孔在塔板上作正三角形排列。筛板塔也是传质过程常用的塔设备，它的主要优点有：(1) 结构比浮阀塔更简单，易于加工，造价约为泡罩塔的60%，为浮阀塔的80%左 右。(2) 处理能力大，比同塔径的泡罩塔可增加1015%。(3) 塔板效率高，比泡罩塔高15%
6、左右。(4) 压降较低，每板压力比泡罩塔约低30%左右。筛板塔的缺点是：(1) 塔板安装的水平度要求较高，否则气液接触不匀。(2) 操作弹性较小(约23)。(3) 小孔筛板容易堵塞。下图是板式塔的简略图：表1 苯和甲苯的物理性质项目分子式分子量M沸点(C)临界温度tC(C)临界压强P (kPa)C苯ACH6 6甲苯BCHCH5 2表曼2苯和甲苯的饱和蒸汽压温度C859095100105P 0 ,kPaP 0，kPa表3常温下苯一甲苯气液平衡数据(2： P例11附表2)温度0C85909581100105液相中苯的摩尔分率汽相中苯的摩尔分率表4纯组分的表面张力(1： P附录图7)温度809010
7、0378!110120苯，mN/m 甲苯，Mn/m20表5 组分的液相密度(1： P 附录图8)382温度(C)8090100110120苯，kg/ m 3814805791778763甲苯,kg/ m 3809801791780768表6液体粘度卩（1： p ）温度（C）8090L .100365!110120苯（）a甲苯（）a表 7 常压下苯甲苯的气液平衡数据（1） 原料液及塔顶、塔底产品的摩尔分率苯的摩尔质量M厂您11矽加川0.75 / 78.11甲苯的摩尔质量MB = 92.13焙/kmolXf_ 0.75/78.11 + 0.25/92.13 _，782）原料液及塔顶、塔底产品的平均
8、摩尔质量M = 0.780 x 78.11 + (1 - 0.780) x 92.13 二 81.20(kg/kmol) F3）物料衡算 原料处理量F = 90000000= 1.49 x102(kmol / h)81.20 x 310 x 24总物料衡算D + W = 1.49X102苯物料衡算 0.780F = 0.983D + 0.099W联立解得式中 F原料液流量塔顶产品量塔底产品量塔板数的确定（1）理论板层数NT的求取苯一甲苯属理想物系，可采逐板计算求理论板层数。 求最小回流比及操作回流比。采用恩特伍德方程求最小回流比。解得，最小回流比R 二 0.73 m取操作回流比为 求精馏塔的气
9、、液相负荷L = RD = 1.31x 119 = 155.89(kmol / h)V二(R +1)D - (1 - q)F 二 2.31x 119 二 274.89(kmol / h)（泡点进料：q=1） 求操作线方程精馏段操作线方程为提馏段操作线方程为（2）逐板法求理论板又根据Rmin1 rx a(1一x )_, D 一da 一1 x 1 一 xFf可解得a相平衡方程a x1 + (a 一 1)x1 +1.475x2.47 x1 +1.47 x变形得y2.47 -1.47 y用精馏段操作线和相平衡方程进行逐板计算v y y1 y + a(1 y )y + 2.475(1 y )1y 二 0
10、.567x + 0.426 二 0.97021x2 _ 2.47 1.47 y 一 0.959y,二 0.567x2 + 0.426 二 0.953 ,x 二二 0.89132.47 1.47 y3y 二 0.567x + 0.426 二 0.93143x4 _ 2.47 -1.47 y4 - 0.8455 二 0567x4 + 0.426 二 0.9。5 ,x = 0.7955 2.47 1.47 y56 二 0567x5 + 0.426 二 OH7 ,x 二二 0.7426 2.47 1.47 y6因为,故精馏段理论板n=5,用提留段操作线和相平衡方程继续逐板计算7 二 567X6 + 4
11、26 二 811，x = 0.6357 2.47 -1.47 y7y* 二 0.567x7 + 0.426 二 0.693，x 二二 0.4788 2.47 -1.47 y89 二 0.567x8 + 0.426 二 0.519，x = 0.3049 2.47 -1.47 y9y 二 0.567x + 0.426 二 0.326109，x = 0.16410 2.47 -1.47 y10yj 0.567xi0 + 0426 二 071，x 二二 0.07711 2.47 -1.47 y11因为， 所以提留段理论板n=5 （不包括塔釜）（3）全塔效率的计算查温度组成图得到，塔顶温度TD=C，塔釜
12、温度TW=105C，全塔平均温度Tm =C。分别查得苯、甲苯在平均温度下的粘度卩=0.272（mPa - s）卩=0.279（mPa - s）AB平均粘度由公式，得全塔效率et4）求实际板数精馏段实际板层数 提馏段实际板层数进料板在第11块板。3、精馏塔的工艺条件及有关物性数据的计算(1) 操作压力计算塔顶操作压力P = 4+ kPa每层塔板压降kPa进料板压力P = + X10= kPaF塔底操作压力 P = kPaw精馏段平均压力P ml = ( + )/2= kPa提馏段平均压力P m2 = ( + ) /2 = kPa(2) 操作温度计算依据操作压力，由泡点方程通过试差法计算出泡点温度
13、，其中苯、甲苯的饱和蒸气压由 安托尼方程计算，计算过程略。计算结果如下：塔顶温度tD 8090 C进料板温度t =CF塔底温度t =C精馏段平均温度t = ( .+)/2 = Cm提馏段平均温度t = ( + ) /2二C m(3) 平均摩尔质量计算塔顶平均摩尔质量计算由xD=y1=,代入相平衡方程得xl二进料板平均摩尔质量计算由上面理论板的算法，得y =, x = FFM二 0.742 x 78.11 + (1 - 0.742) x 92.13 二 81.73(kg / kmol)L , F m塔底平均摩尔质量计算由xw=,由相平衡方程，得yw=M二 0.077 x 78.11 + (1 - 0.077) x92.13 二 91.05(kg /kmol)L,Wm精馏段平均摩尔质量提馏段平均摩尔质量(4) 平均密度计算(5) 气相平均密度计算6)由理想气体状态方程计算，精馏段的平均气相密度即108.8 x 79.09PVP = m = 2.90(kg / m 3)(7) vm RT8.314 x (83.24 + 273.15)m提馏段的平均气相密度
