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化工原理课程设计苯甲苯的分离1

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化工原理课程设计题目：苯-甲苯混合液筛板塔精馏工艺设计姓名：孙鹏班级：高材11101学号：201101929序号：23指导教师：石东坡日期：2014.7.4目录概述 (3)浮阀塔设计任务书 (3)设计计算 (4)3.1设计方案的选定 (4)3.2 精馏塔的物料衡算 (4)3.3 (5)3.3.1理论板层数NT的求取 (5)3.3.2确定实际板数 (8)3.4 精馏塔的工艺条件及有关物性数据的计算 (9)3.4.1操作温度计算 (9)3.4.2平均摩尔质量计算 (9)3.4.3平均密度计算 (10)3.4.4 液体平均表面张力计算 (12)3.4.5液体平均粘度计算 (12)3.4.6气液负荷计算 (13)3.5 精馏塔的塔体工艺尺寸计算 (14)3.6 塔板主要工艺尺寸的计算 (16)3.7 塔板的流体力学校核 (18)3.8 塔板负荷性能图 (20)设计结果一览表 (23)塔附件设计 (24)苯甲苯精馏塔的工艺流程图 (25)结束语 (26)参考文献 (26)概述蒸流和精馏是化工生产中常用的一种混合物分离方法。

精馏过程的实质是利用混合物中各组分具有不同的挥发度。

即在同一温度下，各组分的饱和蒸汽压不同这一性质，使液相中的轻组分转移到汽相中，汽相中的重组分转移到液相中，从而达到分离的目的。

因此精馏塔操作弹性的好坏直接关系到化工企业的经济效益。

在化工生产中，塔设备的性能对于整个装置的产品产量、质量、生产能力和消耗定额，以及三废处理和环境保护等各个方面，都有非常重大的影响。

本设计是针对苯—甲苯的分离而专门设计的塔设备。

根据设计条件以及给出的数据描述出塔温度的分布，求得最小回流比以及塔顶的相对挥发度、塔釜的相对挥发度、全塔平均相对挥发度，又根据物料平衡公式分别计算出精馏段和提馏段的汽、液两相的流量。

之后，计算塔板数、塔径等。

根据这些计算结果进行了塔板结构的设计等。

计算和设计这些之后进行了有关的力学性能计算和一系列的校核。

浮阀塔设计任务书一、工艺要求与数据1、料液为苯—甲苯混合液，含苯0.55（质量分率，下同）；2、产品含苯不低于94%，残液含苯不高于3%3、生产能力：50000吨/年（按进料算）二、设计条件连续操作、中间加料、泡点回流。

操作压力：常压进料状况：泡点进料生产时间：330天/年塔釜间接蒸汽加热三、设计内容精馏装置流程设计与论证精馏过程的工艺计算浮阀塔主要工艺尺寸的确定塔盘设计流体力学条件校核、作负荷性能图主要辅助设备的选型四、设计成果设计说明书一份设计图纸，包括流程图，负荷性能图，塔盘布置图，浮阀塔工艺条件图。

设计计算3.1设计方案的选定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1.7倍。

塔底设置再沸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。

由于产品粘度较小，流量较大，为减少造价，降低生产过程中压降和塔板液面落差的影响，提高生产效率，选用浮阀塔。

浮阀塔特点：1.处理能力大，比同塔径的泡罩塔可增加20%～40%，而更接近于筛板塔；2.操作弹性大，一般约为5～9，比筛板、泡罩和舌形踏板的操作性要大得多；3.塔板效率高，比泡罩塔高15%；4.压力小，在常压塔中每块板的压降一般为400～660N/㎡；5.液面梯度小；6.使用周期长；7.结构简单，安装容易，制造费为泡罩塔的60%～80%,为筛板塔的120%～130%。

