年处理8万吨苯_甲苯的精馏装置设计书
万吨苯甲苯连续精馏装置工艺设计精馏塔设计说明化工设计
万吨苯甲苯连续精馏装置工艺设计精馏塔设计说明化工设计成绩化工原理课程设计设计说明书设计题目：2.772万吨/年苯—甲苯连续精馏装置工艺设计姓名________班级_应化学号_________完成日期2013-7-9指导教师梁伯行化工原理课程设计任务书(应化10级各班适用)一、设计说明书题目:2.520(万吨/年) 苯 - 甲苯连续精馏装置工艺设计说明书二、设计任务及条件1.处理量: (1500＋本班学号×200) Kg/h (每年生产时间按7200小时计);2.进料热状况参数：( 3班)为0.50,3.进料组成: ( 3班)含苯为0.40(质量分率),4.塔底产品含苯不大于0.01(质量分率);5.塔顶产品中含苯为0.98(质量分率)。
装置加热介质为过热水蒸汽(温度及压力由常识自行指定),装置冷却介质为25℃的清水或45℃的循环清水。
三、设计说明书目录(主要内容) 要求1.说明书标准封面；2.目录页，任务书页3.说明书主要内容规定1）装置流程概述，2）装置物料平衡，3）精馏塔操作条件确定，4）(适宜回流比/最小回流比)为1.35时理论塔板数及进料位置，5）精馏塔实际主要工艺尺寸，6）精馏塔塔顶第二板、进料口上等三板和进料口下等二板塔板结构参数 7）精馏塔结构参数汇总表和精馏塔结构简图(A3图) ，8）装置热衡算9）装置经济效益和工艺设计评价四、经济指标1)5000元/(平方米塔壁)；2)3000元/(平方米F1型浮阀(重阀) 塔板)),3)4000元/(平方米传热面积),4)料液输送3元/吨，冷却水16元/吨，热载体(柴油)160元/吨,5)设备使用年限15年。
五、参考书目1)化工原理课程设计指导；2)夏清等编化工原理(上) 、( 下) 2002年修订版；3)化工工艺设计图表；4)炼油工艺设计手册浮阀塔分册。
目录一、前言 (5)二、设计方案的确定 (6)1.处理量确定 (6)2. 设计题目 (6)3.概述 (6)4.设计方案 (6)（1）塔设备的工业要求 (6)（2）工艺流程如下： (6)（3）流程的说明 (6)三、精馏塔设计 (7)1.工艺条件的确定 (7)（1）苯与甲苯的基础数据 (7)（2）温度的条件： (8)2.精馏塔物料恒算 (8)（1）摩尔分数 (8)（2）原料液及塔顶、塔底产品的平均摩尔量 (8)（3）质量物料恒算与负荷计算及其结果表 (8)3.塔板数计算 (9)（1）.理论板层数T N的确定 (9)（2）实际板层数的求取 (11)四、精馏塔的工艺条件及有关物性数据的计算 (11)１．操作压力 (11)2.操作温度 (11)3.平均摩尔量 (12)（1）塔顶气、液混合物平均摩尔质量: (12)（2）进料板气、液混合物平均摩尔质量： (12)（3）精馏段气、混合物平均摩尔质量124.平均密度 (12)（1）气相平均密度由理想气体状态方程计算，即 (12)（2）液相平均密度 (12)5.液相平均表面张力 (13)6．液体平均粘度计算 (13)五、精馏塔的塔体工艺尺寸计算 (14)1．塔径的计算 (14)（1）最大空塔气速和空塔气速 (14)（2）塔径 (15)2．精馏塔总有效高度的计算 (15)六、塔板主要工艺尺寸的计算 (15)1.主要工艺尺寸的计算 (15)（1) 溢流堰长w l： (15)（2) 溢流堰高度Wh ............................. 15 （3) 弓形降液管的宽度dW 与降液管的面积fA ： .............................................. 16 (4) 降液管底隙高度oh ....................... 16 2.塔板布置及浮阀数目与排列 (17)七、 塔板流体力学验算 (18)1.计算塔板压降 (18)（1） 干板阻力的计算 ...................... 18 （2） 板上充液层阻力1h .. (19)（3） 克服表面张力所造成的阻力0h 19 2.淹塔 (19)（1） 与气体通过塔板的压降相当的液柱m h p 059.0 (19)（2） 液体通过降液管的压头损失: . 19（3） 板上液层高度: (20)3.雾沫夹带 (20)(1)雾沫夹带 (20)八、 塔板负荷性能图 (21)1.雾沫夹带线 (21)2.液泛线 ............................................................. 22 3. 液相负荷上限线 .. (23)5. 液相负荷下限线 (24)九、塔板负荷性能图 (24)十、塔附件及总高度的计算 (24)H (24)1.塔顶空间DH (25)2.进料板高度FH (25)3.塔底空间w4.封头高度1H (25)H (25)5.裙座高度26.塔壁厚计算 (25)7.塔总高度 (25)十一、热平衡确定热换器 (25)1.塔顶全凝器Qc(以1秒钟计算) (25)2.全凝器的传热面积A (26)3.全凝器清水的用量 (26)4.塔底再沸器QB (以1秒钟来算) (26)5.再沸器的传热面积A (27)6.