连续精馏塔内分离苯、甲苯混合物
化工原理习题.
同学:下面有关于第一章蒸馏的8道题目，习题课时每组随机抽出1人上台讲解，题目在以下8题中随机抽取，成绩为该组习题课成绩，计入总成绩，请认真完成。
1.在一连续精馏塔中分离苯-甲苯混合物。
已知进料量为25kmol/h,原料液中含苯0.55（摩尔分数，泡点进料,塔顶采用全凝器，泡点回流，操作回流比为最小回流比的1.65倍，经分离后塔顶馏出液含苯0.96（摩尔分数塔底釜殘液含苯0.03（摩尔分数，操作条件下物系的平均相对挥发度为2.68。
试计算：1塔顶馏出液的流量,kmol/h; 2操作回流比2. 有一连续精馏塔，分离苯-甲苯混合液,原料液中含苯20%（质流出液含苯97%（质,料液于泡点加入，在此温度下，苯的饱和蒸汽压为1344mmHg ,加料板上液体可视为与料液组成相同，塔板效率为100% , R = 2.0R min。
常压操作,求加料上一层塔板下降液体组成。
3. 在连续精馏操作中，已知操作线方程为：精馏段y=0.75x+0.24 ;提馏段y=1.25x-0.02,若原料液于露点温度下进入精馏塔中。
试求:（1原料液、馏出液、和釜残液的组成。
（2操作回流比4. 要设计一丙酮-醋酸精馏塔,常压连续操作。
已知a = 6.0 x F= 0.5 x D= 0.99 （丙酮mol分率产品回收率& =95塔顶设全凝器,饱和液体回流。
R=1.3Rmin且为饱和液体进料。
求:1精操线，提操线方程2最佳加料位置时的NT5. 在常压连续精馏塔中分离苯-甲苯混合物,原料中含苯0.44（摩尔分数，进料量100kmol/h,操作条件下平均相对挥发度为2.5,精馏段操作线y=0.71x+0.278提馏段y=1.44x-0.0044.试求:1塔顶溜出液组成xD和釜底残液的组成xw;2q线方程,并说明进料热状况；3提馏段汽液相负荷。
7.在连续精馏塔内分离某二元理想溶液，已知进料组成为0.4（摩尔分数，塔顶采用分凝器和全凝器，塔顶上升蒸汽经分凝器部分冷凝后，凝液泡点回流至塔内，组成为0.95,未冷凝的气相再经全凝器冷凝，作为塔顶溜出液.精馏塔操作线y=1.36x- 0.00653,y=0.798x+0.197试求:试计算：1 q线方程，并说明进料热状况；2易挥发组分回收率；3操作条件下平均相对挥发度.6. 在连续精馏塔内分离某二元理想溶液，已知进料组成为0.6（摩尔分数,操作条件下平均相对挥发度为2.0.塔顶采用分凝器和全凝器，塔顶上升蒸汽经分凝器部分冷凝后,凝液泡点回流至塔内，未冷凝的气相再经全凝器冷凝，作为塔顶溜出液，现场测得数据如下：塔顶xD=0.96,釜底残液的组成xw=0.06精馏段汽相负荷与提馏段相等，精馏段液相负荷比提馏段小50kmol/h;离开第一块板的液相组成为0.878。
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。
精馏计算题
难度系数：A （A B C三级，A简单，C最难）题目编号：0301 第3章3节页码题目：在连续精馏塔中分离苯-甲苯混合液。
原料液的流量为175kmol/h，含苯0.44 （mol）,要求塔顶产品含苯0.974（mol），塔底产品含苯0.0235 （mol），求塔顶、塔底产品量为多少kmol/h ？解题过程与步骤: 解：D+W=175175 X 0.44 = D X 0.974+W X 0.0235D=76.7kmol/hW=98.3kmol/h计算的最后结果数字：76.7, 98.3题目编号：0302 第3章3节页码难度系数： C （A B C三级，A简单，C最难）题目：一常压精馏塔分离苯—甲苯混合物，已知X W = 8.5%, X F= 25%, X D = 98%（均为摩尔分数），相对挥发度为2.46，泡点加料，回流比为 1.65的最小回流比，塔顶采用全凝器。
求（ 1 ）回流比；（2）精提馏段操作线方程；（3）塔顶第二块理论板上升气相组成。
解题过程与步骤：解: (1) q= 1 y q=a X F/[1+( a — 1) X F] = 2.46 0.25/ [1+( 2.46 — 1) 0.25] = 0.45X q= X F= 0.25R min = (X D—y q)/( y q—X q) =( 0.98 —0.45) /(0.45 —0.25) = 2.65 R=1.65R min = 1.65 2.65=4.37(2)精馏段操作线方程：y= R/(R+1)X + X D/(R+1) = 0.81X + 0.182设原料液100kmol/h F=D+W F X F =D X D +WX W解得：D = 18.44 kmol/h W = 81.56 kmol/hL=RD=4.73 18.44=87.22 kmol/h )提馏段操作线方程：y=(L+qF)x/(L+qF —W) —WX w/(L+qF —W)=1.77X—0.066(3)塔顶采用全凝器y1= X D=0.98 y1=a X1/[1+( a —1) X1] = 0.98得X1 = 0.95y2= 0.81x1+ 0.182=0.95计算的最后结果数字： 4.37 , y= 0.81X + 0.182, y=1.77x —0.066 , 0.95题目编号：0303 第3章3节页码难度系数：B （A B C三级，A简单，C最难）题目：在某精馏塔中分离一种液体混合物，泡点进料，已知精馏段操作线方程为y=0.714x+0.284，提馏段操作线方程为y=1.06x —0.0032，试求在该操作条件下的回流比及原料液、馏出液、残液组成。
毕业设计----分离苯-甲苯精馏系统设计(含设备图和流程图)
毕业设计----分离苯-甲苯精馏系统设计（含设备图和流程图）1. 任务书1.1 设计题目分离苯—甲苯精馏系统设计—精馏塔设计1.2 设计任务1 处理能力：5000kg/h；2 进料组成：苯含量35%（质量，下同），温度为25o C；3 工艺要求：塔顶苯含量95%，塔底苯含量2.5%；4 操作条件：常压；5 设备型式：浮阀塔1.3 设计内容1 设计方案的确定和流程说明2 精馏塔的工艺设计3 精馏塔的结构设计4 精馏塔的强度设计5 其他主要设备的选型1.4 设计要求1 设计说明书一份；2 设计图纸：a、工艺流程图一张(采用AutoCAD绘制)；b、主要设备总装配图一张(A1)；3 答辩。
1.5 设计完成时间2007.9.3~2007.9.282. 工艺设计2.1 设计方案的论述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。
由于冷液进料加大提馏段的回流液流量，从而增大其负荷，所以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。
该物系属易分离体系，最小回流比较小，故操作回流比取最小回流比的1.9倍。
塔釜采用间接蒸汽加热，塔底产品经产品冷却后送至储罐。
2.2 精馏塔的物料衡算确定精馏塔的原料液、塔顶及塔底的摩尔流量。
