课程设计说明书设计题目：分离苯—甲苯筛板式精馏塔的设计学号： 0812024057学生姓名：郭博元杨逍孙娟专业班级：生工 082指导教师：2010 年 11月 15 日课程设计任务书一、课题名称分离苯—甲苯筛板式精馏塔的设计二、课题条件（原始数据）一、设计方案的选定原料：苯、甲苯年处理量： 100000t(十万吨)/年——进料量原料组成（甲苯的质量分率）：、0.65——0.4料液初温： 30℃操作压力、回流比、单板压降：自选进料状态：饱和液体进料塔顶产品浓度： 98.5%——98%塔底釜液含甲苯量不低于97%——99%（质量分率）塔顶采用全凝器，泡点回流塔釜：饱和蒸汽间接/直接加热塔板形式：筛板生产时间：330天/年，每天24h运行冷却水温度：20℃～35℃设备形式：筛板塔厂址：沿海某城市（大气压：760mmHg）三、设计内容（包括设计、计算、论述、实验、应绘图纸等根据目录列出大标题即可）1概述2设计方案的选择及流程说明3塔板数的计算（板式塔）或填料曾的高度计算（填料塔）4主要设备工艺尺寸设计1）塔径及提留段塔板结构尺寸的确定2）总塔高总、压降5附属设备选型6设计结果汇总7工艺流程图及精馏塔装配图8设计评述四图纸要求1 工艺流程图（在说明书上画草图）2 精馏塔装配图目录摘要 (1)Abstract .......................... 错误!未定义书签。
第一章文献综述. (1)第二章设计方案的确定 (3)2.1 操作条件的确定 (3)2.2 确定设计方案的原则 (4)第三章塔体计算 (6)3.1 设计方案的确定 (6)3.2 精馏塔的物料衡算 (6)第四章塔板计算 (8)4.1 塔板数的确定 (8)4.2 精馏段的计算 (12)4.3提留段的计算 (28)第五章塔附件设计 (44)5.1附件的计算 (44)5.2 附属设备设计 (48)设计小结 (51)附录 (52)摘要精馏是分离液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的应用。
本设计的题目是苯—甲苯二元物系板式精馏塔的设计。
在确定的工艺要求下，确定设计方案，设计内容包括精馏塔工艺设计计算，塔辅助设备设计计算，精馏工艺过程流程图，精馏塔设备结构图，设计说明书。
关键词：板式塔；苯--甲苯；工艺计算；结构图第一章文献综述塔设备是炼油、化工、石油化工等生产中广泛应用的气液传质设备。
根据塔内气液接触部件的结构型式，可分为板式塔和填料塔。
板式塔内设置一定数目的塔板，气体以鼓泡或喷射形式穿过板上液层进行质热传递，气液相组成呈阶梯变化，属逐级接触逆流操作过程。
填料塔内装有一定高度的填料层，液体自塔顶沿填料表面下流，气体逆流向上（也有并流向下者）与液相接触进行质热传递，气液相组成沿塔高连续变化，属微分接触操作过程。
工业上对塔设备的主要要求是：（1）生产能力大；（2）传热、传质效率高；（3）气流的摩擦阻力小；（4）操作稳定，适应性强，操作弹性大；（5）结构简单，材料耗用量少；（6）制造安装容易，操作维修方便。
此外，还要求不易堵塞、耐腐蚀等。
板式塔大致可分为两类：（1）有降液管的塔板，如泡罩、浮阀、筛板、导向筛板、新型垂直筛板、蛇形、S型、多降液管塔板；（2）无降液管的塔板，如穿流式筛板（栅板）、穿流式波纹板等。
工业应用较多的是有降液管的塔板，如浮阀、筛板、泡罩塔板等。
苯的沸点为80.1℃，熔点为5.5℃，在常温下是一种无色、味甜、有芳香气味的透明液体，易挥发。
苯比水密度低，密度为0.88g/ml，但其分子质量比水重。
苯难溶于水，1升水中最多溶解1.7g苯；但苯是一种良好的有机溶剂，溶解有机分子和一些非极性的无机分子的能力很强。
甲苯是最简单，最重要的芳烃化合物之一。
在空气中，甲苯只能不完全燃烧，火焰呈黄色。
甲苯的熔点为-95 ℃，沸点为111 ℃。
甲苯带有一种特殊的芳香味（与苯的气味类似），在常温常压下是一种无色透明，清澈如水的液体，密度为0．866克／厘米3，对光有很强的折射作用（折射率：1,4961）。
甲苯几乎不溶于水(0,52 g/l)，但可以和二硫化碳，酒精，乙醚以任意比例混溶，在氯仿，丙酮和大多数其他常用有机溶剂中也有很好的溶解性。
甲苯的粘性为0,6 mPa s，也就是说它的粘稠性弱于水。
甲苯的热值为40.940 kJ/kg，闪点为4 ℃，燃点为535 ℃。
分离苯和甲苯，可以利用二者沸点的不同，采用塔式设备改变其温度，使其分离并分别进行回收和储存。