3.2 精馏塔的物料衡算(1) 原料液及塔顶、塔底产品的摩尔分率苯的摩尔质量甲苯的摩尔质量0.55/78.110.440.4/78.110.6/92.13==+F x 0.9478.110.9490.9478.110.0692.13D x ==+0.0378.110.0350.0378.110.9792.13W x ==+（2）原料液及塔顶、塔底产品的平均摩尔质量0.4478.110.5692.1385.96F M kg kmol =⨯+⨯=0.94978.110.05192.1378.83D M kg kmol =⨯+⨯= 0.03578.110.92.1391.64W M kg kmol =⨯+⨯= （3）物料衡算原料处理量75.01073.443302485.96F kmol h ⨯==⨯⨯ 总物料衡算 73.44 =D ＋W苯物料衡算 73.44×0.44＝0.949D ＋0.035 W 联立解得 D ＝32.54 kmol ／h W=40.90 kmol ／h式中 F------原料液流量 D------塔顶产品量W------塔底产品量 3.3 塔板数的确定3.3.1理论板层数N T 的求取（1）由手册查得苯一甲苯物系的气液平衡数据，绘出x ～y 图，见下图（2）求最小回流比及操作回流比。

采用作图法求最小回流比。

在上图中对角线上，自点e （0.44,0.44）作垂线ef 即为进料线(q 线)，该线与平衡线的交点坐标为q y ＝0.653, q x ＝0.44故最小回流比为min 0.9490.6531.450.660.44q q D qx y R y x --===--取操作回流比为min 1.7 2.287R R == （3）求精馏塔的气、液相负荷2.28732.5474.42L R D =⨯=⨯=kmol h(1) 3.28732.54106.96V R D kmol h =+=⨯='(1)(1)106.96/V R D q F kmol h =+--= (泡点进料：q=1) ' 2.28732.5473.44147.86/L RD qF kmol h =+=⨯+=（4）求操作线方程精馏段操作线方程为10.6960.29011D n n n x Ry x x R R +=+=+++ 提馏段操作线方程为'1'' 1.380.013m m w m L Wy x x x V V+=-=-（5）逐板法求理论板又根据min (1)1[]11d D F fx x R x x α-=-α-- 可解得 α=2.475 相平衡方程 2.4751(1)1 1.475x xy x xαα==+-+1D y x = = 0.949 11111110.883(1) 2.475(1)y y x y y y y ===+α-+-211110.6960.2900.90D x Ry x R R x =+++=+= 22220.792(1)y x y y ==+2.475- 320.6960.2900.842y x =+= 33330.682(1)y x y y ==+2.475-430.6960.2900.765y x =+= 44440.568(1)y x y y ==+2.475-540.6960.2900.685y x =+= 55550.468(1)y x y y ==+2.475-610.6960.2900.616y x =+= 66660.393(1)y x y y ==+2.475-因为6x ＜f x 精馏段理论板=5N 精。

进料板位置在第6快塔板。

'160.393x x == 1'20.51.380.29013y x '-== 222''2''0.312(1)y x y y ==+2.475- 2'30.41.380.18013y x '-== 333''3''0.225(1)y x y y ==+2.475- 3'40.21.380.98013y x '-== 444''4''0.146(1)y x y y ==+2.475- 4'50.11.380.89013y x '-== 555''5''0.086(1)y x y y ==+2.475- 5'60.11.380.06013y x '-== 555''6''0.045(1)y x y y ==+2.475- 6'70.051.380.013x y '-==555''7''0.021(1)y x y y ==+2.475-<w x 所以提留段理论板=6N 提则全塔总理论板层数T =12N （不包括再沸器）。

3.3.2确定实际板数 （1）全塔效率的计算采用“O connell '的精馏塔效率关联图”将全塔效率T E 关联成m αμ的函数，近似式为 0.254T 0.49()mE u α-=液体平均粘度为 m 1ni i i x u μ==∑（查表得各组分黏度1μ=0.269，2μ=0.277）12(1)0.440.269(10.44)0.2770.321m F F x x μμμ=+-=⨯+-⨯=0.490.519T E u α==-0.254（）精馏段实际板层数59.631051.9%T T N N E ===≈精 提馏段实际板层数6=11.561251.9%T T N N E ==≈提 总实际板层数+=10+12=22p p p N N N =提精 进料板在第11块板3.4 精馏塔的工艺条件及有关物性数据的计算 3.4.1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，其中苯、甲苯的饱和蒸气压由安托尼方程 *Blgp =A-t+C 计算。