苯的摩尔质量： M A =78.11kg/kmol甲苯的摩尔质量：M B =92.13kg/kmol原料苯组成：F x 3884.013.92/)35.01(11.78/35.011.78/35.0=-+=（摩尔分数，下同） 塔顶组成： D x 9573.013.92/)95.01(11.78/95.011.78/95.0=-+= 塔底组成： W x 0294.013.92/)025.01(11.78/025.011.78/025.0=-+= 原料液平均摩尔质量：()F M =0.3884×78.11+1-0.3884×92.13=86.6846kg/mol进料量：F=5000/M F =5000/86.6846=57.6804kmol/h=0.016kmol/s物料衡算式为：F=D+WF F x =D D x +W W x联立代入求解：D=22.3163kmol/h=0.0062kmol/sW=35.3641kmol/h=0.0098kmol/sF ：原料液流量(kmol/s) D ：塔顶产品流量(kmol/s)W ：塔底残液流量(kmol/s)2.3 常压下苯-甲苯气液平衡组成（摩尔）与温度关系表1常压下苯-甲苯气液平衡组成（摩尔）与温度关系[1]苯的摩尔分数温度/C o 苯的摩尔分数 温度/C o液相 气相 液相 气相 0.0 0.0 110.6 59.2 78.9 89.48.8 21.2 106.1 70.0 85.3 86.820.0 37.0 102.2 80.3 91.4 84.430.0 50.0 98.6 90.3 95.7 82.339.7 61.8 95.2 95.0 97.9 81.248.9 71.0 92.1 100.0 100.0 80.2利用表中数据由拉格朗日插值法求得下列温度① F t ：0.3084.386.987.390.302.956.98--=--F t ， F t =95.50C o ② D t ：0.9573.952.810.1000.952.802.81--=--D t ， D t =81.05C o ③ W t ：0.094.26.1108.80.01.1066.110--=--W t ， W t =109.10C o ④ 精馏段平均温度：1t 95.5081.0588.32o C +== ⑤ 提馏段平均温度：C t o 3.102210.10950.952=+=- ⑥ 气体温度：DV t ：9.9773.952.819.977.952.813.82--=--DV t ，DV t =82.3C o ；WV t ：2.2194.21.1062.210.01.1066.110--=--WV t ， WV t =110.0C o 2.3.1 密度 表2 液态芳烃的密度（kg/m 3）[2]温度4060 80 100 120 140苯 857.3 836.6 815.0 792.5 768.9 744.1 甲苯848.2 829.3 810.0 790.3 770.0 748.8 已知：混合液密度：1A B L A B a a ρρρ=+ [3]混合气密度：V ρ22.4M =00T p Tp 其中a 为质量分率，M 为平均相对分子质量。
苯甲苯精馏塔设计
化工原理课程设计常压、连续精馏塔分离苯-甲苯设计班级：化学工程系2011级1班姓名：学号：指导老师：贾鑫老师完成时间：2014年6月26日化工系常压、连续精馏塔分离苯-甲苯设计一、前言1.1设计任务及条件：泡点进料（q=1），塔顶进入全凝器，塔釜间接蒸汽加热，塔板压降:(0.5-0.7)KPa1.2物系用途及性质(1)苯的性质：摩尔质量78.11g/mol，密度0.8786 g/mL，相对蒸气密度(空气=1)：2.77，蒸汽压（26.1℃）：13.33kPa，临界压力：4.92MPa，熔点278.65 K (5.51 ℃)，沸点353.25 K (80.1 ℃)，在水中的溶解度 0.18 g/ 100 ml 水，标准摩尔熵So（298.15K）：173.26 J/mol·K，标准摩尔热容 Cpo：135.69 J/mol·K (298.15 K)，闪点 -10.11℃（闭杯），自燃温度 562.22℃，结构：平面六边形，最小点火能：0.20mJ，爆炸上限（体积分数）：8%，爆炸下限（体积分数）：1.2%，燃烧热：3264.4kJ/mol，溶解性：微溶于水，可与乙醇、乙醚、乙酸、汽油、丙酮、四氯化碳和二硫化碳等有机溶剂互溶。
它有机化合物，是组成结构最简单的芳香烃，在常温下为一种无色、有甜味的透明液体，并具有强烈的芳香气味。
苯可燃，有毒。
苯难溶于水，易溶于有机溶剂，本身也可作为有机溶剂。
苯是一种石油化工基本原料。
苯的产量和生产的技术水平是一个国家石油化工发展水平的标志之一。
苯具有的环系叫苯环，是最简单的芳环。
（2）苯在工业上的用途：苯是工业上一种常用溶剂，主要用于金属脱脂。
苯有减轻爆震的作用而能作为汽油添加剂。
苯在工业上最重要的用途是做化工原料。
苯可以合成一系列苯的衍生物：苯与乙烯生成乙苯，后者可以用来生产制塑料的苯乙烯与丙烯生成乙丙烯，后者可以经乙丙苯法莱生产丙酮与制树脂和粘合剂的苯酚，制尼龙的环己烷，合成顺丁烯二酸酐，用于制作苯胺的硝基苯，用于农药的各种氯苯，合成用于生产洗涤剂和添加剂的各种烷基苯，合成氢醌、蒽醌等化工产品。
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_甲苯混合液的筛板精馏塔
化工原理课程设计任务书设计题目:分离苯-甲苯混合液的筛板精馏塔在一常压操作的连续精馏塔内分离苯-甲苯混合液。
已知原料液的处理量为4000kg/h，组成为0.41(苯的质量分率)，要求塔顶馏出液的组成为0.96，塔底釜液的组成为0.01。
设计条件如下：表3-18试根据上述工艺条件作出筛板塔的设计计算。
3.5.2 设计计算1 设计方案的确定本设计任务为分离苯一甲苯混合物。
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2倍。
塔釜采用间接蒸汽加热，塔底产品经冷却后送至储罐。
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（2）原料液及塔顶、塔底产品的平均摩尔质量（3）物料衡算原料处理量总物料衡算 46.61＝D＋W苯物料衡算 46.61×0.45＝0.966D＋0.012 W联立解得 D＝21.40 kmol／hW=25.21kmol／h3 塔板数的确定（1）理论板层数N T的求取苯一甲苯属理想物系，可采用图解法求理论板层数。
①由手册查得苯一甲苯物系的气液平衡数据，绘出x~y图，见图3-22。
②求最小回流比及操作回流比。
采用作图法求最小回流比。
在图3-19中对角线上，自点e（0.45，0.45）作垂线ef即为进料线(q线)，该线与平衡线的交点坐标为y q＝0.667 xq＝0.450故最小回流比为取操作回流比为③求精馏塔的气、液相负荷图3-22 图解法求理论板层数④求操作线方程精馏段操作线方程为提馏段操作线方程为⑤图解法求理论板层数采用图解法求理论板层数，如图3-22所示。
求解结果为总理论板层数N T＝12．5（包括再沸器）进料板位置N F＝6（2）实际板层数的求取精馏段实际板层数5/0.52＝9.6≈10,提馏段实际板层数 6.5/0.52=12.5≈134 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。
