苯-甲苯分离过程浮阀板式精馏塔设计
苯_甲苯连续板式精馏塔的设计方案
苯-甲苯连续板式精馏塔的设计方案1.1精馏塔精馏塔是一圆形筒体，塔装有多层塔板或填料，塔中部适宜位置设有进料板。
两相在塔板上相互接触时，液相被加热，液相中易挥发组分向气相中转移；气相被部分冷凝，气相中难挥发组分向液相中转移，从而使混合物中的组分得到高程度的分离。
简单精馏中，只有一股进料，进料位置将塔分为精馏段和提馏段，而在塔顶和塔底分别引出一股产品。
精馏塔，气、液两相的温度和压力自上而下逐渐增加，塔顶最低，塔底最高本设计为筛板塔，筛板的突出优点是结构简单、造价低、塔板阻力小且效率高。
但易漏液，易堵塞。
然而经长期研究发现其尚能满足生产要求，目前应用较为广泛。
1.2再沸器作用：用以将塔底液体部分汽化后送回精馏塔，使塔气液两相间的接触传质得以进行。
本设计采用立式热虹吸式再沸器，它是一垂直放置的管壳式换热器。
液体在自下而上通过换热器管程时部分汽化，由在壳程的载热体供热。
立式热虹吸特点：▲循环推动力：釜液和换热器传热管气液混合物的密度差。
▲结构紧凑、占地面积小、传热系数高。
▲壳程不能机械清洗，不适宜高粘度、或脏的传热介质。
▲塔釜提供气液分离空间和缓冲区。
1.3冷凝器以将塔顶蒸气冷凝成液体，部分冷凝液作塔顶产品，其余作回流液返回塔顶，使塔气液两相间的接触传质得以进行，最常用的冷凝器是管壳式换热器。
1.4精馏设计方案的制定及说明1.5基础数据的搜集表1 苯和甲苯的物理性质L表8常压下苯——甲苯的气液平衡数据2.工艺计算2.1生产要求:原料液组成：苯34.5%（wt%）。
产品中：苯含量98.5% 残夜中：苯含量1%2.2塔的物料衡算：料液及塔顶.塔底产品含苯摩尔分数:011.013.92/9911.111.781987.013.925.111.785.9811.785.98383.013.925.6511.785.3411.785.34=+==+==+=w D f x x x平均摩尔质量:Mf=0.383⨯78.11+(1-0.383)⨯92.13=86.767kg/mol Md=0.987⨯78.11+(1-0.987)⨯92.13=78.29kg/mol Mw=0.011⨯78.11+(1-0.011) ⨯92.13=91.98kg/mol 物料衡算:总物料衡算 : D+W=F易挥发组分物料衡算 : D ×Xd+W ×Xw=F ×XfF=33.3*1038.03386.767=kmol/h D=14.497kmol/h W=23.536kmol/h设计成泡点进料后: min 0.6080.9871.680.3830.608F D F F y x R x y --===-- (查得Xf=0.383时Yf=0.608)2.3理论板层数NT 的求取min R =1.68由逐板计算法借助EXCEL 算出各个回流比下理论塔板数：y=0.686x+0.310 1.5100.00561 y'=1.510x-0.00561 y=0.702x+0.294 1.484 0.00533 y'=1.484x-0.00533 y=0.716x+0.280 1.461 0.00507 y'=1.461x-0.00507 y=0.729x+0.267 1.440 0.00484 y'=1.440x-0.00484 y=0.759x+0.238 1.392 0.00431 y'=1.392x-0.00431 y=0.751x+0.245 1.403 0.00444 y'=1.403x-0.00444 y=0.761x+0.235 1.387 0.00426 y'=1.387x-0.00426 y=0.771x+0.2261.372 0.00410 y'=1.372x-0.00410相平衡方程为: 2.47 1.47nn ny x y =-R NTR NT*(R+1) 1.2Rmin 21 2.016 63.3360 1.3Rmin 21 2.184 66.8640 1.4Rmin 19 2.352 63.6880 1.5Rmin 18 2.520 63.3600 1.6Rmin 17 2.688 62.6960 1.7Rmin 16 3.142 66.2656 1.8Rmin 16 3.024 64.3840 1.9Rmin 16 3.192 67.0720 2.0Rmin 16 3.360 69.7600图1 最优回流比的选择由图可得最优回流比R=1.6Rmin=2.688 由图得NT ＝17（包括再沸器）。
#分离苯-甲苯筛板式精馏塔设计
食品工程原理课程设计说明书筛板式精馏塔设计目录第一部分概述一、设计题目 (3)二、设计任务 (3)三、设计条件 (3)四、工艺流程图 (3)第二部分工艺设计计算一、设计方案的确定 (4)二、精馏塔的物料衡算 (4)1.原料液及塔顶、塔底产品的摩尔分数 (4)2.原料液及塔顶、塔底产品的平均摩尔质量 (4)3.物料衡算原料处理量 (4)三、塔板数的确定 (4)N的求取 (4)1.理论板层数T2.实际板层数的求取 (6)四、精馏塔的工艺条件及有关物性数据的计算 (6)1.操作压力计算 (6)2.操作温度计算 (6)3.平均摩尔质量计算 (6)⑴塔顶摩尔质量计算 (6)⑵进料板平均摩尔质量计算 (6)⑶提馏段平均摩尔质量 (7)4.平均密度计算 (7)⑴气相平均密度计算 (7)⑵液相平均密度计算 (7)5.液相平均表面张力计算 (7)⑴塔顶液相平均表面张力计算 (7)⑵进料板液相平均表面张力计算 (7)6.液相平均粘度计算 (8)⑴塔顶液相平均粘度计算 (8)⑵进料板液相平均粘度计算 (8)五、精馏塔的塔体工艺尺寸计算 (8)1.塔径的计算 (8)2.精馏塔有效高度计算 (9)六、塔板主要工艺尺寸的计算 (9)1.溢流装置计算 (9)⑴堰长W l (9)⑵溢流堰高度W h (9)⑶弓形降液管宽度d W 和截面积f A (9)2.塔板布置 (9)⑴塔板的分块 (9)⑵边缘区宽度确定 (9)⑶ 开孔区面积计算 (9)⑷筛孔计算及其排列 (10)七、筛板的流体力学验算 (11)1.塔板压降 (11)⑴干板阻力c h 计算 (11)⑵气体通过液层的阻力L h 计算 (11)⑶液体表面张力的阻力 h 计算 (11)2.液面落差 (12)3.液沫夹带 (12)4.漏液 (12)5.液泛 (12)八、塔板负荷性能图 (13)1.漏液线 (13)2.液沫夹带线 (13)3.液相负荷下限线 (14)4.液相负荷上限线 (14)5.液泛线 (14)九、设计一览表 (16)十、参考文献 (17)第一部分 概述一、设计题目：筛板式精馏塔设计二、设计任务：试设计分离苯-甲苯混合物的筛板精馏塔。
苯-甲苯浮阀塔精馏课程设计