苯的安托因方程：*A 1211lgp =6.031-t+220.8甲苯的安托因方程：*B 1345lgp =6.08-t+219.5计算结果如下： 塔顶温度D t ＝81.5℃ 进料板温度F t ＝86.7℃塔底温度w t =98.8℃精馏段平均温度m t =（ 81.5＋86.7）/2 =84.1℃提馏段平均温度m t =（86.7+98.8）/2 =92.75℃ 3.4.2平均摩尔质量计算 塔顶平均摩尔质量计算由D 1x y ==0.949,查平衡曲线得10.89x =,0.8978.11(10.89)92.1379.65L Dm M kg kmol=⨯+-⨯=,0.94978.11(10.949)92.1378.83V Dm M kg kmol =⨯+-⨯= 进料板平均摩尔质量计算由上面理论板的算法，得F y ＝0.653， F x ＝0.44,,0.65378.11(10.653)92.1382.97V F m M kg kmol =⨯+-⨯= ,0.4478.11(10.44)92.1385.96L Fm M kg kmol =⨯+-⨯= 塔底平均摩尔质量计算w 0.035x =由相平衡方程，得w 0.068y =,0.06878.11(10.068)92.1391.18V Wm M kg kmol =⨯+-⨯=,0.03578.11(10.035)92.1391.64L wm M kg kmol =⨯+-⨯= 精馏段平均摩尔质量,78.8382.9780.92V m M kg kmol kg kmol +==,79.6585.9682.812L m M kg kmol kg kmol +==提馏段平均摩尔质量,82.9791.1887.082V m M kg kmol kg kmol +==,85.9691.6488.82L m M kg kmol kg kmol +==3.4.3平均密度计算 ①气相平均密度计算由理想气体状态方程计算，精馏段的平均气相密度即,3,97.780.92.668.314(273.1584.1)m v m v m mP M kg m RT ρ⨯===⨯+提馏段的平均气相密度,'3,105.887.083.038.314(273.1592.75)m v m v m mP M kg m RT ρ⨯===⨯+②液相平均密度计算 液相平均密度依下式计算，即1/i i mw ρρ=∑塔顶液相平均密度的计算 由D t ＝81.5℃查手册得 33815.1,808.7A B kg m kg m ρρ== 塔顶液相的质量分率0.94978.110.940.94978.1192.130.051A ω⨯==⨯+⨯,,10.940.06808.7,814.69L Dm L Dm kg kmol ρρ=+= 进料板液相平均密度的计算 由F t ＝86.7℃，查手册得33804.1,799.0A B kg m kg m ρρ==进料板液相的质量分率0.4478.110.400.4478.1192.130.56A ω⨯==⨯+⨯,,10.40/804.10.6/799.0,801L Fm L Fm kg kmol ρρ=+= 塔底液相平均密度的计算 由w t =98.8℃，查手册得33790.1,787.2A B kg m kg m ρρ== 塔底液相的质量分率0.03578.110.030.03578.1192.130.965A ω⨯==⨯+⨯,,10.03/790.10.97/787.2,787.42L wm L wm kg kmol ρρ=+= 精馏段液相平均密度为,814.69801807.842L m kg kmol