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内分离苯-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：武汉地区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。
苯-甲苯连续精馏塔简介
苯—甲苯连续精馏塔的简介精馏是分离液体混合物（含液化的气体混合物）的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应用。
精馏过程是气、液两相多次接触和分离，利用液相混合物各组分挥发度不通，使易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，实现原料混合液中各组分的分离。
该过程是同时进行传热、传质的过程。
为实现精馏过程，必须为该过程提供物流的储存、输送、传热、分离、控制等的设备、仪表；由这些设备实现精馏过程的生产系统，即设计所需要的连续精馏塔装置。
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。
板式塔大致分为两类：1、有降液管的塔板，如泡罩塔、浮阀塔、筛板塔等；2、无降液管的塔板，如穿流式筛板塔、穿流式波纹管塔等。
工业上应用较多的是有降液管的塔板。
苯，沸点80.1℃，熔点5.5℃，在常温下是无色、有芳香气味的透明液体，易挥发，密度0.88×103kg/m3，难溶于水，易溶于有机溶剂。
甲苯，沸点110.6℃，熔点-95℃，在常压下是无色、带有一种特殊芳香味的透明液体，密度0.866×103kg/m3，,对光有很强的折射作用，难溶于水，可与二硫化碳，酒精，乙醚以任意比例互溶。
分离苯和甲苯，可以利用二者沸点的不同，采用塔设备使其分离并分别进行回收和储存。
筛板是在塔板上钻出均匀分布的筛孔，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。
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。
分离苯——甲苯混合液的筛板板式精馏塔工艺设计课程设计
课程设计任务书一、设计题目：分离苯——甲苯混合液的筛板板式精馏塔工艺设计二、设计条件：（1）设计规模：苯——甲苯混合液4万t/a。
（2）生产制度：年开工300天，每天三班8小时连续生产。
（3）原料组成：苯含量35%（质量百分率，下同）.（4）进料热状况：含苯35%（质量百分比，下同）的苯——甲苯混合液,25℃.（5）分离要求：塔顶苯含量不低于98%，塔底苯含量不大于0.8%。
（6）建厂地址：大气压为760mmHg，自来水年平均温度为20℃的滨州市三、设计内容1、设计方案的选定2、精馏塔的物料衡算3、塔板数的确定4、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、比热、导热系数）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（精馏段）9、换热器设计10、馏塔接管尺寸计算11、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）（手绘，A1图纸）13、撰写课程设计说明书一份设计说明书的基本内容⑴课程设计任务书⑵课程设计成绩评定表⑶中英文摘要⑷目录⑸设计计算与说明⑹设计结果汇总⑺小结⑻参考文献14、有关物性数据可查相关手册15、注意事项⑴写出详细计算步骤，并注明选用数据的来源⑵每项设计结束后列出计算结果明细表⑶设计最终需装订成册上交四、进度计划（列出完成项目设计内容、绘图等具体起始日期）1、设计动员，下达设计任务书0.5天2、收集资料，阅读教材，拟定设计进度1-2天3、初步确定设计方案及设计计算内容5-6天4、绘制总装置图2-3天5、整理设计资料，撰写设计说明书2天6、设计小结及答辩1天目录摘要 (1)绪论 (1)设计方案的选择和论证 (2)1.设计思路 (2)2．设计方案的确定 (2)第一章塔的工艺设计 (3)1.1基础物性数据 (3)1.2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)1.2.2平衡线方程的确定 (5)1.2.3进料热状况q的确定 (5)1.2.4操作回流比R的确定 (6)1.2.5求精馏塔的气液相负荷 (6)1.2.6操作线方程 (7)1.2.7用逐板法算理论板数 (7)1.2.8.实际板数的求取 (8)1.3 精馏塔的工艺条件及有关物性数据的计算 (8)1.3.1进料温度的计算 (8)1.3.2 操作压强 (9)1.3.3平均摩尔质量的计算 (9)1.3.4平均密度计算 (10)1.3.5液体平均表面张力计算 (11)1.3.6液体平均粘度计算 (12)1.4 精馏塔工艺尺寸的计算 (12)1.4.1塔径的计算 (12)1.4.2精馏塔有效高度的计算 (14)1.5 塔板主要工艺尺寸的计算 (15)1.6塔板布置 (16)1.7筛板的流体力学验算 (17)1.8．塔板负荷性能图（以提镏段为例） (18)1.9小结 (21)第二章热量衡算 (22)2.1相关介质的选择 (22)2.2蒸发潜热衡算 (22)2.2.2 塔底热量 (23)2.3焓值衡算 (24)第三章辅助设备 (27)3.1冷凝器的选型 (27)3.1.1计算冷却水流量 (27)3.1.2冷凝器的计算与选型 (27)3.2冷凝器的核算 (28)3.2.1管程对流传热系数 (28)3.2.2壳程流体对流传热系数 (29)3.2.3污垢热阻 (30)3.2.4核算传热面积 (30)3.2.5核算压力降 (31)3.3泵的选型与计算 (33)3.4 再沸器的选型与计算 (33)3.4.1 加热介质的流量 (33)3.4.2 再沸器的计算与选型 (33)设计结果汇总 (35)致谢 (36)参考文献 (36)主要符号说明 (36)摘要化工生产常需进行二元液相混合物的分离以达到提纯或回收有用组分的目的，精馏是利用液体混合物中各组分挥发度的不同，并借助于多次部分汽化和多次部分冷凝达到轻重组分分离目的的方法。
化工原理吸收习题答案
第六章作业题1.在常压连续精馏塔中分离苯-甲苯混合液，原料液流量为1000kmol/h ，组成为含苯0.4（摩尔分率，下同）馏出液组成为含苯0.9，苯在塔顶的回收率为90%，泡点进料(q=1)，回流比为最小回流比的1.5倍，物系的平均相对挥发度为2.5。
试求：（1）精馏段操作线方程；（2）提馏段操作线方程。
（12分）2．、（15分）含甲醇0.4（摩尔分率，以下同）的甲醇水溶液，在常压连续精馏塔中分离，进料速率为500kmol/h ，饱和液体进料，操作回流比为1.2，进料中甲醇的93%进入塔顶馏出液中，要求馏出液中甲醇摩尔分率为0.93，全塔平均相对挥发度为4.0。
试求：(1)塔顶、塔底的产品量及塔釜残液中甲醇含量；（4分）(2)操作回流比是最小回流比的几倍？（6分）(3)由第二块塔板（从塔顶向下数）上升的汽相组成y 2。
（5分）。
3. 一常压操作的精馏塔用来分离苯和甲苯的混合物。
已知进料中含苯和甲苯各0.5（摩尔分率，下同）。
且为饱和蒸汽状态进料。
塔顶产品9.0=D x ，塔底残液含苯不超过0.03，塔顶装有全凝器，泡点回流。
原料处理量10 kmol/h ，塔釜的气化量为最小塔釜气化量的1.3倍。