浮阀精馏塔工艺设计任务书1．工艺要求和数据（1）料液为苯—甲苯混合液（常温)，含苯55%（质量分数）（2）X D=98.5 % X W=1.5%（摩尔分数）（3）进料量：4000kg/h2．设计条件（1）连续常压操作、中间加料、泡点回流（2）泡点进料（3）设塔顶冷凝用水进口温度为20℃（4）全塔热损失为塔釜热负荷的7％3．设计内容（1）精馏流程设计及论证（2）工艺计算（3）塔盘设计（精馏段、提馏段各选一块）（4）精馏段、提馏段流体力学条件校核（5）主要辅助设备的选型（再沸器、冷凝器）（6）控制系统、节能措施、工艺调整、故障处理、废液处理的方案4．设计成果（1）设计说明书（含评价和体会）（2）设计图纸（画在设计说明书中：流程图、t-x-y图、作图法求理论塔板数、负荷性能图2张）、（画在图纸上：塔盘布置图1张、浮阀塔工艺条件图1张）目录第一章设计方案的选择和论证 (5)1、设计流程 (5)2、设计要求 (6)3、设计思路 (6)4、相关符号说明 (7)第二章塔的工艺计算 (9)1、基础物性数据 (9)2、塔的工艺计算 (10)3、逐板计算法求理论板数计算 (11)4、精馏塔的工艺条件及有关物性数据的计算 (12)5、精馏塔的工艺尺寸的计算 (16)6、塔板流体力学校核 (23)7、塔板负荷性能图 (27)8、设计结果一览表 (31)9、辅助设备的选型 (33)10、塔附件设计计算 (34)第三章设计过程的评述和讨论 (39)1、回流比的选择 (39)2、塔高和塔径 (40)3、进料状况的影响 (40)4、热量衡算和节能 (40)5、精馏塔的操作和调节 (41)第一章设计方案的选择和论证1、设计流程泡点进料，将原料液通过预热器加热至泡点后送入精馏塔内。
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器冷却后送至储罐。
塔釜采用间接蒸汽加热，塔底产品经冷却后送至储罐。
2、设计要求生产能力大， 效率高，流体阻力小 ，有一定的操作弹性， 结构简单，造价低，安装检修方便。
精馏塔课程设计--苯-甲苯板式精馏塔的工艺设计
第一章绪论1.1精馏的特点与分类精馏是分离液体混合物的典型单元操作。
它是通过加热造成气液两相物系，利利用物系中各组分挥发度的不同的特性来实现分离的。
按精馏方式分为简单精馏、平衡精馏、精馏和特殊精馏。
1.1.1蒸馏分离具有以下特点（1）通过蒸馏分离，可以直接获得所需要的产品。
（2）适用范围广，可分离液态、气态或固态混合物。
（3）蒸馏过程适用于各种浓度混合物的分离。
（4）蒸馏操作耗能较大，节能是个值得重视的问题。
1.1.2平衡蒸馏将混合液在压力p1下加热，然后通过减压阀使压力降低至p2后进入分离器。
过热液体混合物在分离器中部分汽化，将平衡的气、液两相分别从分离器的顶部、底部引出，即实现了混合液的初步分离。
1.1.3简单蒸馏原料液在蒸馏釜中通过间接加热使之部分汽化，产生的蒸气进入冷凝器中冷凝，冷凝液作为馏出液产品排入接受器中。
在一批操作中，馏出液可分段收集，以得到不同组成的馏出液。
1.1.4连续精馏操作流程化工生产以连续精馏为主。
操作时，原料液连续地加入精馏塔内，连续地从再沸器取出部分液体作为塔底产品（称为釜残液）；部分液体被汽化，产生上升蒸气，依次通过各层塔板。
塔顶蒸气进入冷凝器被全部冷凝，将部分冷凝液用泵（或借重力作用）送回塔顶作为回流液体，其余部分作为塔顶产品（称为馏出液）采出。
1－精馏塔 2－全凝器3－储槽 4－冷却器5－回流液泵 6－再沸器 7－原料液预热器图1连续精馏装置示意图1.2精馏塔的踏板分类1.2.1塔板的结构形式1.泡罩塔板泡罩塔板是工业上应用最早的塔板，它由升气管与泡罩构成。
泡罩安装在升气管的顶部，分圆形和条形两种，以前者使用较广。
泡罩有φ80mm、φ100mm和φ150mm三种尺寸，可根据塔径大小选择。
泡罩下部周边开有很多齿缝，齿缝一般为三角形、矩形或梯形。
泡罩在塔板上为正三角形排列。
它的优点是操作弹性适中塔板不易堵塞。
缺点是生产能力与板效率较低结构复杂、造价高。
图2泡罩塔板（a)操作示意图 (b)塔板平面图 (c)圆形泡罩2.筛孔塔板筛孔塔板简称筛板，其结构特点是在塔板上开有许多均匀小孔，孔径一般为3～8mm。
分离苯与甲苯精馏塔设计
W = 25.58kmol / h
式中 F------原料液流量 D------塔顶产品量 W------塔底产品量
1.2 理论塔板的计算
（1）由手册查得苯一甲苯物系的气液平衡数据 表 1 苯与甲苯汽液平衡数据
温度℃ 液相 x 气相 y
110.6 0 0
106.1 0.088 0.212
102.2 0.2 0.37
一、流程图的选择
图 1 工艺流程图 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 1.5 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。
四、设计要求
1
1、设计程序简练清楚，结果准确并有汇总表。 2、计算公式、图表正确并注明来源，符号和单位要统一。 五、设计时间：二周 注意事项： 1、写出详细计算步骤，并注明选用数据的来源； 2、每项设计结束后，列出计算结果明细表 3、图、表分别按顺序编号 4、按规定的时间进行设计，并按时完成任务
2
3
二、塔板的工艺设计
1.1 精馏塔全塔物料衡算
年处理量为 26000t
查ቤተ መጻሕፍቲ ባይዱ据得
26000000 ms = 300× 24 = 3611.11 ≈ 3620kg / h
M A = 78.11kg / kmol
M B = 92.13kg / kmol (1)原料液及塔顶、塔底产品的摩尔分率
则由公式
分离苯-甲苯混合液的浮阀板式精馏塔工艺设计
分离苯-甲苯混合液的浮阀板式精馏塔工艺设计化工原理及化工机械基础课程设计分离苯-甲苯混合液的浮阀板式精馏塔工艺设计中文摘要：目前用于气液分离的传质设备主要采用板式塔，对于二元混合物的分离，应采用连续精馏过程。
浮阀塔在操作弹性、塔板效率、压降、生产能力以及设备造价等方面都比较优越。
其主要特点是在塔板的开孔上装有可浮动的浮阀，气流从浮阀周边以稳定的速度水平进入塔板上液层进行两相接触，浮阀可根据气体流量的大小上下浮动，自行调节。
其中精馏塔的工艺设计计算包括塔高、塔径、塔板各部分尺寸的设计计算，塔板的布置，塔板流体力学性能的校核及绘出塔板的性能负荷图。