再沸器的柴油的用量 (27)7.原料预热器 (27)（1）求原料预热所需的热量(以1秒钟来算) (27)（2）塔底产品能给的热量及其换热面（3）柴油预热器(以1秒钟来算) (28)（4）塔釜产品冷却器(以1秒钟来算)28 十二、设备费用计算 (28)1.塔体费用 (28)2.塔板费用 (29)3.总换热器费用 (29)4.总设备费用 (29)5.固定资产折旧后年花费用 (29)6.主要操作年费用计算 (29)7.柴油用量费用 (29)8.料液输送费 (29)9.总操作费用 (29)10.设备费用和操作费用的总费用 (29)11. 银行利息后的总成本 (29)课程设计评价 (31)附图 (31)参考文献 (34)一、前言化工原理课程设计是理论系实际的桥梁，是让学生体察工程实际问题复杂性的初次尝试。
年产8万吨甲苯精馏塔设计_化工原理课程设计说明书 精品
年产8万吨甲苯精馏塔设计摘要此设计为苯-甲苯连续操作设计精馏塔，要求年产纯度为98%的甲苯6万t，塔顶馏出液中含甲苯不得高于2%，原料液中含甲苯40%（以上均为质量分数）。
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AbstractThis design for benzene-toluene continuous operation of the column, the design requirements of the purity of 98% annual capacity of 60000 t toluene, being in distillate including toluene shall not be higher than the 2%, raw material liquid 40% (above all is the toluene quality score) distillation separation liquid mixture is a kind of the most commonly used in chemical refining unit operation, oil chemical industry etc widely applied Keywords: plate tower; Benzene, toluene; Process calculation; chart目录摘要 (I)Abstract ·······························I I 第一章文献综述····························- 1 -1.1 概述······························- 1 -第二章设计方案的确定·························- 3 -2.1 设计方案的确定及流程说明····················- 3 -2.1.1 装置流程的确定······················- 3 -2.2 操作条件····························- 3 -2.2.1 进料液状态的选择····················- 3 -2.2.2加热方式·························- 4 -2.2.3回流比的选择·······················- 4 -2.3 主要设备的工艺尺寸计算·····················- 4 -2.4 流体力学计算··························- 4 -2.5 已知参数····························- 5 -第三章塔体计算····························- 7 -3.1 料液及塔顶、塔底产品含苯的摩尔分率···············- 7 -3.2 平均分子量···························- 7 -3.3 物料衡算····························- 7 -3.4 塔板数的确定··························- 8 -3.4.1 根据苯和甲苯的气液平衡数据作出x-y图···········- 8 -3.4.2 求最小回流比及操作回流比R ················- 8 -3.4.3 求理论板数·······················- 9 -3.5 全塔效率····························- 9 -3.6 实际板数N ···························- 9 -3.7 精馏塔有效高度的计算·····················- 10 -3.8 塔工艺条件及物性数据计算···················- 10 -3.8.1 操作压强的计算Pa ···················- 10 -3.8.2 操作温度的计算运用orign绘出图象如下图········- 11 -3.8.3 平均摩尔质量计算····················- 11 -3.8.4 