化工原理课程设计苯-甲苯板式分离

13生物工程专业版式精馏塔设计任务书1309030202苯含量36%(质量)产品苯含量不低于96%釜液中苯含量不高于4%每小时处理5.5吨塔顶压强4.5kpa进料热状态30℃加热蒸汽600kpa（表压）回流比自选单板压降>0.7kpa湘潭年平均水温20℃第一部分概述一、设计题目：苯-甲苯连续精馏塔设计二、设计任务：试设计分离苯-甲苯混合物的筛板精馏塔。

已知原料液的处理量为5500kg/h，组成为0.36（苯的质量分数），要求塔顶馏出液的组成为0.96，塔底釜液的组成为0.04。

三、设计条件四、工艺流程图原料液由高位槽经过预热器预热后进入精馏塔内。

操作时连续的从再沸器中取出部分液体作为塔底产品（釜残液）再沸器中原料液部分汽化，产生上升蒸汽，依次通过各层塔板。

塔顶蒸汽进入冷凝器中全部冷凝或部分冷凝，然后进入贮槽再经过冷却器冷却。

并将冷凝液借助重力作用送回塔顶作为回流液体，其余部分经过冷凝器后被送出作为塔顶产品。

为了使精馏塔连续的稳定的进行，流程中还要考虑设置原料槽。

产品槽和相应的泵,有时还要设置高位槽。

且在适当位置设置必要的仪表（流量计、温度计和压力表）。

以测量物流的各项参数。

操作压力进料热状况回流比单板压降4.5kPa（塔顶表压）自选自选 0.7kPa第二部分 工艺设计计算一、 设计方案的确定本设计任务书为分离苯-甲苯混合物。

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入精馏塔内，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2倍。

二、精馏塔的物料衡算1.原料液及塔顶、塔底产品的摩尔分数 苯的摩尔质量 A M =78.11Kg/mol 甲苯的摩尔质量 B M =92.14Kg/molF X =14.92/66.011.78/63.011.78/63.0+=0.3915D X =14.92/40.011.78/69.011.78/69.0+=0.9662W X =14.92/69.011.78/40.011.78/40.0+=0.0469 2.原料液及塔顶、塔底产品的平均摩尔质量F M =0.3915⨯78.11+(1-0.3915)⨯92.14=86.647Kg/molD M =0.9662⨯78.11+(1-0.9662)⨯92.14=78.584Kg/mol W M =0.0469⨯78.11+(1-0.0469)⨯92.14=91.481Kg/mol 3.物料衡算原料处理量F =.647865500=63.476Kmol/h总物料衡算 63.476=D+W苯物料衡算 63.476⨯0.3915=0.9662⨯D+0.0338⨯W联立解得 D=24.351Kg/mol ，W=39.125Kg/mol三、塔板数的确定 1.理论板层数T N 的求取苯-甲苯属理论物系，可采用图解法求理论板层数。

y1.0 1 3 4 5 f 6 7q 线8 e(0.42,0.42)910 1.0 0 x②求最小回流比及操作回流比采用作图法求最小回流比。

在图中对角线上，自点e （0.42，0.42）做垂线，ef 即为 进料线（q 线），该线与平衡线的交点坐标为： q y =0.642 q x =0.420 故最小回流比为：min R =.29413915.0642.0642.06629.0=--=--q q q d x y y x取操作回流比为： 2.5881.29422min =⨯==R R③求精馏塔的气、液相负荷 62.82324.352.58=⨯=⨯=D R LKmol/h87.1724.35)12.58()1(=⨯+=⨯+=D R V Kmol/h 126.2863.4862.8'=+=+=F L L Kmol/h 87.1'==V V Kmol/h ④求操作线方程 精馏段操作线方程 0.2790.726629.087.124.3587.162.80+=⨯+=+=x x x V D x V L y提馏段操作线方程0.4491.4484690.087.139.12587.1126.2'''''''-=⨯-=-=x x x VW x V L y w ⑤图解法求理论板层数采用图解法求理论板层数，求解结果为：总理论板层数()包括再沸器13N T =，进料板位置6N F = 2.实际板层数的求取精馏段实际板层数：10.692.505≈==精N 提馏段实际板层数：14.5132.507≈==提N四、精馏塔的工艺条件及有关物性数据的计算以精馏段为例进行计算。

1.操作压力计算塔顶操作压力 8.105.543.101=+=D p kPa 每层塔板压降 7.0=∆p kPa进料板压力 8.112107.08.105=⨯+=F p kPa 提馏段平均压力 9.3102/)8.1128.105(=+=m p kPa2.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、甲苯的饱和蒸汽压由安托尼方程计算，计算过程略。