系统的相对挥发度为2.5。
试求：（1） 塔顶、底的产品量；（2） 塔釜中的气化量；（3） 塔顶第二块理论板上升的蒸汽组成。
4. 如图2所示的精馏塔具有一块实际板，原料预热至泡点，由塔顶连续加入，原料组成0.2F x =（摩尔分率，下同），塔顶易挥发组成回收率为80％，且0.28D x =，系统的平均相对挥发度2.5α=。
求该块板的气相板效率。
塔釜可视为一块理论板。
5．用一连续精馏塔分离苯-甲苯物系，已知进料组成x F =0.44，要求塔顶组成达x D =0.9（摩尔分率，上同）。
已知物系的平均相对挥发度α=2.47，最小回流比R m =3，试求此时的进料状况参数q 值。
F x。
华南理工大学化学工程考研十年真题-精馏大题
(2012) （20分）用一精馏塔分离某双组分混合液，在塔中部以饱和蒸汽进料，已知进料中易挥发物组成x f =0.5，塔顶产品中易挥发组成x D =0.9，塔釜中易挥发组成x w=0.05（以上均为摩尔分率），该物系平均相对挥发度为3,回流比R=2R min ,试计算：（1）提馏段操作线方程；（2）进入第一块理论板（从顶往下数）的汽相浓度；（3）若因故塔釜停止加热，欲维持x D 不变应如何操作？此时塔釜排液x w=？(2011) （15分）用相当于3块理论板的精馏塔分离含氨0.4%（摩尔）的氨-水混合物，预热成饱和蒸气后从第2和第3块理论板之间进料。
使用全凝器将来自塔顶的蒸气混合物冷凝成饱和液体。
每1摩尔的进料有1.35摩尔的冷凝液回流进第1块塔板，其余冷凝液作塔顶产品。
从最低的一块塔板下降的液体进入再沸器后，每1摩尔进料有0.7摩尔被汽化并升入第3块理论板，剩余液体作为塔底产品。
设全塔的平衡关系可表示为y = 12.6x分别计算从进料板下降液体中氨的组成和塔底、塔顶产品中氨的组成。
（2010）4.（20分）在一常压连续操作的精馏塔中分离某双组分混合液，塔釜采用间接蒸汽加热，塔顶采用全凝器，泡点回流。
已知该物系的平均相对挥发度为2.5，进料为饱和蒸汽，其组成为0.35（易挥发组分的摩尔分数，下同），进料量为100kmol/h 。
塔顶馏出液量为40kmol/h ，精馏段操作线方程为y n+1=0.8x n +0.16试计算：（1）提馏段操作线方程;（2）若测得塔顶第一块板下降的液相组成为x 1=0.7，求该板的气相默弗里板效率E mv,1；（3）当塔釜停止供应蒸汽，保持回流比不变，若塔板数无穷多，塔釜产品浓度将为多少？（2009）七.（18分）用精馏塔分离相对挥发度为2的双组分混合物，塔顶产品的轻组分摩尔含量为90% 。
精馏段中蒸汽进入某一块板的流率为150kmol/h ，摩尔浓度为60%，流入该板的液体流率为100kmol/h. 该板用气相浓度表示的Murphree 效率为0.5，计算(1) 精馏段的操作线方程,(2) 离开该板的气相和液相摩尔浓度各为多少?(假定为恒摩尔流操作)（2008）二、（20分）一个常压连续精馏塔分离苯和甲苯混合物。
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。
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。
苯与甲苯混合物精馏塔设计方案
苯与甲苯混合物精馏塔设计方案一、概述化工生产中所处理的原料，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为较纯净或几乎纯态的物质. 芳香族化合物是化工生产中的重要的原材料，而苯和甲苯是各有其重要作用。
苯是化工工业和医药工业的重要基本原料，可用来制备染料，树脂，农药，合成药物，合成橡胶，合成纤维和洗涤剂等等；甲苯不仅是有机化工合成的优良溶剂，而且可以合成异氰酸酯，甲酚等化工产品，同时也可以用来制造三硝基甲苯，苯甲酸，对苯二甲酸，防腐剂，染料，泡沫塑料，合成纤维等。
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，石油化工等工业得到广泛应用。
精馏过程在能量计的驱动下，使气，液两相多次直接接触和分离，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。
本次设计任务为设计一定处理量的精馏塔，实现苯——甲苯的分离。
苯——甲苯体系比较容易分离，待处理料液清洁。
因此用筛板塔。
筛板塔也是很早出现的一种板式塔，20世纪50年代起对筛板塔进行了大量工业规模的研究，逐步掌握了筛板塔的性能，并形成了较完善的设计方法。
与泡罩塔相比，筛板塔具有下列优点：生产能力（20%——40%）塔板效率（10%——50%）而且结构简单，塔盘造价减少40%左右，安装，维修都较容易。
二、设计方案的确定本设计任务为分苯—甲苯的混合物，对于二元混合物的分离，应采用连续常压精馏流程。
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。
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贮罐。
该物系属于易分离物系，故操作回流比取为2.7。
塔底采用直接蒸气加热，塔底产品经冷却后送至贮罐。
三、精馏塔的物料衡算⒈ 原料液及其塔顶、塔底产品的摩尔分率苯的摩尔质量为： 78.11/kg kmol甲苯的摩尔质量为： 92.13/kg kmol 0.55/78.110.590.55/78.110.45/92.13F x ==+ 0.995D x =0.01W x =⒉ 原料液及其塔顶与塔底产品的平均摩尔质量 0.5978.11(10.59)92.1383.86/F M kg kmol =⨯+-⨯=0.99578.11(10.995)92.1378.18/D M kg kmol =⨯+-⨯=0.0178.11(10.01)92.1391.99/W M kg kmol =⨯+-⨯=⒊物料平衡原料处理量 600071.55/83.86F kmol h ==总物料衡算 71.55D W =+苯物料衡算 71.550.590.9950.01D W ⨯=+联立解得 42.13/D kmol h =29.42/W kmol h =四、塔板数的确定⒈ 理论板层数N T 的求取①因为苯—甲苯属于理想物系，可采用图解法求解理论板层数②操作回流比 1.8R =③求精馏塔的气、液相负荷1.842.1375.83/L RD kmol h ==⨯=(1) 2.842.13117.96/V R D kmol h =+=⨯=75.8371.55147.38/L L qF L F kmol h =+=+=+= 117.96/V V kmol h ==④求操作线方程精馏段操作线方程为75.8342.130.9950.6430.357117.96117.96D LDy x x x x V V =+=+⨯=+提馏段操作线方程为 147.3829.420.01 1.2490.0025117.96117.96W LWy x x x x V V ''''=-=-⨯=-⑤图解法求理论塔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 18.5T N =(包括再沸器)进料板位置 10F N =⒉ 理论板层数T