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1、目录1. 流程和工艺条件的确定和说明 1.2. 操作条件和基础数据 1.2.1. 操作条件 1.2.2. 基础数据 1.3. 精馏塔的物料衡算 1.3.1. 原料液及塔顶、塔顶产品的摩尔分率 2.3.2. 原料液及塔顶、塔底产品的平均摩尔质量 2.3.3. 物料衡算 2.4. 塔板数的确定 3.4.1. 理论塔板层数 NT 的求取 3.4.1.1. 绘 t-x-y 图和 x-y 图 3.4.1.2. 最小回流比及操作回流比的确定 3.4.1.3. 精馏塔气、液相负荷的确定 4.4.1.4. 求操作线方程 4.4.1.5. 图解法求理论板层数 4.4.2. 实际塔板数的求取 错. 误 !未定义书
2、签。5. 精馏塔的工艺条件及有关物性的计算 错误 !未定义书签。5.1. 操作压力计算 错. 误 !未定义书签。5.2. 操作温度计算 错. 误 !未定义书签。6. 设计实验评论 1.1.7. 参考文献 1.2.8. 附图（工艺流程简图、主体设备设计条件图） 12摘要精馏塔作为一种工业生产使用的塔设备，在化工、医药、食品等 行业得到广泛应用。根据精馏原理可知，精馏塔实现精馏操作，必须 同时拥有塔底再沸器和塔顶冷凝器，有时还有配原料液、预热器、回 流液泵等附属设备。本次设计根据实际操作条件，设计苯 -甲苯连续精馏塔，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
3、设计一个筛板式塔将其分离。综合工艺操作方便、经济及安 全等多方面考虑， 本设计采用塔板为碳钢材料， 按照逐板计算求得理 论板数为 11。塔顶使用全凝器，部分回流。精馏段实际板数为 6，提 馏段实际板数为9。全塔塔径为2.0m。通过对塔内物料物性数据的分 析，按照工程实践经验，设计了塔的工艺尺寸，确定了操作点符合操 作要求。最后， 对塔的附属设备进行了设计，主要是接口管径的设计 计算，从而完成了此次设计任务 。关键词 ：苯-甲苯分离；精馏塔；塔板1. 流程和工艺条件的确定和说明本设计任务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
4、加热 至泡点后送入精馏塔内。 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， 其余部分经产品冷凝冷却后送至储罐。 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 2.5 倍。塔釜采用间接蒸汽加热，塔底产品经冷却后送至储罐。2. 操作条件和基础数据2.1. 操作条件塔顶压力 常压4kPa （表压）进料热状态 泡点进料 （ q1)回流比 2.5 倍2.2. 基础数据进料中苯含量（质量分数）50%塔顶苯含量（质量分数）95%塔釜苯含量（质量分数）2%生产能力（吨 /日）100（ 20h/d）3. 精馏塔的物料衡算 苯的摩尔质量 MA 78.11kg / kmol甲
5、苯的摩尔质量 M B92.13kg /kmol3.1.苯的各摩尔分率苯的摩尔质量Ma 78.11kg/kmol甲苯的摩尔质量Mb 92.13kg / kmol原料液含苯的摩尔分率0.5/78.11X 0.5/78.11 0.5/92.13 0.541塔顶含苯的摩尔分率0.95/78.11Xd0.9570.95/78.11 0.05/92.13塔底含苯的摩尔分率0.02/78.11Xw22.35 100.02/78.110.98/92.133.2.原料液及塔顶、底苯的平均摩尔质量原料液平均摩尔质量Mf0.541 78.11(10.541)92.1384.54kg/kmol塔顶液平均摩尔质量Md0
6、.957 78.11(10.957)92.1378.71kg/kmol塔底液平均摩尔质量Mw 0.0235 78.11(1 0.0235) 92.1391.80kg/kmol3.3.物料衡算生产能力：100t/d=5000kg/h进料流量：F500059.14kmol/h84.54总物料衡算:F D W苯物料衡算:xF FxdDxwW联立解得：D32.73kmol / hW26.41kmol /h4. 塔板数的确定4.1. 理论塔板层数Nt的求取苯一甲苯属理想物系，可采用图解法求理论板层数。4.1.1. 绘苯一甲苯溶液的y-x图沸点110.6105.7110298.2595.292.489.8