计算结果如下:塔顶温度C D ︒=1.82T 进料板温度C F ︒=5.99T 3.平均摩尔质量计算⑴塔顶摩尔质量计算：由查平均曲线，得,669.01==y x D 926.01=x kmol kg M VDm /78.4913.92)669.01(11.78669.0=⨯-+⨯=kmol kg M LDm /15.7913.92)926.01(11.78926.0'=⨯-+⨯=⑵进料板平均摩尔质量计算 由图解理论板，得 612.0=F y 查平衡曲线，得 395.0=F xkm ol /kg 5.5833.19212.60111.78612.0=⨯-+⨯=）（VFm M km ol /kg 59.8613.92)395.01(11.78395.0=⨯-+⨯=LFm M⑶提馏段平均摩尔质量kmol /81.05kg 2/)55.8348.78(=+=Vm M km ol /kg 87.822/)59.8615.79(=+=Lm M 4.平均密度计算⑴气相平均密度计算由理想气体状态方程计算，即295.3)15.27395.91(314.851.085.109Vm =+⨯⨯=⨯=m Vm m RT M p ρ3m /kg⑵液相平均密度计算液相平均密度依下式计算：i i Lma ρρ/1∑=①塔顶液相平均密度计算：由C D ︒=1.82T ，查手册得 33m /kg 9.807m /kg 7.812==B A ρρ，3m /kg 6.8129.807/2.007.812/98.01=+=LDm ρ②进料板液相平均密度计算由C F ︒=5.99T ，查手册得 33m /kg 8.790m /kg 1.793==B A ρρ，进料板液相的质量分数计算3m /kg 6.7918.790/644.01.793/356.01356.013.92605.011.78395.011.78395.0=+==⨯+⨯⨯=LFmA a ρ③精馏段液相平均密度为 3m /kg 1.8022/)6.7916.812(=+=Lm ρ5.液相平均表面张力计算液相平均表面张力依下式计算，即 i i Lm x σσ⨯∑= ⑴塔顶液相平均表面张力计算由C D ︒=1.82T ，查手册得 m /m N 24..21m /m N 24.21==B A σσ， m /m N 24.2124.21017.024.21983.0=⨯+⨯=LDm σ ⑵进料板液相平均表面张力计算由C F ︒=5.99T ，查手册得 m /m N 00.20m /m N 90.18==B A σσ， m /m N 57.1900.20605.090.18395.0=⨯+⨯=LFm σ精馏段液相平均表面张力为：m /m N 41.202/)57.1924.21(=+=Lm σ 6.液相平均粘度计算液相平均粘度依下式计算：i i Lm x μμlg lg ∑= ⑴塔顶液相平均粘度计算由C D ︒=1.82T ，查手册得 s m Pa 306.0s m Pa 302.0•=•=B A μμ， lg(0.306)0.017lg(0.302)983.0lg LDm ⨯+⨯=μ 解得 s m Pa 302.0LDm •=μ ⑵进料板液相平均粘度计算由C F ︒=5.99T ，查手册得 s m Pa 265.0s m Pa 256.0•=•=B A μμ，)265.0(lg 605.0)256.0(lg 395.0lg ⨯+⨯=LFm μ 解得 s m Pa 261.0LFm •=μ精馏段液相平均粘度为 s m Pa 282.02/)261.0302.0(•=+=Lm μ五、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： s /0.061m 59.236005.1852.793600V 3s =⨯⨯==Vm Vm VM ρs /m 0017.01.802360081.8203.6036003=⨯⨯==Lm Lm s LM L ρ由VVL Cu ρρρ-=max ， 0460.0)91.21.802(3600614.036000017.0)(2/12/1=⨯⨯⨯=⨯V L h h V L ρρ 取板间距m 06.0,40.0==L T h H 板上液层高度，则 m 34.006.04.0=-=-L L h H 查图得20C =0.0700703.0)2041.20(07.0)20(2.02.020=⨯===LC C σ s /m 165.191.291.21.8020703.0max =-⨯=u按标准塔径圆整后为 .0m 1D = 塔截面积为 22T m 785.00.14A =⨯=π实际空塔气速为 s /m 782.0785.0614.0===T s A V u 2.精馏塔的有效高度的计算精馏段有效高度为 6.34.0)110(H )1(Z T =⨯-=-=精精N 提馏段有效高度为 2.54.0)114()1(Z =⨯-=-=T H N 提提 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 m 6.98.02.5.63.80Z Z Z =++=++=提精 六、塔板主要工艺尺寸的计算1.溢流装置计算筛板式塔的溢流装置包括溢流堰，降液管和受液盘等几部分。

其尺寸和结构对塔的性能有着重要影响。

根据经验并结合其他影响因素，当因D=1.0m,可选用单溢流弓形降液管，不设进口堰，采用凹形受液盘。

各项计算如下：⑴堰长w l取m 66.00.166.066.0=⨯==D l w ⑵溢流堰高度w h由ow l w h h h -=，选用平直堰，堰上液层高度3/2)(100084.2wh ow l LE h = 近似取E=1，则m 013.0)66.036000017.0(1100084.23/2=⨯⨯⨯=ow h 取板上清液层高度 m 047.0013.006.0=-=w h ⑶弓形降液管宽度d W 和截面积f A 由0136.0，0762.0，查图，得66.0===DWA A D l d T f w故m136.00.1136.0136.0m 0598.0785.00762.00762.02=⨯===⨯==D W A A d T f依式验算液体在降液管中停留时间，即 5s s 07.1436000017.040.00598.036003600>=⨯⨯⨯==hTf L H A θ故降液管设计合理。