N 的求取精馏段实际板层数 9/70%12.8613N ==≈精提馏段实际板层数 9.5/70%13.6714N ==≈提五、精馏塔的工艺条件及有关物性数据数据的计算⒈ 操作压力的计算操作为常压操作，所以 101.3P KPa =⒉ 操作温度的计算依据安托因方程苯 1206.35log 6.023220.24o A P t =-+甲苯 1343.94log 6.078219.58o B P t =-+又 o oA AB B P P x P x =+所以 塔顶温度 80.3D t =℃进料板温度 91.0F t =℃塔底温度 110.2W t =℃精馏段平均温度 80.391.085.652m t +==℃提馏段平均温度 91.110.2'100.62m t +==℃⒊ 平均摩尔质量的计算塔顶平均摩尔质量计算由10.995D x y ==查平衡曲线得 10.985x =0.99578.11(10.995)92.1378.18/VDm M kg kmol=⨯+-⨯= 0.98578.11(10.985)92.1378.32/LDm M kg kmol=⨯+-⨯= 进料板平均摩尔质量计算由0.742F y = 查平衡曲线得 0.535F x =0.74278.11(10.742)92.1381.73/VFm M kg kmol =⨯+-⨯=0.53578.11(10.535)92.1384.63/LFm M kg kmol=⨯+-⨯= 塔底平均摩尔质量计算由20.01W x y == 查平衡曲线得 20.004x =0.0178.11(10.01)92.1391.99/VWm M kg kmol =⨯+-⨯=0.00478.11(10.004)92.1392.07/LWm M kg kmol=⨯+-⨯= 精馏段平均摩尔质量 78.1881.7379.96/2Vm M kg kmol +== 78.3284.6381.48/2Lm M kg kmol +==提馏段平均摩尔质量81.7391.99'86.86/2Vm M kg kmol +== 84.6392.07'88.35/2Lm M kg kmol +==⒋ 平均密度的计算⑴气相平均密度计算由理想气体状态方程计算，即精馏段气相平均密度3101.379.962.72/8.3145(85.65273.15)m VmVm m P M kg m RT ρ⨯===⨯+提馏段气相平均密度3'101.386.86' 2.83/'8.314(100.6273.15)m Vm Vm m PM kg m RT ρ⨯===⨯+⑵液相平均密度计算液相平均密度依下式计算，即 1i Lm ia ρρ=∑塔顶液相平均密度的计算由80.3D t =℃，查手册得3814.7/A kg m ρ= 3809.7/B kg m ρ= 31814.67/(0.995/814.80.005/809.7)LDm kg m ρ==+进料板液相平均密度的计算由91.0F t =℃，查手册得3802.8/A kg m ρ= 3799.2/B kg m ρ=进料板液相的质量分率0.53578.110.4940.53578.110.46592.13A a ⨯==⨯+⨯31800.97/(0.494/802.80.506/799.2)LFm kg m ρ==+塔底液相平均密度的计算由110.2W t =℃，查手册得3780.1/A kg m ρ= 3780.1/B k g m ρ=塔底液相的质量分率0.00478.110.00340.00478.110.99692.13AW a ⨯==⨯+⨯31780.1/(0.0034/780.10.9966/780.1)LWm kg m ρ==+精馏段液相平均密度为 3814.67800.97807.82/2Lm kg m ρ+==提馏段液相平均密度为 3800.97780.1'790.54/2Lm kg m ρ+==⒌ 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Lm i i x σσ=∑塔顶液相平均表面张力的计算由80.3D t =℃，查手册得21.23/A mN m σ= 21.66/B mN m σ=0.99521.230.00521.6621.23/LDm mN mσ=⨯+⨯= 进料板液相平均表面张力的计算由91.0F t =℃，查手册得19.94/A mN m σ= 20.53/B mN m σ=0.53519.940.46520.5320.21/LFm mN m σ=⨯+⨯=塔底液相平均表面张力的计算由110.2W t =℃，查手册得17.65/A mN m σ= 18.4/B mN m σ=0.0117.650.9918.418.39/LWm mN m σ=⨯+⨯=精馏段液相平均表面张力 21.2320.2120.72/2Lm mN m σ+==提馏段液相平均表面张力20.2118.39'19.30/2Lm mN m σ+==⒍ 液体平均粘度的计算液相平均粘度依下式计算 即lg lg Lm i i x μμ=∑塔顶液相平均粘度的计算由80.3D t =℃，查手册得0.307A mPa s μ=⋅ 0.310B mPa s μ=⋅lg 0.995lg0.3070.005lg0.310LDm μ=⨯+⨯解出 0.307LDm mPa s μ=⋅进料板平均粘度的计算由91.0F t =℃，查手册得0.277A mPa s μ=⋅ 0.284B mPa s μ=⋅lg 0.494lg0.2770.506lg0.284LFm μ=⨯+⨯解出 0.280LFm mPa s μ=⋅由110.2W t =℃，查手册得0.232A mPa s μ=⋅ 0.252B mPa s μ=⋅lg 0.01lg0.2330.99lg0.252LWm μ=⨯+⨯解出 0.252L W m m P a s μ=⋅精馏段平均粘度0.3070.2800.2942Lm mPa s μ+==⋅提馏段平均粘度0.2800.252'0.2662Lm mPa s μ+==⋅六、精馏塔的塔体工艺尺寸计算由上面可知精馏段 75.83/L kmol h =117.96/V kmol h =⒈ 塔径的计算精馏段的气、液相体积流率为3117.9679.960.963/36003600 2.72Vms Vm VM V m s ρ⨯===⨯ 375.8381.480.00212/36003600807.82Lm s Lm LM L m sρ⨯===⨯由max u =式中，负荷因子0.220()20L C C σ=由史密斯关联图查得20C ，图的横坐标为1/21/20.002123600807.82()()0.03790.9633600 2.72s L s V L V ρρ⨯=⨯=⨯ 取板间距0.40T H m =，板上清液层高度取0.06L h m =，则0.34T L H h m -=由史密斯关联图，得知 200.072C =气体负荷因子 0.20.22020.72()0.072()0.07252020LC C σ==⨯=max 0.0725 1.250/u m s == 取安全系数为0.7，则空塔气速为max 0.70.7 1.2500.875/u u m s ==⨯=1.184D m === 按标准塔径圆整后为 1.2D m =塔截面积为 221.134T