ρ+==提馏段液相平均密度为',801787.42794.212L m kg kmol ρ+==3.4.4 液体平均表面张力计算液相平均表面张力依下式计算，即 Lm =i i x σσ∑ 塔顶液相平均表面张力的计算由 D t =81.5℃，查手册得 A =20.89m /N m σ 20.96/B m N m σ=L 0.94920.89(10.949)20.9620.89/Dm mN m σ=⨯+-⨯=进料板液相平均表面张力的计算由F t =86.7℃，查手册得 A 19.89/mN m σ= 20.02/B m N m σ=LFm 0.4419.89(1-0.44)20.02=19.96/mN m σ=⨯+⨯塔底液相平均表面张力的计算由 w t =98.8℃，查手册得 A 18.97/m N m σ= 19.13/B mN m σ=LWm 0.03518.97(1-0.035)19.13=19.12/mN m σ=⨯+⨯精馏段液相平均表面张力为LFm 20.89+19.96=20.43/2mN m σ=提馏段液相平均表面张力为 L F m 19.96+19.12=19.54/2m N m σ= 3.4.5液体平均粘度计算液相平均粘度依下式计算，即 lg lg Lm i i u x u =∑ 塔顶液相平均粘度的计算 由81.5D t =℃，查手册得 0.295Au mpa s = 0.34B u mpa s =lg 0.949lg0.295+-lg =-0.57LDm u =⨯⨯（10.949）0.54解出0.269LDm u mpa s =进料板液相平均粘度的计算由86.7F t =℃，查手册得 0.281A u mpa s = 0.32B u m p a s= l g 0.949l g 0.281+-l g L F m u =⨯⨯（10.949）0.32解出0.282LFm u mpa s =塔底液相平均粘度的计算 由w 98.8t =℃，查手册得 0.238Au mpa s = 0.27B u m p a s= l g 0.949l g 0.238+-l g L w m u =⨯⨯（10.949）0.27解出0.24Lwm u mpa s = 精馏段液相平均粘度为 0.269+0.282=0.2762Lm u mpa s = 提馏段液相平均粘度为 0.282+0.24=0.2692Lm u mpa s =3.4.6气液负荷计算 精馏段：()1(2.2871)32.54106.96/V R D Kmol h =+=+⨯=3106.9680.90.90/36003600 2.66Vm S vm V M V m s ρ⨯⨯===⨯2.2832.5474.19/L RD Kmol h ==⨯=374.1982.810.0021/36003600807.84Lm Lm LM Ls m s ρ⨯===⨯30.002136007.61/h L m h =⨯=提馏段：'(1)106.96/V V q F Kmol h =+-='3106.9687.080.854/36003600 3.03Vm S vm V M V m s ρ⨯⨯===⨯'74.42173.44147.86/L L qF Kmol h =+=+⨯='3147.8688.80.0046/36003600794.21Lm Lm LM Ls m s ρ⨯===⨯'30.0046360016.53/h L m h =⨯=3.5 精馏塔的塔体工艺尺寸计算 (1) 塔径的计算最大空塔气速计算公式：max μ=其中C 由0.220()0.02C C σ=计算 ， 20C 有史密斯关联图查得。