关键词：气液传质分离精馏浮阀塔Abstract:Currently，the main transferring equipment that used for gas-liquid separation is tray column. For the separation of binary, we should use a continuous process. The advantages of the float value tower lie in the flexibility of operation, efficiency of the operation, pressure drop, producing capacity, and equipment costs. Its main feature is that there is a floating valve on the hole of the plate, then the air can come into the tray plate at a steady rate and make contract with the level of liquid, so that the flow valve can fluctuate and control itself according to the size of the air. The calculations of the distillation designing include the calculation of the tower height, the tower diameter, the size of various parts of the tray and the arrangement of the tray, and the check of the hydrodynamics performance of the tray. And then draw the dray load map.目录第一章前言 (3)1.1 精馏及精馏流程 (3)1.2 精馏的分类 (3)1.3 精馏操作的特点 (4)1.4 塔板的类型与选择 (4)1.5 相关符号说明 (5)1.6 相关物性参数 (6)第二章设计任务书 (7)第三章设计内容.............................................................................................................. ..83.1 设计方案的确定及工艺流程的说明 (8)3.2 全塔的物料衡算 (8)3.2.1 料液及塔顶底产品含苯的摩尔分率 (8)3.2.2 平均摩尔质量 (8)3.2.3 料液及塔顶底产品的摩尔流率........................................................ .93.3 塔板数的确定 (9)3.3.1 平衡曲线的绘制....................... . (9)3.3.2 操作回流比的确 (10)3.3.3 理论塔板数的确定 (11)3.4 塔的精馏段操作工艺条件及计算 (13) (13)3.4.1 平均压强Pm. (13)3.4.2 平均温度Pm.3.4.3 平均分子量M (13)m (14)3.4.4 液体的平均粘度μL,m3.4.5 液体的平均密度ρ (15)3.5 精馏塔的塔体工艺尺寸计算 (16)3.5.1 塔径的计算 (16)3.5.2精馏塔有效高度的计算 (17)3.6 塔板工艺结构尺寸的设计与计算 (17)3.6.1溢流装置计算 (17)3.6.2塔板布置 (18)3.7 浮阀的布置 (19)3.7.1 阀孔速度 (19)3.7.2 开孔率 (19)3.7.3 阀孔总面积 (20)3.7.4 浮阀总数 (20)3.7.5 塔板上布置浮阀的有效操作面积 (20)3.7.6 浮阀的排列 (20)3.8 筛板的流体力学验算 (21)3.8.1塔板压降 (21)3.8.2 液面落差和液沫夹带 (22)3.8.3 漏液 (22)3.8.4 液泛 (22)3.9 塔板负荷性能图 (23)3.9.1漏液线 (23)3.9.2 液沫夹带线 (23)3.9.3 液相负荷下限线 (24)3.9.4 液相负荷上限线 (24)3.9.5液泛线 (24)第四章附属设备的选型及计算 (27)4.1 塔体总高度 (27) (27)4.2 塔顶空间HD4.3 人孔数目 (27)4.4 塔底空间H (27)B4.5 裙座的选型 (29)第五章相关机械设备的强度校核 (29)5.1 设计条件 (29)5.2塔壳和封头厚度的计算 (30)5.3塔设备质量载荷计算 (30)5.4风载荷与风弯矩计算 (32)5.5地震弯矩计算 (34)5.6偏心弯矩计算 (35)5.7各种载荷引起的轴向应力 (35)5.8塔体和裙座危险截面的强度与稳定校核 (37)5.9塔体水压试验和吊装时的应力校核 (39)5.10基础环的设计 (40)5.11地脚螺栓计算 (41)第六章设计过程的评述和讨论 (42)附：1.设计筛板结果汇总表 (44)2.精馏工艺流程图 (45)3. 参考文献 (46)4.课程设计心得 (46)第一章前言1.1 精馏及精馏流程精馏是多级分离过程，即同时进行多次部分汽化和部分冷凝的过程。
苯-甲苯体系板式精馏塔设计
资料范本本资料为word版本，可以直接编辑和打印，感谢您的下载苯-甲苯体系板式精馏塔设计地点：__________________时间：__________________说明：本资料适用于约定双方经过谈判，协商而共同承认，共同遵守的责任与义务，仅供参考，文档可直接下载或修改，不需要的部分可直接删除，使用时请详细阅读内容化工原理课程设计设计题目:苯-甲苯体系板式精馏塔设计化工原理课程设计任务书设计任务分离含苯 35% ，甲苯65%的二元均相混合液，要求所得单体溶液的浓度不低于97% 。
（以上均为质量分率）物料处理量： 20000吨/年。
（按300天/年计）物料温度为常温（可按20℃计）。
设计内容设计一常压下连续操作的板式精镏塔，设计内容应包含：方案选择与流程设计；工艺计算（物料、热量衡算，操作方式与条件确定等），主要设备的工艺尺寸计算（塔高、塔径）；主体设备设计，塔板选型与布置，流体力学性能校核，操作负荷性能图，附属设备选型；绘制工艺流程示意图、塔体结构示意图、塔板布置图；（设计图纸可手工绘制或CAD绘图）计算机辅助计算要求物性计算①编制计算二元理想混合物在任意温度下热容的通用程序；②编制计算二元理想混合物在沸腾时的汽化潜热的通用程序。
气液相平衡计算①编制计算二元理想混合物在任意温度下泡点、露点的通用程序；②编制计算二元理想混合物在给定温度、任意组成下气液分率及组成的通用程序。
精馏塔计算①编制计算分离二元理想混合液最小回流比的通用程序；②编制分离二元理想混合液精馏塔理论塔板逐板计算的通用程序。
采用上述程序对设计题目进行计算报告要求设计结束，每人需提交设计说明书（报告）一份，说明书格式应符合毕业论文撰写规范，其内容应包括：设计任务书、前言、章节内容，对所编程序应提供计算模型、程序框图、计算示例以及文字说明，必要时可附程序清单；说明书中各种表格一律采用三线表，若需图线一律采用坐标纸（或计算机）绘制；引用数据与计算公式须注明出处（加引文号），并附参考文献表。
苯_甲苯浮阀式精馏塔的设计说明