A D m π==实际空塔气速为 0.9630.852/1.13u m s == 提馏段的气、液相体积流率为3117.9686.86' 1.006/36003600 2.83Vm s Vm VM V m s ρ⨯===⨯ 3147.3888.35'0.00458/36003600790.54Lm s Lm LM L m s ρ⨯===⨯由max u =式中，负荷因子0.220()20L C C σ=由史密斯关联图查得20C ，图的横坐标为1/21/2'0.004583600790.54()()0.0761' 1.0063600 2.83s L s V L V ρρ⨯=⨯=⨯ 取板间距0.45T H m =，板上清液层高度取0.06L h m =，则0.39T L H h m -=由史密斯关联图，得知 200.081C =气体负荷因子 0.20.22019.30()0.081()0.08042020L C C σ==⨯=max 0.0804 1.34/u m s == 取安全系数为0.7，则空塔气速为max 0.70.7 1.340.938/u u m s ==⨯=1.17D m === 按标准塔径圆整后为 1.2D m =塔截面积为 221.134T A D m π==实际空塔气速为 1.0060.89/1.13u m s == ⒉ 精馏塔有效高度的计算精馏段有效高度为 (1)(131)0.4 4.8T Z N H m =-=-⨯=精精提馏段有效高度为 (1)(141)0.45 5.85T Z N H m =-=-⨯=提提在进料板上方开一个人孔，其高度为0.55m故精馏塔有效高度为0.5511.2Z Z Z m =++=精提七、塔板主要工艺尺寸的计算⒈ 溢流装置计算精馏段：因塔径 1.2D m =，所以可选取单溢流弓形降液管，采用凹形受液盘。
苯-甲苯精馏塔的工艺设计
苯-甲苯精馏塔的工艺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。
本设计任务为分离苯-甲苯混合物。
对于二元混合物的分离，应采用连续精馏装置有精馏塔，再沸器，冷凝器等设备。
热量从塔釜输入，物料在塔内进行精馏分离，余热由塔顶产品冷凝器中的冷却介质带走，为了减少热量，能量的损失，我们在进料前设置了节能器，把塔底热产品先与进料进行交换，然后在冷却。
本文是筛板精馏塔及其预热的设计，分离摩尔分数为0.42的苯-甲苯溶液，使塔顶产品苯的摩尔含量到达95％，塔底釜液摩尔分数为2％。
综合工艺操作方便、经济及安全等多方便考虑，本设计采用了筛板塔对苯-甲苯进行分离提纯，按照逐板计算求得理论板数为14。
根据经验式算得全塔效率为0.50.塔顶使用全凝器，部分回流。
精馏段实际板数为14，提馏段实际板数为14。
实际加料位置在第6板块。
精馏段弹性操作为3.391。
通过板压降、漏液、液泛、液沫夹带的流体力学验算，均在安全操作范围内。
关键词：苯;甲苯;精馏塔目录摘要 (1)目录 (2)前言 (4)1.文献综述 (5)1.1苯 (5)1.1.1苯的来源 (5)1.1.2苯的物理性质 (6)1.1.3苯的化学性质 (6)1.1.4苯的工业用途 (6)1.2甲苯 (7)1.2.1甲苯的来源 (7)1.2.2甲苯的物理性质 (7)1.2.3甲苯的化学性质 (8)1.2.4甲苯的作用与用途 (8)1.3精馏塔的介绍 (10)1.4精馏原理 (11)1.5精馏技术的进展 (11)2. 设计部分 (13)2.1设计任务 (13)2.2设计方案的确定 (13)2.2.1装置流程的确定 (13)2.2.2操作压力的选择 (14)2.2.3进料热况的选择 (14)2.2.4加热方式的选择 (15)2.2.5回流比的选择 (15)2.3精馏塔的工艺计算 (16)2.3.1精馏塔的物料衡算 (16)2.3.2理论板层数N的求取 (16)T2.3.3实际板层数的求取 (18)2.3.4精馏塔的工艺条件及有关物性数据的计算 (18)2.3.5精馏塔的塔体工艺尺寸计算 (21)2.3.6塔板主要工艺尺寸的计算 (22)2.3.7筛板的流体力学验算 (24)2.3.8塔板负荷性能图 (27)3. 结论 (31)参考文献 (33)附录 (34)致谢 (38)前言精馏是化工、石油化工、炼油生产中应用极为广泛的传质传热过程，其目的是将混合物中各组分分离，达到规定的纯度。
分离苯和甲苯混合液的常压筛板精馏塔设计书
分离苯和甲苯混合液的常压筛板精馏塔设计书一．绪论精馏是一种利用回流是液体混合物得到高纯度分离的蒸馏方法，是工业上应用最广的液体混合物分离单元操作，广泛应用于石油、化工、轻工、食品、冶金等领域。
精馏过程在能量剂驱动下，使气液两相多次直接接触和分离，利用液相混合物中各组分的挥发度的不同，使易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，实现原料混合液中各组分的分离。
根据生产上的不同要求，精馏操作可以是连续的或间歇的，按操作压力还可分为常压、加压和减压蒸馏，有些特殊的物系还可采用衡沸精馏或萃取精馏等特殊方法进行分离。
典型的精馏设备是连续精馏装置，包括精馏塔、塔底再沸器、塔顶全凝器/冷凝器。
本设计采用筛板板式精馏塔完成指定分离任务，设计书中包括物料衡算和能量横算；以及塔板数的确定，塔板工艺尺寸的确定，再沸器、全凝器的选型等内容。
本设计按以下几个阶段进行：(1) 设计方案确定和说明。
根据给定任务，对精馏装置的流程、操作条件、主要设备型式及其材质的选取等进行论述。
(2) 蒸馏塔的工艺计算，确定塔高和塔径。
(3)塔板设计：计算塔板各主要工艺尺寸，进行流体力学校核计算。
接管尺寸、泵等，并画出塔的操作性能图。
(4)管路及附属设备的计算与选型，如再沸器、冷凝器。
(5)绘制精馏塔的设备图。
二．设计方案的确定设计题目：分离苯—甲苯混合液的常压筛板精馏塔1.原始数据：生产能力：处理量为8000kg/h原料：苯含量为40%（mol,下同）的液体进料方式：泡点进料分离要求：塔顶馏出液苯含量为95%塔底釜液甲苯含量为98%操作要求：取回流比为倍的最小回流比，总板效率为0.82.装置流程的确定装置流程包括精馏塔，原料预热器，再沸器，冷凝器，釜液冷却器和产品冷却器等设备。
蒸馏在塔内的多次部分气化与多次部分冷凝实现分离，热量自塔釜输出，由冷凝器和冷却器中的冷却介质将余热带走。
次设计中采用的是用泵输送原料。
塔顶冷凝器采用是全凝器，以便于准确的控制回流比。
化工原理课程设计之苯-甲苯连续精馏塔浮阀塔的设计
化工原理课程设计设计题目：苯-甲苯连续精馏塔浮阀塔的设计设计人：班级：学号：指导老师：设计时间：目录设计任务书 (3)前言 (4)第一章工艺流程设计 (5)第二章塔设备的工艺计算 (6)第三章塔和塔板主要工艺尺寸计算 (15)第四章塔板的流体力学验算 (18)第五章塔板负荷性能图 (21)第六章换热器的设计计算与选型 (25)第七章主要工艺管道的计算与选择 (28)结束语 (30)参考文献 (32)附录 (33)化工原理课程设计任务书设计题目：苯—甲苯连续精馏塔(浮阀塔)的设计一、工艺设计部分（一）任务及操作条件1. 基本条件：含苯25％(质量分数，下同)的原料液以泡点状态进入塔内，回流比为最小回流比的1。
25倍。
2. 分离要求：塔顶产品中苯含量不低于95％，塔底甲苯中苯含量不高于2％。