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课程设计--精馏塔分离苯-甲苯混合物

课程设计--精馏塔分离苯-甲苯混合物

课程设计--精馏塔分离苯-甲苯混合物目录摘要 (II)Abstract (III)引言 (1)第一章概述 (1)1.1精馏塔设计任务 (2)1.2精馏塔设计方案的选定 (2)第二章精馏塔设计计算 (3)2.1精馏塔物料衡算 (3)2.2塔板的确定 (4)2.3精馏塔的工艺条件及有关物性数据的计算 (5)2.4精馏塔的塔体工艺尺度计算 (10)第三章塔附属设备选型及计算 (29)3.1接管 (29)3.2塔体总高度 (30)3.3辅助设备 (32)第四章设计结果汇总 (35)设计小结与体会 (37)符号说明 (38)参考文献 (40)摘要化工生产中所处理的物料，中间产物，粗产品几乎都是由若干组分组成的混合物，而且其中大部分都是均相物质，生产中为了满足储存，运输，加工和使用的需求，时常需要将这些混合物分离较纯净或几乎纯态的物质。

精馏是分离液体混合物最常用的一种单元操作, 利用液相混合物中各相分挥发度的不同，使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。

实现原料混合物中各组成分离该过程是同时进行传质传热的过程。

本设计任务为精馏塔分离苯-甲苯混合物。

对于二元混合物的分离，采用连续精馏过程。

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器冷凝，冷凝液在泡点温度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，所以在设计中把操作回流比取最小回流比的1.7倍。

塔釜采用间接蒸汽加热，塔底产品经冷却后送至储罐。

本设计说明书以通过物料衡算，热量衡算，工艺计算，结构设计和校核等一系列工作来设计一个具有可行性的合理的筛板塔以及相关辅助设备的计算。

绘制了精馏塔装配图，精馏工艺流程图。

关键词：筛板塔；苯；甲苯AbstractIn the chemical production processes the material, the intermediary product, the primary product, nearly is the mixture which is composed of certain components, moreover majority is the homogeneous phase material, in the production to satisfy the storage, the transportation, the processing and the use need, often needs these mixture separation for pure or nearly the pure state material.Separation of distillation is the most commonly used liquid mixture of a unit operation, using liquid mixture of all the different points of the volatile, volatile components from liquid to gas transfer, difficult volatile components from gas to liquid transfer. Mixture of raw materials to achieve the various components of the separation process is at the same time heat and mass transfer process.The design task is to separate the benzene - toluene mixture using the distillation tower. For the separation of binary mixtures, we can use a continuous distillation process. In the design, we feed the raw material in the bubble point ,using preheater where the liquid can be heated up to the bubble point and then give it away to the distillation tower. Up top of the tower ,there is a total condenser which can condense the steam. Part of the condensed steam return to the tower in the bubble point, and the rest product is sent to the tank through the total condenser. It is so easy to isolate material system using this system. the minimum return is relatively small, so we take the minimum reflux ratio of 1.7 times of the operating reflux ratio in our design. Tower reacter is heated with indirect steam and the tower bottom product is sent to storage tanks after cooling.The design specification through the material balance, energy balance, technology, structural design and verification and a series of work to design a reasonable possibility of the sieve tower that should use the relation selective evaporation flow，and drawing assemble diagram of distillation tower and PID of distillation.Keywords：Distillation；Sieve tower；Benzene引言化工生产常需进行液体混合物的分离以达到提纯或回收有用组分的目的。

化工原理课程设计-苯甲苯

化工原理课程设计-苯甲苯

化工原理课程设计
设计题目：分离苯—甲苯混合液的浮阀精馏塔
学生姓名：
学号：
班级：
指导老师：
写作时间：
1.
1.1
（1）原料液为苯—甲苯混合液，苯含量为45%（质量分率）。
（2）塔顶苯含量不低于98%（质量分率）。
（3）塔底苯含量不高于2%（质量分率）。
（4）进料温度为35℃。
（5）生产能力：年处理苯—甲苯混合液3.5万吨（开工率330天/年）。
进料
出料
项目Βιβλιοθήκη 摩尔分数流量（kmol/h）
项目
摩尔分数
流量（kmol/h）
进料F
0.491
51.84
塔顶产品D
0.983
25.24
塔底产品W
0.024
26.60
合计
51.84
合计
51.84
3.2
苯—甲苯体系为理想物系，故可以使用图解法计算理论塔板数，具体求解过程如下。
表2给出常压（101.33kPa）下苯—甲苯二元物系的汽—液平衡组成。
表2苯—甲苯二元物系的汽—液平衡组成
苯摩尔分数
温度(℃)
苯摩尔分数
温度(℃)
液相x
气相y
液相x
气相y
0.000
0.000
110.6
0.592
0.789
89.4
0.088
0.212
106.1
0.700
0.853
86.8
0.200
0.370
102.2
0.803
0.914
84.4
0.300
0.500
98.6
q线方程为y=9.57x-2.58。
化工原理课程设计