7、287.328582.6181.280.81气相组成020.837.250.761.971.379.185.791.295.998100液相组成010203040506070809095100苯一一甲苯体系相平衡曲线图X（苯）（图一）4.1.2最小回流比及操作回流比的确定平均相对挥发度，回流比与最小回流比之比为 2.5iin1_D(1 xD)1 021xF1xF操作回流比R 1.02 2.5 2.554.1.3精馏塔气、液相负荷的确定L RD 2.55 32.73 83.46kmol/hV (R 1)D(2.55 1) 32.73116.19kmol/h4.1.4.求操作线方程平衡线方程x5x
8、y1(1)x2 3x精馏段操作方程yn Xn1 虽 0.72Xn 1 0.27 R 1 R 1塔釜气相回流比R (R 1产 XWXd Xf(q1)XdXw4.42XdXf提馏段操作方程R 1Xwyn 1Xn1.23xn 0.005RR4.1.5.求理论板层数1）采用图解法求理论板层数，如图二所示（图二）求解结果为总理论塔板数Nt=11 （包括再沸器）进料板位置NF=5精馏段的理论板数为4提馏段的理论板数为6第11块板为再沸器4.16实际塔板数的求取塔板效率：0.7精馏段实际板层数Nj 4/0.7 6提馏段实际板层数Nt 6/0.7 9实际板数（不含再沸器）N 6 9 155. 精馏塔的塔体工艺
9、尺寸计算5.1. 塔径的计算已知：塔径： 0.5-0.8m 塔板间距： 0.3-0.35m选取塔径： 0.6m 塔板间距： 0.32m5.2. 精馏塔有效高度的计算塔顶：0.81.5m 塔釜：2-2.5m塔顶： 1.0m塔釜： 2.2m精馏段有效高度为Z青叫1)HT6 10.32 1.6m提馏段有效高度为Z提(N提1)Ht9 10.32 2.56m精馏塔总高度Z Z精 Z提 1.0 2.2 7.36m6 精馏塔的工艺条件及有关物性数据的计算6.1 操作压力的计算塔顶操作压力 PD 101.30 4 105.30kpa 每层塔板的压降 P 0.70kpa进料板压力 PF 105.30 0.40
10、6 107.70kpa 塔底压强 PW 105.30 0.40 15 111.30kpa 精馏段平均压强 Pm (105.30 107.70) /2 106.50kpa 提馏段平均压强 Pm (107.30 111.30)/ 2 109.50kpa6.2 操作温度的计算塔顶温度 tD 80oC塔底温度 tW 100oC进料板温度 tF 97.46oC精馏段平均温度 tm (80 97.46) / 2 88.73oC提馏段平均温度 tm (100 97.46) / 2 98.73oC6.3 平均摩尔质量计算(1) 塔顶平均摩尔质量由 xD y1 0.957 ，查图得 x1 0.90 塔顶气相平均
11、分子量MVDm 0.957 78.11 (1 0.957) 92.13 78.71kg / kmol塔顶液相平均分子量M LDm 0.90 78.11 (1 0.90) 92.13 79.51kg / kmol(2) 进料板平均摩尔质量计算由图解理论板，得 yF 0.658, xF 0.451进料板气相平均分子量MVm 0.658 78.11 (1 0.658) 92.13 82.90kg / kmol进料板液相平均分子量M Lm 0.451 78.11 (1 0.451) 92.13 85.81kg / kmol(3) 塔釜平均摩尔质量计算塔釜组成 yW 0.0235, xw 0.0264
12、塔釜气相平均分子量MVwm 0.0235 78.11 (1 0.0235) 92.13 91.80kg / kmol塔釜液相平均分子量M Lwm 0.0264 78.11(1 0.0264) 92.1391.76kg / kmol精馏段气相平均分子量MVm78.71 82.90 /2 80.81kg/kmol精馏段液相平均分子量MLm 79.51 85.81 /2 82.66kg/kmol提馏段气相平均分子量Mvm (82.9091.80)/287.35kg / kmol提馏段液相平均分子量MLm (85.8191.76)/288.79kg/kmol6.4平均密度计算6.4.1. 气相组分密度