3. 生产能力：每小时处理9.4吨。
4. 操作条件：顶压强为4 KPa (表压），单板压降≯0.7KPa，采用表压0。
6 MPa的饱和蒸汽加热。
（二)塔设备类型浮阀塔.（三）厂址：湘潭地区（年平均气温为17。
4℃）（四）设计内容1. 设计方案的确定、流程选择及说明。
2。
塔及塔板的工艺计算塔高（含裙座）、塔径及塔板结构尺寸；塔板流体力学验算；塔板的负荷性能图;设计结果概要或设计一览表。
3. 辅助设备计算及选型（注意：结果要汇总)。
4。
自控系统设计(针对关键参数）。
5. 图纸：工艺管道及控制流程图；塔板布置图；精馏塔的工艺条件图。
6。
对本设计的评述或有关问题的分析讨论。
二、按要求编制相应的设计说明书设计说明书的装订顺序及要求如下：1。
封面（设计题目，设计人的姓名、班级及学号等)2. 目录3。
设计任务书4. 前言(课程设计的目的及意义）5. 工艺流程设计6。
塔设备的工艺计算（计算完成后应该有计算结果汇总表)7。
换热器的设计计算与选型(完成后应该有结果汇总表）8。
主要工艺管道的计算与选择（完成后应该有结果汇总表)8。
结束语（主要是对自己设计结果的简单评价）9. 参考文献（按在设计说明书中出现的先后顺序编排，且序号在设计说明书引用时要求标注）10。
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课程设计任务书课程名称综合课程设计1 课程代码80s06210设计时间指导教师专业班级一、课程设计任务（题目）及要求（一）设计任务：筛板塔设计在一常压操作的连续精馏塔内分离苯、甲苯混合物，原料液处理量为5500kg/h、组成为0.5(苯的质量分数，下同)，要求塔顶馏出液的组成为0.96，塔底釜液的组成为0.01。
设计条件如下：操作压力4kPa(塔顶表压)进料热状况自选回流比自选单板压降≤0.7kPa全塔效率E T=52%气候条件忽略试根据上述工艺条件作出筛板塔的设计计算。
设计基本资料见主要参考资料。
（二）设计要求1、学生应在老师指导下独立完成，题目不可更换。
2、查阅相关资料，自学具体课题中涉及到的新知识。
3、最后提交的课程设计成果包括：a) 课程设计说明书纸质文件。
b) 课程设计说明书电子文件。
c) 课程设计计算电子表格文件。
二、对课程设计成果的要求（包括课程设计说明书、图纸、图表、实物等软硬件要求）1、分析课程设计题目的要求；2、写出详细设计说明；3、写出详细计算过程、经验值的取舍依据；4、设计完成后提交课程设计说明书；5、设计说明书应内容充实、写作规范、项目填写正确完整、书面整洁、版面编排符合要求。
6、计算过程使用的符号符合参考资料中的要求，设计内容按参考资料[2]121页设计示例执行。
理论塔板数的求取用逐板计算法。
A f和W d的求取按自己推导的公式进行。
三、主要参考资料[1] 贾绍义，柴诚敬.化工原理课程设计.天津大学出版社,2002年6月.[2] 陈敏恒，潘鹤林.化工原理（少学时）.华东理工大学出版社，2008年8月.指导教师（签名）：教研室主任（签名）：安阳工学院化工原理课程设计说明书系别：化学与环境工程学院专业： 09级有机化工生产技术2班学生姓名：王馨锐指导教师：黄建平2011年 5月日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；结构图目录一设计方案的确定 (1)二精馏塔的物料算 (1)1、原料液及塔顶、塔底产品的摩尔分率 (1)2、原料液及塔顶、塔底产品的平均摩尔质量 (1)3、物料衡算 (1)三塔板数的确定.......................................................................................................... .(2)1、理论板层数N T的求取 (2)1. 1求最小回流比及操作回流比 (2)1. 2求精馏塔的气，液相负荷 (2)1. 3求操作线方程 (2)1. 4逐板法计算理论板数 (2)2、实际板层数的求取 (3)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） (4)1、操作压力计算 (4)2、操作温度计算 (4)3、平均摩尔质量计算 (4)4、平均密度计算 (5)5、液体平均表面张力计算 (6)6、液体平均粘度计算 (6)五精馏塔塔体工艺尺寸计算 (7)1、塔径的计算 (7)2、精馏塔有效高度计算 (8)六塔板主要工艺尺寸计算 (8)1、溢流装置计算............................................................................................... . (8)1. 1堰长l w. (8)1. 2溢流堰高度 (8)1. 3弓形降液管宽度W d和截面积A t (8)1. 4降液管底隙高度h0 (9)2、塔板布置 (9)2.1塔板的分块 (9)2.2边缘区宽度确定 (9)3.3开孔区面积计算................................................................................ .. (9)4.4筛孔计算及其排列 (9)七筛板的流体力学验算 (10)1、塔板压降 (10)1.1干板阻力h c计算 (10)1.2气体通过液层的阻力h1计算 (10)1.3液体表面张力的阻力h计算 (10)2、液面落差 (11)3、泡沫夹带 (11)4、漏液 (11)5、液泛 (12)八塔板负荷性能图 (12)1、漏液线 (12)2、液沫夹带线 (14)3、液相负荷下限线 (15)4、液相负荷上限线 (15)5、液泛线 (15)九筛板塔设计计算结果 (17)十参考资料 (19)【设计计算】（一）设计方案的确定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加热至泡点后送入精馏塔内。
塔顶上升蒸汽采用全冷凝器冷凝，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。
（二）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 M A =78.11 kg/kmol 甲苯的摩尔质量 M B =92.13 kg/kmol0.5/78.110.5410.5/78.110.5/92.13F x ==+ 0.96/78.11=0.9660.95/78.110.04/92.13D x =+0.01/78.110.0120.01/78.110.99/92.13W x ==+2）原料液及塔顶，塔底产品的平均摩尔质量 0.541*78.11(10.541)*92.1384.55F M =+-= kg/kmol 0.966*78.11(10.966)*92.1378.59D M =+-= kg/kmol0.012*78.11(10.012)*92.1391.96W M =+-= kg/kmol3）物料衡算 原料处理量550065.0584.55m Fq F m ===总物料衡算 F=D+W 40.76=D+W 苯物料衡算 F D WF x D x W x =+65.05*0.541=0.966D+0.012W联立解得 D=36.00kmol/h W=29.05kmol/h（三）塔板数确定1) 理论版层数T N 的求取1.