化工原理课程设计

目录前言 (2)第一章设计方案的选择 (4)1.1 操作条件的确定 (4)1.2 确定设计方案的原则 (4)1.3 工艺流程图及其说明 (6)第二章塔设备的工艺计算 (6)2.1 相平衡的数据 (6)2.2物料衡算 (7)2.3塔板板数的确定 (8)第三章塔板及塔主要设备的工艺尺寸设计 (10)3.1 精馏塔的工艺条件及有关物性数据的计算 (10)3.2气液负荷计算 (13)3.3塔和塔板主要工艺尺寸计算 (14)3.4筛板的流体力学验算 (18)3.5塔板负荷性能图 (19)3.6 塔高的计算 (22)3.7筛板塔的工艺设计计算结果总表 (23)第四章工艺接管及附件 (24)4.1进料管 (24)4.2塔釜出料管 (24)4.3回流管 (25)4.4塔顶蒸汽管 (25)第五章原料预热器的选型设计 (26)5.1初选设计器 (26)5.2核算换热器性能 (27)第六章设计评述及感想 (30)参考文献 (32)前言此次课程设计是对苯-甲苯混合液分离系统进行的专项设计。

苯与甲苯是重要的化工原料，苯与甲苯混合溶液的分离技术一直是一个重要的课题，本设计以优化的理念进行估算设计合算力求达到较高而进行的方案进行的方案设计。

苯、甲苯溶液的分离原理：将苯和甲苯混合液进入原料罐，通过泵进入原料预热器，在原料预热器中加热到泡点温度，然后，原料从进料口进入到精馏塔中。

被加热到泡点温度后，混合体系中既有气相混合物，又有液相混合物，这时候原料混合物就分开了，气相混合物咋精馏塔中上升，而液相混合物在精馏塔中下降。

气相混合物上升到塔顶上方的冷凝器中，部分液态进入到塔顶产品冷却器中，停留一定的时间然后进入苯的储罐，其中的气态部分重新回到精馏塔中。

部分液相混合物从塔底进入到塔底产品冷却器中，部分进入再沸器，在再沸器中被加热到泡点温度重新回到精馏塔。

塔里的混合物不断重复上述过程，同时进料口不断有原料的加入，完成苯与甲苯的分离。

苯-甲苯混合液分离主体采用筛板式精馏塔，精馏装置核心为精馏塔。

化工原理课程设计 苯-甲苯分离精馏塔设计00

化工原理课程设计 苯-甲苯分离精馏塔设计00


塔顶液相平均密度的计算。 由，查液体在不同温度下的密度表得：
进料板液相平均密度的计算。 由，查液体在不同温度下的密度表得：
精馏段的平均密度为： (5)液体平均表面张力的计算 液相平均表面张力依下式计算，即： 塔顶液相平均表面张力的计算。 由，查液体表面张力共线图得：
进料板液相平均表面张力的计算。 由，查液体表面张力共线图得：
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。
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 甲苯的摩尔质量
3.2.2 原料液及塔顶、塔底产品的平均摩尔质量 3.2.3物料衡算
原料处理量
总物料衡算 苯物料衡算 联立解得
第四章 塔板计算
4.1 塔板数的确定
4.1.1理论板数的求取
(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
精馏段平均表面张力为算： 由，查气体黏度共线图得：
精馏段液相平均黏度的计算： 由，查气体黏度共线图得：
精馏段液相平均黏度为：
4.2.2精馏塔的塔体工艺尺寸计算
(1)塔径的计算 精馏段的气、液相体积流率为： 由，式中C由求取，其中由筛板塔汽液负荷因子曲线图查取，图横坐标 为 取板间距，，板上液层高度，则 查筛板塔汽液负荷因子曲线图得 取安全系数为0.7，则空塔气速为： 按标准塔径圆整后为。 塔截面积为： (2)精馏塔有效高度的计算 精馏段有效高度为： 提馏段有效高度为： 在进料板上方开一人孔，其高度为0.8m，故精馏塔的有效高度为：