化工原理课程设计任务书一 设计题目：苯-甲苯连续浮阀式精馏塔的设计 二 任务要求设计一连续浮阀式精馏塔以分离苯和甲苯， 具体工艺参数如下：原料加料量 F=75kmol/h 进料组成 xf=0.41 馏出液组成 965.0=D x 釜液组成 035.0=W x 塔顶压力 k P a P 325.101=单板压降 0.7kPa ≤ 进料状态 965.0=q2 工艺操作条件：常压精馏，塔顶全凝器，塔底间接加热，泡点回流。
三 主要设计内容1、设计方案的选择及流程说明2、工艺计算3、主要设备工艺尺寸设计 （1）塔径及塔板结构尺寸的确定 （2）塔板的流体力学校核 （3）塔板的负荷性能图 （4）总塔高4、辅助设备选型与计算设计结果汇总5、工艺流程图及精馏塔设备条件图目录任务书 (1)目录 (Ⅱ)摘要 (1)第1 章绪论 (2)1.1 设计流程 (2)1.2 设计思路 (2)第2 章精馏塔的工艺设计 (4)2.1 产品浓度的计算 (4)2.2 最小回流比的计算和适宜回流比的确定 (5)2.3 物料衡算 (6)2.4 精馏段和提馏段操作线方程 (7)2.5 逐板法确定理论板数及进料位置（编程） (7)2.6 全塔效率、实际板数及实际加料位置 (8)第3 章精馏塔主要工艺尺寸的设计计算 (8)3.1 物性数据计算 (8)3.2 精馏塔主要工艺尺寸的计算 (11)3.3 塔板主要工艺尺寸的计算 (13)3.4 塔板流体力学校核 (17)3.5 塔板符合性能图 (20)第4 章热量衡算 (24)4.1 热量衡算示意图 (24)4.2 热量衡算 (24)第5 章塔附属设备的计算 (29)5.1 筒体与封头 (29)5.2 除沫器 (29)5.3 裙座 (29)5.4 塔总体高度的设计 (30)5.5 换热器（进料预热器或产品冷却器）的设计计算 (30)5.6 进料管的设计 (32)5.7 泵的选型 (32)5.8 贮罐的计算 (33)第6 章结论 (35)6.1 结论 (35)6.2 主要数据结果总汇 (35)结束语 (36)参考文献 (31)附录1主要符号说明 (38)附录2 程序框图 (41)附录3 精馏塔工艺条件图 (43)附录4 生产工艺流程图 (44)教师评语.................................................................................................................... 错误！未定义书签。
苯-甲苯分离精馏塔设计
摘要在化工生产中，精馏是最常用的单元操作,，是分离均相液体混合物的最有效方法之一。
塔设备一般分为级间接触式和连续接触式两大类。
前者的代表是板式塔，后者的代表则为填料塔。
70年代初能源危机的出现，突出了节能问题。
随着石油化工的发展，填料塔日益受到人们的重视，此后的20多年间，填料塔技术有了长足的进步，涌现出不少高效填料与新型塔。
苯和甲苯的分离对于工业生产具有重要的意义。
关键词：苯甲苯精馏塔第一章文献综述1.1苯1.1.1苯的来源工业上大量的苯主要由重整汽油及裂解汽油生产，甲苯歧化、烷基苯脱烷基等过程也是苯重要的工业来源，由煤焦化副产提供的苯占的比例已经很小。
不同国家和地区的苯供应情况各不相同：美国主要从重整汽油中获得；西欧主要来自裂解汽油；中国则主要由重整汽油及炼焦副产品生产。
由重整汽油及裂解汽油分离苯在石脑油经催化重整所得的重整汽油中，约含苯6％（质量），用液-液萃取法将重整汽油中芳烃分出，再精馏得到苯、甲苯、二甲苯。
由烃类裂解得到的裂解汽油中，苯含量最高可达40％（质量）,工业上也用液-液萃取的方法从中抽提芳烃,然后精馏得苯等芳烃组分,但萃取前需先用催化加氢方法除去裂解汽油中的烯烃及含硫化合物等杂质。
（见芳烃抽提）脱烷基制苯所用烷基苯可以是甲苯、二甲苯或多烷基苯，由芳烃的供需平衡决定。
烷基苯脱烷基工艺可分为催化脱烷基法和热脱烷基法。
催化脱烷基法反应温度500～650℃，压力3.0～7.0MPa,用负载于氧化铝上的铬、钴或钼系催化剂，特点是能耗低，但因催化剂易结焦，需有较大的氢／烷基苯比，俗称氢油比。
此外，还要求原料中非芳烃含量不能太高。
热脱烷基法允许原料中非芳烃含量较高,反应温度比催化脱烷基法高约100～200℃，压力为3.0～10.0MPa，特点是操作比较简单,但能耗大、反应器材料要求高。
两种脱烷基法流程十分相似(图2),其主要差异只是在反应器构造上。
原料与氢混合加热后进入反应器。
反应后，混合物经冷却进入气液分离器，分出氢气等气相物料。
分离苯-甲苯混合液的苯-甲苯式精馏塔工艺设计
第二章设计任务书1.设计题目：分离苯-甲苯混合液的浮阀板式精馏塔工艺设计2.工艺条件：生产能力：苯-甲苯混合液处理量80000t/a原料组成：苯含量为40%（质量百分率，下同）进料状况：热状况参数q自选分离要求：塔顶苯含量不低于99.5%，塔底苯含量不大于1.5% 3.建厂地区：大气压为760mmHg，自来水年平均温度为15℃的滨州4.塔板类型：板式精馏塔5.生产制度：年开工300天，每天三班8小时连续生产6.设计内容：1）精馏塔的物料衡算；2）塔板数的确定；3)精馏塔的工艺条件及有关物性数据的计算；4)精馏塔的塔体工艺尺寸计算；5)塔板主要工艺尺寸的计算；6)塔板的流体力学验算；7)塔板负荷性能图；8)精馏塔接管尺寸计算；9)绘制生产工艺流程图；10)绘制精馏塔设计条件图；11)绘制塔板施工图（可根据实际情况选作）；12)对设计过程的评述和有关问题的讨论。
第三章 设计内容3.1 设计方案的确定及工艺流程的说明本设计任务为分离苯-甲苯混合物。
对于该二元混合物的分离，应采用连续精馏过程。
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入精馏塔内。
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。
塔釜采用间接蒸汽加热，塔底产品经冷却后送至储罐。