求最小回流比及操作回流比 苯-甲苯的相对挥发度为2.74因q=1 所以F x = D x =0.541混合物的相平衡方程为qqq x x y )1(1-+=αα 0.747q y = 故最小回流比为 min 0.9660.747 1.0630.7470.541D q q qx y R y x --===--取操作回流比为 min 22*1.063 2.13R R ===2.求精馏塔的气，液相负荷2.13*36.0076.68L R D ===h kmol / (1)(2.131)*36.00V R D =+=+=h k m o l /'76.6865.0514L L F =+=+=h k m o l /'112.6V V ==h k m o l /3.求操作线方程 精馏段操作线方程为2.130.9660.6810.319112.1312.131D n i n n n x R y x x x R R +=+=+=+++++提馏段操作线方程 1//11.2580.25811n n w n R F D F D y x x x R R ++--=-++图解法求理论板层数，求解结果为T N =12.5，进料板位置F N =64．实际板层数的求取精馏段实际板层数 5/0.521N ==精 提留段实际板层数 7.5/0.52N ==提（四）精馏塔的工艺条件及有关物性数据的计算1）操作压力计算塔顶操作压力 k P a P D 3.10543.101=+=每层塔板压降 k P a p 7.0=∆进料板压力 105.30.7*10112F P k P a =+= 精馏段平均压力(105.3112.3)/2108.8m P kPa =+=2）操作温度计算依据操作压力，有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 81.5D t =0C 进料板温度 99.0F t =0C精馏段平均温度 (81.599)/290.25m t =+=0C3）平均摩尔质量计算由 10.966D x y == 查平衡曲线得10.916x =0.96678.11(10.966)92.1V D m M =⨯+-⨯= kg/kmol 0.91678.11(10.916)92.L D m M =⨯+-⨯= kg/kmol进料板平均摩尔质量计算 0.692F y = 0.462F x =0.692*78.11(10.692)*92.1382.43VFm M =+-= 0.462*78.11(10.462)*92.1385.65LFm M =+-= 精馏段平均摩尔质量(785982.43)/280.51Vm M =+=。
(79.2985.65)/282.47Lm M =+= 4)平均密度计算1.气相平均密度计算由理想气体状态方程式计算，即 108.8*80.51 2.908.314*(90.25273.15)m Vm Vm mP M RT ρ===+2.液相平均密度计算液相平均密度依 i i Lm a ρρ//1∑=计算 塔顶液相平均密度计算 由 81.5D t =0C ，查手册得3/7.812m kg A =ρ 808.4B ρ= kg/3m 1813.30.96/812.70.04/808.4LD m ρ==+ kg/3m进料板液相平均密度计算 由 99F t =0C ，查手册得1.793=A ρ kg/m 3 790.97B ρ= kg/m 3进料板液相的质量分率 0.462*78.110.4210.462*78.110.538*92.13A a ==+1791.90.42/793.10.58/790.8LF mρ==+ kg/m3精馏段液相平均密度为(813.3791.9)/2802.6Lm ρ=+= kg/m 35）液体平均表面张力计算液相平均表面张力依i i Lm x σσ∑=计算塔顶液相平均表面张力的计算由 81.5D t =0C 查图得m mN A /24.21=σ m mN B /42.21=σ 0.966*21.240.034*21.4L D m σ=+= mmN /进料板液相平均表面张力的计算 由 99F t =0C ，查手册得m mN A /90.18=σ m mN B /0.20=σ 0.462*18.900.538*20.019.49LFm σ=+= m mN / 精馏段液相平均表面张力为 (21.2519.49)/2Lm σ=+= mmN /6）液相平均年度的计算液相平均粘度依i i Lm u x u ∑=lg 计算 塔顶液相平均粘度的计算 由 81.5D t =0C 查图得0.302A μ= mPa ·s 0.306B μ= mPa ·s l g 0.966l g (0.302)0.034L D m μ=+ 解出 302.0=LDm μ s mPa ⋅ 进料板液相平均粘度的计算有 99F t =0C ，查手册得256.0=A μs mPa ⋅ 265.0=B μs mPa ⋅ lg 0.462*lg(0.256)0.538lg(0.265)LFm μ=+ 解出 0.261LFm μ=s mPa ⋅ 精馏段液相平均表面粘度为282.02/)261.0302.0(=+=Lm μs m P a ⋅ （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112.68*80.510.86936003600*2.90Vm s Vm VM V ρ===m3/s76.68*82.470.0021836003600*802.6Lm s LmLM L ρ===m3/s由 Vmax ρρρVL Cu -=式中C由2.02020⎪⎭⎫⎝⎛=L C C σ计算，其中的C 20由图查取查取图的横坐标为1/21/20.00218*3600802.60.04170.869*3600 2.90h L h V L V ρρ⎛⎫⎛⎫== ⎪⎪⎝⎭⎝⎭取板间距 m H T 40.0=,板上液层高度 m h L 06.0= 则 m h H L T 34.006.040.0=-=- 查书图的 072.020=C 0.20.22020.37()0.072()0.07232020LC C σ===m a x 802.62.900.07231.201/2.90u m s -== 取安全系数为0.8，则空塔气速为m a x 0.80.8*1.2010.96u u===s m / 44*0.8691.07*0.841sV D uππ===m按标准塔径圆整后为m D 0.1= 塔截面积为222785.00.1*44mD A T ===ππ实际空塔气速为 0.8691.1070.785u ==s m / 2）精馏塔有效高度的计算精馏塔有效高度为N 1(101)*0.4 3.6T Z H =-=-=精精（）m 提馏段有效高度为N 1(151)*0.4 5.6T Z H =-=-=提提（）m 在进料板上方开一人孔，其高度为m 8.0 故精馏塔的有效高度为Z Z 0.8 3.6 5.60.810Z =++=++=提精m （六）塔板主要工艺尺寸的计算 1）溢流装置计算因塔径0.1=D m ，可选用单溢流弓形降液管，采用凹形受液盘。