平均密度计算······················- 12 -3.8.5 液体平均表面张力的计算················- 13 -3.8.6 液体平均粘度的计算···················- 14 -3.9 精馏塔气液负荷计算······················- 14 -3.10 塔和塔板的主要工艺尺寸的计算················- 15 -3.10.2 溢流装置·······················- 16 -3.10.3 塔板布置·······················- 18 -3.11 筛孔数n与开孔率······················- 18 -第四章流体力学验算·························- 20 -4.1 气体通过筛板压降相当的液柱高度···············- 20 -4.2 液面落差··························- 21 -4.3 精馏段雾沫夹带量的验算···················- 22 -4.4 精馏段漏液的验算······················- 22 -4.5 精馏段液泛验算·······················- 22 -第五章塔板负荷性能图························- 24 -5.1精馏段···························- 24 -5.1.1 液沫夹带线······················- 24 -5.1.2 液泛线························- 25 -5.1.3 液相负荷上限线····················- 26 -5.1.4漏液线（气相负荷下限线）···············- 26 -5.1.5 液相负荷下限线····················- 27 -第六章设计一览表··························- 29 -6.1精馏塔的工艺设计计算结果汇总················- 29 -结束语································- 31 -参考文献·······························- 32 -附录·································- 33 -主要符号说明···························- 33 -致谢·································- 36 -第一章文献综述1.1 概述塔设备是炼油、化工、石油化工等生产中广泛应用的气液传质设备。
年产8万吨甲苯精馏塔的毕业设计
摘要摘要轻苯中的主要成分是苯，是纯苯的主要生产来源。
苯的用途有很多，是有机合成的基础化工原料，可制造成苯乙烯、苯酚、丙酮、环己烷、硝基苯、顺丁烯二酸酐等化工产品，更进一步可制成合成纤维、合成橡胶、合成树脂以及染料、洗涤剂、农药、医药等多种生活生产必需产品。
本次设计，首先是介绍轻苯的物质组成、物理化学性质以及轻苯精制产品的用途。
随后又介绍了轻苯精制的工艺流程，以便能够更清晰地了解并掌握到本设计的原理与目的。
经过设备的各方面对比，选择最适合本设计的设备，最后经过物料衡算、热量衡算等计算，得出本设计所需要的原料与热量以及相应设备。
本设计中的产品有纯苯、甲苯、二甲苯、不饱和化合物以及少量含硫、氮、氧的化合物。
其中，最主要的产品是纯苯、甲苯和二甲苯。
关键词：轻苯精制酸洗精制法轻苯AbstractThe main component of the light benzene is benzene, the main source of benzene. The use of benzene is the organic synthesis of the basic raw material can be made of styrene, phenol, acetone, cyclohexane, nitrobenzene, maleic anhydride, etc., and further can be prepared synthetic fibers, synthetic rubber, synthetic resins and dyes , detergents, pesticides, pharmaceuticals and other products.The design is first to introduce the use of benzene-light composition, properties and obtained clumsy. Later on the process, allows us to more clearly understand the principles of design and purpose. After the device compared to select the most suitable device of this design, and finally