3.2 全塔的物料衡算3.2.1原料液及塔顶底产品含苯的摩尔分率苯和甲苯的相对摩尔质量分别为78.11 kg/kmol 和92.14kg/kmol ，原料含苯的质量百分率为40%，塔顶苯含量不低于99.5%，塔底苯含量不大于1.5%，则：原料液含苯的摩尔分率：440.014.92/60.011.78/40.011.78/40.0=+=F x塔顶含苯的摩尔分率：996.014.92/005.011.78/995.011.78/995.0=+=D x塔底含苯的摩尔分率：0176.014.92/985.011.78/015.011.78/015.0=+=W x3.2.2原料液及塔顶底产品的平均摩尔质量由3.1.1知产品中甲苯的摩尔分率，故可计算出产品的平均摩尔质量：原料液的平均摩尔质量：M F ＝78.11×0.440＋(1－0.440)×92.14＝85.967kg/kmol塔顶液的平均摩尔质量：M D ＝78.11×0.996＋(1－0.996)×92.14＝78.166kg/kmol塔底液的平均摩尔质量：M W ＝78.11×0.0176＋(1－0.0176)×92.14＝91.893kg/kmol3.2.3料液及塔顶底产品的摩尔流率依题给条件：一年以300天，一天以24小时计，得：F ,＝8000t/（300×24）h ＝1111.12kg/h ，全塔物料衡算：进料液： F=1111.12（kg/h ）/91.893（kg/kmol ）=12.091kmol/h 总物料恒算： F=D+W苯物料恒算： F×0.440=D×0.996+0.0176×12.091 联立解得： W ＝6.963kmol/hD ＝5.128kmol/h3.3 塔板数的确定理论塔板数T N 的求取苯-甲苯物系属理想物系，可用梯级图解法（M·T）,求取N T ，步骤如下： 3.3.1平衡曲线的绘制根据苯-甲苯的相平衡数据，利用泡点方程和露点方程求取。
分离苯与甲苯精馏塔设计
W = 25.58kmol / h
式中 F------原料液流量 D------塔顶产品量 W------塔底产品量
1.2 理论塔板的计算
（1）由手册查得苯一甲苯物系的气液平衡数据 表 1 苯与甲苯汽液平衡数据
温度℃ 液相 x 气相 y
110.6 0 0
106.1 0.088 0.212
102.2 0.2 0.37
98.6 0.3 0.5
95.2 0.397 0.618
89.4 0.592 0.789
86.8 0.7 0.853
81.2 0.95 0.979
80.2 1 1
绘出 x ～y 图，见下图 2
图 2 苯与甲苯汽液平衡数据图 （2）最小回流及操作回流比
由 autoCAD 软件得 q 线与苯与甲苯气相平衡线的交点为（0.388,0.608）
M f = 86.69kg / kmol
M d = 78.14kg / kmol
（3）物料衡算
M w = 92.10kg / kmol
4
原料处理量 F = 3620 = 41.76kmol / h 86.69
总物料衡算 F=D+W
苯物料衡算 F × x f = D × xd +W × xw
联立解得 D = 16.18kmol / h
用适宜回流比通过逐板计算，得到全塔理论塔板数以及精馏段和提馏段各 自的理论塔板数。然后根据全塔效率求得全塔、精馏段、提馏段的实际塔 板数，确定加料板的位置。 （二）精馏塔设备设计 1、塔和塔板主要工艺结构的设计计算 2、塔内流体力学性能的设计计算； 3、绘制塔板负荷性能图。画出精馏段和提馏段某块的负荷性能图
化工原理课程设计说明书
设计题目： 专 业： 班 级： 学 号： 学生姓名： 指导教师： 总评成绩：
苯—甲苯精馏分离板式塔设计
一设计题目：苯—甲苯精馏分离板式塔设计二、设计任务及操作条件1、设计任务：生产能力（进料量）7000吨／年操作周期300天／年进料组成35%（质量分率，下同）塔顶产品组成99.8%塔底产品组成0.2%2、操作条件操作压力 4 kPa （表压）进料热状态泡点进料单板压降≯0.7 kPa回流比： R=2Rmin 由设计者自选塔顶采用全凝器泡点回流塔釜采用间接饱和水蒸气加热全塔效率为0.63、设备型式筛板精馏塔4、厂址荆门地区三、设计内容：1、设计方案的选择及流程说明2、工艺计算3、主要设备工艺尺寸设计（1）塔和塔板主要工艺结构的设计计算（2）塔板的流体力学校核（3）塔板的负荷性能图（4）总塔高、总压降及接管尺寸的确定4、辅助设备选型与计算5、设计结果汇总6、对本设计的评述或对有关问题的分析与讨论。
四、设计要求1、设计程序简练清楚，结果准确并有汇总表。
2、计算公式、图表正确并注明来源，符号和单位要统一。
五、设计时间：四周注意事项：1、写出详细计算步骤，并注明选用数据的来源；2、每项设计结束后，列出计算结果明细表3、图、表分别按顺序编号4、按规定的时间进行设计，并按时完成任务四、要求（1）对精馏过程进行描述（2）对精馏过程进行物料衡算和热量衡算（3）对精馏塔进行设计计算（4）对精馏塔的附属设备进行选型（5）画一张精馏塔的装配图（6）编制设计说明书符号说明英文字母－阀孔的鼓泡面积m2Aα－降液管面积 m2Af－塔截面积 m2ATb －操作线截距c －负荷系数（无因次）c－流量系数（无因次）D －塔顶流出液量 kmol/hD －塔径 md－阀孔直径 m－全塔效率（无因次）ETE －液体收缩系数（无因次）e－物沫夹带线 kg液/kg气vF －进料流量 kmol/h－阀孔动能因子 m/sFg －重力加速度 m/s2H－板间距 mTH －塔高 mH－清液高度 md－与平板压强相当的液柱高度 mhc－与液体流径降液管的压降相当液柱高度 m hd－与气体穿过板间上液层压降相当的液柱高度 m hr－板上鼓泡高度 mhf－板上液层高度 mhL－降液管底隙高度 mhh－堰上液层高度 m02v－与板上压强相当的液层高度 mhp－与克服液体表面张力的压降所相当的液柱高度 m hσ－溢液堰高度 mh2vK －物性系数（无因次）－塔内下降液体的流量 m3/sLs－溢流堰长度 mLwM －分子量 kg/kmolN －塔板数－实际塔板数Np－理论塔板数NTP －操作压强 PaΔP－压强降 Paq －进料状态参数R －回流比－最小回流比Rminu －空塔气速 m/sw －釜残液流量 kmol/h－边缘区宽度 mwc－弓形降液管的宽度 mwd－脱气区宽度 mwsx －液相中易挥发组分的摩尔分率y －气相中易挥发组分的摩尔分率z －塔高 m希腊字母α－相对挥发度μ－粘度 Cpρ－密度 kg/m3σ－表面张力下标r －气相L －液相l －精馏段q －q线与平衡线交点min－最小max－最大A －易挥发组分B －难挥发组分化工原理课程设计----------筛板塔的设计第一章流程及生产条件的确定和说明第一节概述流程示意图冷凝器→塔顶产品冷却器→苯的储罐→苯↑↓回流原料→原料罐→原料预热器→精馏塔↑回流↓再沸器←~ 塔底产品冷却器→氯苯的储罐→氯苯精馏塔是现在化工厂中必不可少的设备，因此出现了很多种的精馏塔。
化工毕业设计：分离苯-甲苯的常压连续浮阀式精馏塔[管理资料]