板式精馏塔、浮法塔都是常用的塔类型，可以根据不同塔各自特点选择所需要的塔。
筛板是在塔板上钻有均布的筛孔，呈正三角形排列。
上升气流经筛孔分散、鼓泡通过板上液层，形成气液密切接触的泡沫层（或喷射的液滴群）。
筛板塔是1932年提出的，当时主要用于酿造，其优点是结构简单，制造维修方便，造价低，气体压降小，板上液面落差较小，相同条件下生产能力高于浮阀塔，塔板效率接近浮阀塔。
其缺点是稳定操作范围窄，小孔径筛板易堵塞，不适宜处理粘性大的、脏的和带固体粒子的料液。
但设计良好的筛板塔仍具有足够的操作弹性，对易引起堵塞的物系可采用大孔径筛板，故近年我国对筛板的应用日益增多，所以在本设计中设计该种塔型。
第二章设计方案的确定2.1 操作条件的确定确定设计方案是指确定整个精馏装置的流程、各种设备的结构型式和某些操作指标。
例如组分的分离顺序、塔设备的型式、操作压力、进料热状态、塔顶蒸汽的冷凝方式等。
下面结合课程设计的需要，对某些问题作些阐述。
2.1.1操作压力蒸馏操作通常可在常压、加压和减压下进行。
确定操作压力时，必须根据所处理物料的性质，兼顾技术上的可行性和经济上的合理性进行考虑。
例如，采用减压操作有利于分离相对挥发度较大组分及热敏性的物料，但压力降低将导致塔径增加，同时还需要使用抽真空的设备。
对于沸点低、在常压下为气态的物料，则应在加压下进行蒸馏。
当物性无特殊要求时，一般是在稍高于大气压下操作。
但在塔径相同的情况下，适当地提高操作压力可以提高塔的处理能力。
有时应用加压蒸馏的原因，则在于提高平衡温度后，便于利用蒸汽冷凝时的热量，或可用较低品位的冷却剂使蒸汽冷凝，从而减少蒸馏的能量消耗。
2.1.2进料状态进料状态与塔板数、塔径、回流量及塔的热负荷都有密切的联系。
在实际的生产中进料状态有多种，但一般都将料液预热到泡点或接近泡点才送入塔中，这主要是由于此时塔的操作比较容易控制，不致受季节气温的影响。
此外，在泡点进料时，精馏段与提馏段的塔径相同，为设计和制造上提供了方便。
2.1.3加热方式蒸馏釜的加热方式通常采用间接蒸汽加热，设置再沸器。
有时也可采用直接蒸汽加热。
然而，直接蒸汽加热，由于蒸汽的不断通入，对塔底溶液起了稀释作用，在塔底易挥发物损失量相同的情况下，塔底残液中易挥发组分的浓度应较低，因而塔板数稍有增加。
采用直接蒸汽加热时，加热蒸汽的压力要高于釜中的压力，以便克服蒸汽喷出小孔的阻力及釜中液柱静压力。
对于苯-甲苯溶液，一般采用1.1~2.0KPa（表压）。
2.2 确定设计方案的原则确定设计方案总的原则是在可能的条件下，尽量采用科学技术上的最新成就，使生产达到技术上最先进、经济上最合理的要求，符合优质、高产、安全、低消耗的原则。
为此，必须具体考虑如下几点：2.2.1满足工艺和操作的要求所设计出来的流程和设备，首先必须保证产品达到任务规定的要求，而且质量要稳定，这就要求各流体流量和压头稳定，入塔料液的温度和状态稳定，从而需要采取相应的措施。
其次所定的设计方案需要有一定的操作弹性，各处流量应能在一定范围内进行调节，必要时传热量也可进行调整。
因此，在必要的位置上要装置调节阀门，在管路中安装备用支线。
计算传热面积和选取操作指标时，也应考虑到生产上的可能波动。
再其次，要考虑必需装置的仪表(如温度计、压强计，流量计等)及其装置的位置，以便能通过这些仪表来观测生产过程是否正常，从而帮助找出不正常的原因，以便采取相应措施。
2.2.2满足经济上的要求要节省热能和电能的消耗，减少设备及基建费用。
如前所述在蒸馏过程中如能适当地利用塔顶、塔底的废热，就能节约很多生蒸汽和冷却水，也能减少电能消耗。
又如冷却水出口温度的高低，一方面影响到冷却水用量，另方面也影响到所需传热面积的大小，即对操作费和设备费都有影响。
同样，回流比的大小对操作费和设备费也有很大影响。
2.2.3保证安全生产例如苯属有毒物料，不能让其蒸汽弥漫车间。
又如，塔是指定在常压下操作的，塔内压力过大或塔骤冷而产生真空，都会使塔受到破坏，因而需要安全装置。
以上三项原则在生产中都是同样重要的。
但在化工原理课程设计中，对第一个原则应作较多的考虑，对第二个原则只作定性的考虑，而对第三个原则只要求作一般的考虑。
第三章 塔体计算3.1 设计方案的确定本设计采用连续精馏流程，饱和液体进料。
塔顶上升蒸汽采用全凝器冷凝，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。
该物系属于易分离物系，最小回流比比较小，故操作回流比取最小回流比的2倍。