13、计算由理想气体状态方程计算 精馏段气相平均密度Vm PmMm106.50 80.812.86kg/m3RTm8.314 88.73 273.15提馏段气相平均密度Vm 込 竺咅竺3.09kg / m3RTm8.31498.73 273.156.4.2液相平均密度计算液相平均密度依下式计算，即i/ i1/ Lm(1) 塔顶液相平均密度的计算有 tD 80oC，得A 815kg/m3, B 810kg / m3LDm3 814.78kg/m3 0.957/815 0.043/810(2)进料板液相平均密度的计算有 tF97.46°C,得A =792kg / m3 B 790kg/m3进料
14、板液相的质量分率0.451 78.11A0.410.451 78.11 0.549 92.131LFm790.82kg /m30.41/ 792 0.59 790(3)塔釜液相平均密度的计算有 tw 100oc，得33A=792.5kg / m B 790.3kg / m0.0264 78.11A 0.020.0264 78.11 0.9736 92.131 3790.34 kg/m30.98 790.3LWm0.02 /792.5精馏段液相平均密度为Lm (814.78 790.82) / 2802.8kg/m3提馏段液相平均密度为Lm (790.34790.82)/2790.58kg/m3
15、7.主要工艺接管尺寸的计算和选取7.1塔顶蒸汽出口管的直径*操作压力为常压时，蒸汽导管中常用流速12-20m/s,蒸汽管的直径为dv=p，其中dv是塔顶蒸气量m2 / s，取Uv 15.00m/ s,则I uvdv =4 425 =0.6m3.14 15故选取接管外径厚度630 20mm 7.2回流管的直径dm塔顶冷凝器械安装在塔顶平台时，回流液靠重力自流入塔内，流速Ur 可取 0.2-0.5m/s取Ur 0.3m/s，则dR4 °011=0.02m3.14 0.3故选取接管外径厚度25 2mm 7.3进料管的直径dF采用高位槽送料入塔，料液速度可取为uF 0.4 0.8m/s，取料
16、液速度 uF 0.5m/ s则dF=4 °.014=0.伽3.14 0.5故选取接管外径 厚度219 14mm 7.4塔底出料管的直径dw一般可选取塔底出料管的料液流速为Uw 0.5 1.5m/s，循环式再沸器取 1.0 1.5m/s本设计实验取塔底出料管的料液流速为dw= 4Lw=_ 4 0.010 =0.12mY Uw V3.14 0.8故选取接管外径 厚度133 5.5mm塔顶蒸汽出口管的直径dv回流管的直径dm进料管的直径dF塔底出料管的直径dw630 20mm25 2mm219 14mm133 5.5mm8.设计实验评论苯是由煤干馏、石油催化裂解、催化重整得到，常含有芳香族
17、同 系物、噻吩及饱和烃等，常采取精馏的方法分离提纯苯。苯为无色透 明液体，有芳香族特有的气味，难用于水。苯的危险特性属第3.2类中闪点易燃液体。苯的蒸气对人有强烈的毒性，急性中毒时出现酒醉 状态、晕眩、瞳孔放大、网膜出血、皮肤苍白、体温和血压下降、脉 搏微弱，终因呼吸麻痹、痉挛而死亡。工业上常用作合成燃料、医药、 农药、照相胶片以及石油化工制品的原料，清漆、硝基纤维的稀释剂、 脱漆剂、树脂、人造革等溶剂。本设计进行苯和甲苯的分离，采用直径为 2m的精馏塔，选取效 率较高、塔板结构简单、加工方便的单溢流方式，并采用了弓形降液 盘。该设计的优点： 1操用、调节、检修方便； 2制造安装较容易；3处理能力大，效率较高，压强较低，从而降低了操作费用；4.操作弹性较大。该设计的缺点：设备的计算及选型都有较大的误差存在， 从而选取的操作点的不 是在最好的范围内，影响了设计的优良性。9. 参考文献1 程能林.溶剂手册 .北京：化学工业出版社， 20022 刘光启等 .化工物性算图手册 , 20023 杨祖荣.化工原理 .北京：化学工业出版社， 200920024 贾邵义 柴诚敬 .化工原理课程设计 .天津：天津大学出版社，10. 附图（工艺流程简图、主体设备设计条件图）