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毕业设计分离苯-甲苯的常压连续浮阀式精馏塔专业：过程装备与控制工程二〇一四年十一月目录一、设计任务书（一）设计题目（二）设计条件（三）设计内容二、塔板的工艺设计（一）精馏塔的全塔物料衡算（二）塔板数的确定（三）精馏塔工艺条件及相关物性数据的计算（四）塔径的计算（五）塔板工艺尺寸计算（六）塔板流体力学验算（七）塔板负荷性能图三、塔板设计一览表四、塔高的设计计算五、总装图六、设计总结七、参考文献一、设计任务书（一）设计题目分离苯-甲苯的常压连续浮阀式精馏塔（二）设计条件进料组成：40%苯（摩尔分率，下同）分离要求：溜出液组成中苯为95%釜残液组成中苯为5%处理量：每小时100千摩尔苯-甲苯混合液进料热状况：泡点进料回流比：工作压强：常（三）设计内容1）工艺计算确定塔板数2）精馏塔主要结构尺寸设计A、确定塔高和塔径B、精馏段一块塔板结构设计C、塔板流体力学验算及负荷性能图3）设计一览表4）总装图二、塔板的工艺设计塔板负荷性能图塔径设计一览表浮阀塔板工艺设计计算结果设计计算过程备注塔高计算所以H=400+(22-6-2)×450+6×650+300+2400=14000mm塔总高为14m总装图设计总结通过本次设计，让自己进一步对精馏塔的认识加深，体会到课程设计是我们所学专业课程知识的综合应用的实践训练，也深深感受到做一件事，要做好是那么的不容易。
在本次设计中，我结合书本与网上的一些知识来完成了自己的课程设计。
在此次设计中虽然自己做了近两周时间,深深体会到计算时的繁锁。
计算时有许多是根据老师指定数据来算的如：塔板间距、上液层高度、加热蒸汽压强，质量流量等，这些对于我们这些只学了一些简单的理论知识的学生来说简直是难上加难，以至于自己再算到这些时，算了一次又一次，才满足了工艺要求。
再次，虽然，自己经过很长时间来完成自己的设计内容的计算，一遍又遍，但还是觉得不算苦，必定有一句“千里之行，始于足下”。
分离苯—甲苯混合液的浮阀板式精馏塔工艺设计
分离苯—甲苯混合液的浮阀板式精馏塔工艺设计苯和甲苯是两种常用的有机溶剂，它们通常通过精馏过程进行分离。
浮阀板式精馏塔是一种常用的精馏设备，具有高效、节能、操作方便等特点。
下面就对分离苯和甲苯混合液的浮阀板式精馏塔工艺进行设计。
1.工艺流程：分离苯和甲苯混合液的浮阀板式精馏塔工艺流程一般包括进料、初留、尾留和回流等环节，具体流程如下：1)进料：将苯和甲苯混合液进料到精馏塔的顶部。
进料包括苯和甲苯的混合物以及一部分回流。
2)初留：通过多个塔板的精馏，将苯分离出来，初留液位以下的液体为初馏液，初留液通过凝气冷却器冷却后分为初留顶部产品和初留底部回流。
3)尾留：在塔底通过降温器冷却后，即可得到尾液，尾留底部产品通常作为顶部产品的回流，以保证塔托和稳定操作。
4)回流：回流是为了提高塔板的效率，减小焦失和能耗。
可通过将一部分的顶部产品送回到塔顶部作为回流。
2.浮阀板式精馏塔的设计参数：在进行浮阀板式精馏塔的工艺设计时，需要考虑以下参数：1)塔高：塔高应根据塔板的数量和塔板高度来确定，总体来说，塔高越高，分馏效果越好，但是设备成本和能耗也会增加。
2)塔板数：塔板数的确定需要考虑到初留和尾留的要求，一般根据初留质量分数和尾留质量分数进行迭代计算。
3)流量：进料流量、回流流量以及所需的产品流量都需要根据需求和经验来确定，可通过仪表和流量控制阀来调节。
4)进料温度：进料温度一般在常温下进行，如果需要提高分离效率，可以适当降低进料温度。
5)塔底温度：塔底温度是通过冷凝器来冷却的，根据具体情况来确定冷凝器的设计参数。
3.优化调整：在实际工艺操作中，可能需要对工艺参数进行优化调整，以达到更好的分离效果和降低能耗。
具体调整方法如下：1)调整回流比：根据实际需要，调整回流比可以提高塔板的效率。
2)改变操作压力：通过改变操作压力，可以改变馏出物的温度和塔板的效果，进而实现优化调整。
3)塔板节流孔调整：通过调整塔板节流孔的大小，可以影响流体的分布和液体在塔板上的停留时间，从而达到更好的分离效果。
苯_甲苯的分离过程连续板式精馏塔设计书
苯-甲苯的分离过程连续板式精馏塔设计书第一章绪论1.1 精馏塔设计任务常压操作的连续板式精馏塔分离苯-甲苯混合物，间接蒸汽加热，生产时间为300/年，每天24小时，生产能力为18万吨/年，原料组成为0.46，塔顶组成为0.98，塔底组成为0.02 [1]。
1.1.1 操作条件塔顶压力：常压冷却水入塔温度：25℃冷却水出塔温度：45℃回流比：2.268单板压降：0.7KPa水蒸汽加热温度：120～160℃设备形式：筛板浮阀塔厂址：地区1.2 精馏与筛板塔简介在工业生产中，广泛应用精馏方法分离液体混合物，从石油工业、酒精工业直至焦油分离，基本有机合成，空气分离等等，特别是大规模的生产中精馏的应用更为广泛。
蒸馏按操作可分为简单蒸馏、平衡蒸馏、精馏、特殊精馏等多种方式。
按原料中所含组分数目可分为双组分蒸馏及多组分蒸馏。
按操作压力则可分为常压蒸馏、加压蒸馏、减压（真空）蒸馏。
此外，按操作是否连续分为连续蒸馏和间歇蒸馏。
工业生产中的蒸馏多为多组分精馏，本设计着重讨论常压下的双组分精馏，即苯-甲苯体系。
在化学工业和石油工业中广泛应用的诸如吸收，解吸，精馏，萃取等单元操作中，气液传质设备必不可少。
塔设备就是使气液两相通过紧密接触达到相际传质和传热目的的气液传质设备之一。
塔设备一般分为阶跃接触式和连续接触式两大类。
前者代表是板式塔，后者代表则为填料塔。
筛板塔在十九世纪初已应用于工业装置上，但由于对筛板的流体力学研究很少，被认为操作不易掌握，没有被广泛采用。
五十年代来，由于工业生产实践，对筛板塔作了较充分的研究并且经过了大量的工业生产实践，形成了较完善的设计方法。
筛板塔板简称筛板，结构持点为塔板上开有许多均匀的小孔。
根据孔径的大小，分为小孔径筛板（孔径为3-8mm）和大孔径筛板（孔径为10-25mm）两类。
工业应用以小孔径筛板为主，大孔径筛板多用于某些特殊场合（如分离粘度大、易结焦的物系）。
筛板的优点足结构简单，造价低；板上液面落差小，气体压降低，生产能力较大；气体分散均匀，传质效率较高。
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化工原理课程设计院系：化学化工学院专业：化学工程与工艺班级： 11级化工2班*名：**学号：**********指导教师：**2013年12月15日——2014年01月3日课程设计任务书一、设计题目苯-甲苯分离过程浮阀板精馏塔设计二、设计任务1.原料名称:苯-甲苯二元均相混合物；2.原料组成：含苯42%（质量百分比）；3.产品要求：塔顶产品中苯含量不低于97%，塔釜中苯含量小于1.0%；4.生产能力：年产量5万吨/年；5.设备形式：浮阀塔；6.生产时间：300天/年，每天24h运行；7.进料状况：泡点进料；8.操作压力：常压；9.加热蒸汽压力：270kPa10.冷却水温度：进口20℃，出口45℃；三、设计内容1.设计方案的选定及流程说明2.精馏塔的物料衡算3.精馏塔的工艺条件及有关物性数据的计算（加热物料进出口温度、密度、粘度）4.塔板数的确定5.精馏塔塔体工艺尺寸的计算6.塔板主要工艺尺寸的计算7.塔板的流体力学验算8.塔板负荷性能图9.换热器设计10.馏塔接管尺寸计算11.绘制生产工艺流程图（带控制点、机绘，A2图纸）12.绘制板式精馏塔的总装置图（包括部分构件，A1图纸）13.撰写课程设计说明书一份四、设计要求1.工艺设计说明书一份2.工艺流程图一张，主要设备总装配图一张（采用AutoCAD绘制）五、设计完成时间2013年12月16日～2014年01月01日目录概述 (6)第一章塔板的工艺设计 (7)第一节精馏塔全塔物料衡算 (7)第二节基本数据 (8)第三节实际塔板数计算 (15)第四节塔径的初步计算 (16)第五节溢流装置 (17)第六节塔板布置及浮阀数目与排列 (19)第二章塔板的流体力学计算 (21)第一节气体通过浮阀塔的压降 (21)第二节液泛 (21)第三节雾沫夹带 (22)第四节塔的负荷性能图 (23)第三章塔附件设计 (28)第一节接管 (28)第二节筒体与封头 (30)第三节塔的总体高度 (31)第四章附属设备设计 (33)第一节原料预热器 (33)第二节塔顶冷凝器 (34)第三节再沸器 (34)第四节泵的计算与选型 (35)参考文献 (37)概述本设计任务为分离苯-甲苯混合物。