塔釜采用饱和蒸汽间接加热，塔底产品冷却后送至储罐。
3.2 精馏塔的物料衡算3.2.1原料液级塔顶、塔底产品的摩尔分率苯的摩尔质量 mol Kg M A /11.78=甲苯的摩尔质量 mol Kg M B /13.92= 417.013.92/65.011.78/35.011.78/35.0=+=F X 987.013.92/015.011.78/985.011.78/985.0=+=D X 035.013.92/97.011.78/03.011.78/03.0=+=W X 3.2.2 原料液及塔顶、塔底产品的平均摩尔质量mol Kg M F /28.8613.92)417.01(11.78417.0=⨯-+⨯=mol Kg M D /29.7813.92)987.01(11.78987.0=⨯-+⨯=mol Kg M W /64.9113.92)035.01(11.78035.0=⨯-+⨯=3.2.3物料衡算原料处理量 h kmol F /49.8028.866945==总物料衡算W D +=49.80苯物料衡算W D ⋅+⋅=⨯035.0987.0417.049.80 联立解得h kmol W h kmol D /226.48/26.332==第四章塔板计算4.1 塔板数的确定4.1.1理论板数T N的求取(1)相对挥发度的求取苯的沸点为80.1℃，甲苯额沸点为110.63℃①当温度为80.1℃时006.279.2201.80033.12110355.6lg =+-=A P ο 591.1482.2191.808.134407954.6lg =+-=B P ο 解得KPa P A 34.101=ο，KPa P B 96.38=ο② 当温度为110.63℃时 376.279.22063.110033.12110355.6lg =+-=A P ο 006.2482.21963.1108.134407954.6lg =+-=B P ο 解得KPa P A 95.237=ο，KPa P B 34.101=ο则有600.296.31.1011==α 348.234.10195.2372==α 47.2348.2600.221=⨯==ααα(2)最小回流比的求取由于是饱和液体进料，有q=1，q 线为一垂直线，故417.0==F P x x ，根据相平衡方程有639.0417.0)147.2(1417.047.2)1(1=⨯-+⨯=-+=P P P x x y αα 最小回流比为57.1417.0639.0639.0987.0min =--=--=P P P D x y y x R 回流比为最小回流比的2倍，即14.357.122min =⨯==R R(3)精馏塔的气、液相负荷h Kmol RD L /.29.10126.3214.3=⨯==hKmol D R V /56.13326.34)14.31()1(=⨯+=+=h Kmol qF L L /79.18149.8029.101'=+=+=h Kmol V V /56.131'==(4)操作线方程精馏段操作线方程238.076.0114.3987.01014.14.3111+=+++=+++=+x x R x x R R y n D n n 提馏段操作线方程013.036.11-=-+--++=+m w m m x WqF L Wx x W qF L qF L y 两操作线交点横坐标为417.0114.3417.0)114.3()1()1(=+⨯+=+-++=q R x q x R x D F f理论板计算过程如下Wf D x x y x y x y x y x y x x y x y x y x y x y x y x y x x y <=−−→−==−−→−==−−→−==−−→−==−−→−=<=−−→−==−−→−==−−→−==−−→−==−−→−==−−→−==−−→−==−−→−==035.006.0054.0123.01.0215.0168.0332.0254.0457.0346.0567.0433.0654.0548.0751.0675.0838.079.0903.0886.0949.0936.0974.0968.0987.01313121211111010998877665544332211相平衡相平衡相平衡相平衡相平衡相平衡相平衡相平衡相平衡相平衡相平衡相平衡相平衡总理论板数为13（包括蒸馏釜），精馏段理论板数为7，第8块板为进料板。