对于该二元均相混合物的分离，应采用连续精馏过程。
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入精馏塔内。
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1.2～2倍。
塔釜采用间接蒸汽加热，塔底产品经冷却后送至储罐。
本设计的目的是分离苯～甲苯二元均相混合物，选用板式浮阀塔。
工艺流程确定及说明1.塔板类型精馏塔的塔板类型有三种：泡罩塔板，筛孔塔板，浮阀塔板。
浮阀塔板具有结构简单，制造方便，造价低等优点，且开孔率大，生产能力大，操作弹性大，汽液接触时间长，因此塔板效率高。
本设计采用板式浮阀塔2.加料方式本精馏塔加料选择泵直接加料，结构简单，安装方便，而且可以引入自动控制系统来实时调节流量及流速。
3.进料状况本精馏塔选择泡点进料。
4.塔顶冷凝方式苯与甲苯不反应，且容易冷凝，故本精馏塔塔顶选择全凝器，用水冷凝。
5.回流方式本设计处理量大，所需塔板数多，塔较高，回流冷凝器不适宜塔顶安装，故采用强制回流。
6. 进料状况加热方式可分为：直接蒸汽加热和间接蒸汽加热。
直接蒸汽加热在一定的回流比条件下，塔底蒸汽对回流液有一定的稀释作用，从而使理论板数增加，设备费用上升，所以本设计采用间接蒸汽加热（135℃）。
7. 操作压力苯-甲苯在常压下相对挥发度较大，因此在常压下也比较容易分离，故本设计采用常压精馏。
第一章 塔板的工艺设计第一节 精馏塔全塔物料衡算1.原料液级塔顶、塔底产品的摩尔分率已知苯的摩尔质量Kmol Kg M A /11.78= 甲苯的摩尔质量Kmol Kg M B /13.92= 原料液组成XF (摩尔分数，下同) 4607.013.92/58.011.78/42.011.78/42.0=+=F X 塔顶组成 9744.013.92/03.011.78/97.011.78/97.0=+=D X 塔底组成 0118.013.92/99.011.78/01.011.78/01.0=+=W X 2. 原料液及塔顶、塔底产品的平均摩尔质量Kmol Kg M F /67.8513.92)4607.01(11.784607.0=⨯-+⨯=Kmol Kg Md /47.7813.92)9744.01(11.789744.0=⨯-+⨯=0.011878.11(10.0118)92.1391.96/W M Kg Kmol =⨯+-⨯=3. 物料衡算一年以300天，一天以24小时计，计算可得塔顶产品流率：D=5×10000×1000／（78.47×300×24）=88.50Kmol/h全塔物料衡算：F=88.50＋W F ×0.4607=88.50×0.9744＋W ×.0118 解的F ＝189.78kmol/h W ＝101.28kmol/h第二节 基本数据1.各种定性温度由下表中的数据，采用内插法计算一下温度(液相温度)t 94.0992.6994.09=454046.0740F ---- 得F t =92.39℃ t 80.0180.2180.01=9910097.44100D ---- 得D t =80.52℃ t 108.79109.91108.79=13 1.183W ---- 得W t =109.81℃ 精馏段的平均温度为： 12F D t t t +==86.46℃ 提馏段的平均温度为： 22F W t t t +==101.10℃ 精馏段：1t =86.46℃ 由表1内差法可得1x =69.44% 1y =85.86%精馏段液相平均摩尔质量：10.694478.11(10.6944)92.13L M =⨯+-⨯=82.39kg/kmol精馏段气相平均摩尔质量：10.858678.11(10.8586)92.13V M =⨯+-⨯=80.09 kg/kmol提馏段：2t =101.10℃ 由表1内差法可得2x =22..96% 2y =40.99% 提馏段液相平均摩尔质量：20.229678.11(10.2296)92.13L M =⨯+-⨯=88.91kg/kmol提馏段气相平均摩尔质量：20.409978.11(10.4099)92.13V M =⨯+-⨯=86.38kg/kmol表1 苯-甲苯汽液平衡数据2.密度表2不同温度苯-甲苯的密度对于混合液体的密度 ：A B L B B 1a a ρρρ=+（其中a A 为质量分率）对于混合气体的密度 ：0022.4V T pM Tp ρ=（其中M 为平均摩尔质量） ①精馏段： 1t =86.46℃由表2内差法可得 3807.83Kg.m ρ-=苯 3803.67Kg.m ρ-=甲苯11178.11a 78.1192.13(1)A x x x =+-=0.658 a 1a B A =-=0.342 由A B L B B 1a a ρρρ=+计算得 L ρ=806.403Kg.m - 由0022.4V T pM Tp ρ=计算得 V ρ=2.723Kg.m - ②提馏段： 2t =101.10℃ 由表2内差法可得 3791.16Kg.m ρ-=苯 3789.20Kg.m ρ-=甲苯22278.11a 78.1192.13(1)A x x x =+-=0.2017 a 1a B A =-=0.7983 由A B L B B 1a a ρρρ=+计算得 L ρ=783.343Kg.m - 由0022.4V T pM Tp ρ=计算得 V ρ=2.823Kg.m - 3.粘度表3不同温度苯-甲苯的密度由内差法分别求得精馏段与提馏段平均温度下苯和甲苯的粘度 ①精馏段： 1t =86.46℃计算得 μ苯=0.289mPa ·s μ甲苯=0.295 mPa ·s 则精馏段平均粘度为：()11=x μμμ+1苯甲苯1-x =0.291mPa ·s ②提馏段： 2t =101.10℃计算得 μ苯=0.251mPa ·s μ甲苯=0.262 mPa ·s 则提馏段平均粘度为：()222=x μμμ+苯甲苯1-x =0.260 mPa ·s 4.表面张力表4不同温度苯-甲苯的表面张力液相平均表面张力依下式计算，即：∑==ni ii Lm x 1σσ①精馏段： 1t =86.46℃由内差法计算得 σ苯=20.88mN/m σ甲苯=20.98 mN/m精馏段平均表面张力为：()20.850.694420.9410.6944Lm σ=⨯+⨯-=20.90 mN/m②提馏段： 2t =101.10℃由内差法计算得 σ苯=18.72 mN/m σ甲苯=19.77 mN/m 提馏段平均表面张力为：()18.650.229619.6810.2296Lm σ=⨯+⨯-=19.23mN/m5.相对挥发度查相关化工手册可得苯的安托因常数为： A=6.0355 B=1211.033 C=220.79 甲苯的安托因常数为：A=6.07954 B=1344.8 C=219.482①精馏段 1t =86.46℃（A 代表苯，B 代表甲苯，下同）1211.033lg 6.0355 2.09286.46220.79A P =-=+ 123.6A P KPa=1344.8lg 6.07954 1.68486.46219.482B P =-=+ 48.98B P KPa=则1123.62.5648.3A BP P α=== ②提馏段 2t =101.10℃1211.033lg 6.0355 2.28101.10220.79A P =-=+ 190.55A P KPa=1344.8lg 6.07954 1.88101.10219.482B P =-=+ 76.70B P KPa=则2190.552.4876.70A BP P α===全塔的相对挥发度为： 2.52α=== 6.实际回流比由于是泡点进料，有q=1，q 线为一垂直线，X=Xf=0.4607根据相平衡方程有() 2.520.4607111 1.520.4607q q q x y x αα⨯==+-+⨯=0.6828 则最小回流比为min 0.97440.68280.68280.4607D q q qx y R y x --==--=1.31取实际回流比为最小回流比的1.6倍: R=1.6×1.31=2.096 7.精馏塔的气、液相负荷 ①精馏段液相流量 ： 2.09688.50185.50/L RD Kmol h ==⨯= 气相流量 ：(1)(2.0961)88.50274.00/V R D Kmol h =+=+⨯=液相体积流量：3185.5082.390.00527/36003600806.08Lm S Lm LM L m s ρ⨯===⨯气相体积流量：380.09274.002.241/36003600 2.72Vm S Vm VM V m s ρ⨯===⨯馏段操作线方程：1 2.0960.97440.6770.314711 2.0961 2.0961D n n n n x R y x x x R R +=+=+=+++++ ②提馏段液相流量： '185.50189.78375.28/L L qF Kmol h =+=+= 气相流量： '274.00/V V Kmol h ==液相体积流量：3375.2888.910.01118/36003600789.57Lm S Lm L M L m s ρ'⨯===⨯气相体积流量：386.64185.381.582/360036002.82Vm S Vm V M V m s ρ'⨯===⨯提馏段操作线方程：1375.28101.28 1.3700.00436375.28101.28375.28101.28w m m m m Wx L qFy x L qF W L qF Wx x ++=-+-+-=-=---表5精馏段提馏段数据汇总第三节 实际塔板数计算1.理论塔板数由芬斯克方程可知 min1lg 11lg W D D W mx x x x N α⎡⎤⎛⎫⎛⎫-⎢⎥⎪ ⎪-⎝⎭⎝⎭⎣⎦=-= min0.974410.0118lg 10.97440.01181lg 2.52N ⎡-⎤⎛⎫⎛⎫ ⎪⎪⎢⎥-⎝⎭⎝⎭⎣⎦=-=7.80min 2.096 1.311 2.0961R R R --=++=0.254 由吉利兰图可查的min2N N N -=+0.415 (天大化工原理下册P37)解得N=14.76 圆整N=15（不包括再沸器） 精馏段最小理论塔板数：min11lg 11lg D F D F x x x x N α⎡⎤⎛⎫⎛⎫-⎢⎥ ⎪⎪-⎝⎭⎝⎭⎣⎦=-= min 0.974410.4607lg 10.97440.46071lg 2.56N ⎡-⎤⎛⎫⎛⎫ ⎪⎪⎢⎥-⎝⎭⎝⎭⎣⎦=-=3.04 前面已计算得min2N N N -=+0.415 ⇒N=6.615所以进料板为自塔顶向下第7块板精馏段理论板数为7块，提馏段理论板数为8块（不包括再沸器）2.实际塔板数精馏段和提馏段粘度的平均值为：L μ=（0.291+0.260）/2=0.275mPa ·s全塔效率估算: 0.2450.49()TL E αμ-==0.2450.49(0.275 2.52)-⨯=53.9%精馏段实际板数为：7==13.00.539N 精 提馏段实际板数为：8==14.8150.539N ≈提（不包括再沸器） 此精馏塔实际塔板数为 N=13+15=28块（不包括再沸器）第四节 塔径的初步计算本精馏塔设计：板间距取HT=0.44m 板上液层高度取HL=0.06m HT-HL=0.39m ①精馏段11220.00527806.400.04052.241 2.72S L SV L V ρρ⎛⎫⎛⎫== ⎪ ⎪⎝⎭⎝⎭查史密斯关联图(天大化工原理下册P158)得：20C =0.082物系表面张力修正：0.20.2ml 2020.91=0.082=0.0822020C C σ⎛⎫⎛⎫=⨯ ⎪ ⎪⎝⎭⎝⎭max 1.42m/s μ== 取1max =0.7=0.7 1.42=0.995m/s μμ⨯1D 1.39m ===②提馏段11220.01118783.340.07992.331 2.82S L SV L V ρρ⎛⎫⎛⎫== ⎪ ⎪⎝⎭⎝⎭查史密斯关联图(天大化工原理下册P158)得：20C =0.077物系表面张力修正：0.20.2ml 2019.53=0.077=0.07672020C C σ⎛⎫⎛⎫=⨯ ⎪ ⎪⎝⎭⎝⎭max 1.276m/s μ==取2max =0.7=0.7 1.276=0.893m/s μμ⨯2D 1.824m ===经圆整取D=1750mm ，则塔截面积为2T A 4D π==2.4041m 2精馏段实际空塔气速为：10.932/STV u m s A == 馏段实际空塔气速为：20.97/STV u m s A == 第五节 溢流装置1.堰长由计算的塔径及塔内液体流量，本精馏塔选用单溢流，弓形降液管，溢流堰选择平直堰。