through the material balance and heat balance, draw the design of raw materials and heat.The design of the products are benzene, toluene, xylene, unsaturated compounds and a small amount of sulfur, nitrogen and oxygen compounds. The main products are benzene, toluene and xylene.Key words : Light benzene refining , Pickling refined method, Light benzene目录摘要 (I)Abstract (II)目录 (III)第一章引言 (1)1.1 轻苯的定义、产品用途及生产意义 (1)1.2 轻苯的供求关系以及市场需求 (2)1.3 目前国内外轻苯精制的方法 (2)1.4 酸洗精制 (3)1.5 加氢精制 (4)1.6 工艺选择 (5)1.7设计方案 (6)1.8 生产设备的选择 (7)第二章物料衡算 (9)2.1 初步精馏 (9)2.2 吹苯 (10)2.3 纯苯塔的物料衡算 (10)2.3.1 操作条件 (10)2.3.2 全塔物料衡算 (10)2.3.3 温度的确定 (11)2.3.4 平均相对挥发度： (12)2.3.5 最小回流比Rmin (12)2.3.6 操作线方程 (12)第三章设备的计算 (15)3.1 塔径的计算 (15)3.1.1精馏段塔径的计算 (15)3.1.2 提馏段塔径的计算 (16)3.2 理论塔板数计算 (17)3.2.1 求最小理论塔板数Nm： (17)3.2.2 理论板数的计算 (17)3.2.3 进料板位置 (17)3.2.4 计算板效率 (18)3.3 实际塔板数 (19)3.4 塔内件设计 (19)3.4.1 溢流堰设计 (19)3.4.2 降液管设计 (20)3.4.3 塔板布置及浮阀数目与排列 (21)3.5 塔板流体力学验算 (23)3.5.1 气相通过浮阀塔的压降 (23)3.5.2 淹塔 (24)3.5.3 雾沫夹带 (25)3.6 塔板负荷性能 (26)3.6.1 雾沫夹带线 (26)3.6.2 液泛线 (27)3.6.3 液相负荷上限 (27)3.6.4 漏液线 (28)3.6.5 液相负荷下限 (28)第四章辅助设备的计算 (31)4.1 常压塔主要尺寸设计 (31)4.1.1 壁厚 (31)4.1.2 封头 (31)4.1.3 裙座 (31)4.1.4 塔高设计 (31)4.1.5 基础环设计 (31)4.2 公用工程规格 (32)4.2.1 电 (32)4.2.2 冷却水 (32)第五章轻苯精制中的危害因素与防护 (33)5.1防火 (33)5.2 原料、产品、及中间产品的储存 (33)5.3 废气的处理 (34)第六章轻苯精制的发展方向 (35)6.1现状 (35)6.2展望 (35)参考文献 (36)致谢及声明 (37)第一章引言1.1 轻苯的定义、产品用途及生产意义轻苯是一种由二硫化碳、苯、甲苯、二甲苯、环戊二烯、噻吩等组成的混合物质。
化工原理课程设计--年处理8万吨吨苯-甲苯的精馏装置
化工原理课程设计--年处理8万吨吨苯-甲苯的精馏装置安徽理工大学课程设计（论文）任务书化学工程学院化学工程系工作计划元月2日—布置设计任务；元月2日至元月4日—完成初步设计计算；元月5日至元月6日—完成设计计算说明书抄写及绘图、装订。
参考资料[1]贾绍义等. 《化工原理课程设计》.天津:天津大学出版社,2002.[2]谭天恩等. 《化工原理》(第三版)上、下册.北京:化学工业出版社,2000[3]张洪流. 《化工原理》上、下册.北京:国防工业出版社,2009[3]青岛化工学院等.《化学化工物性数据手册》（有机卷）.北京: 化学工业出版社,2002[4]汪镇安. 《化工工艺设计手册》（上、下册）.北京: 化学工业出版社,2002[5] 《化工设备设计手册》指导教师签字教研室主任签字2012年1月2日年处理8万吨苯-甲苯的精馏装置摘要：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。
精馏操作在化工、石油化工、轻工等工业生产中占有重要的地位。
为此，掌握气液相平衡关系，熟悉各种塔型的操作特性，对选择、设计和分析分离过程中的各种参数是非常重要的。
塔设备是化工、炼油生产中最重要的设备类型之一。
本次设计的浮阀塔是化工生产中主要的气液传质设备。
此设计针对二元物系的精馏问题进行分析、选取、计算、核算、绘图等，是较完整的精馏设计过程，该设计方法被工程技术人员广泛的采用。
本设计书对苯和甲苯的分离设备─浮阀精馏塔做了较详细的叙述，主要包括：工艺计算，辅助设备计算,塔设备等的附图。
采用浮阀精馏塔，塔高13.4米，塔径1.4米，按逐板计算理论板数为17。
算得全塔效率为0.541。
塔顶使用全凝器，部分回流。
实际总塔板数为30块，其中精馏段实际板数为15，提馏段实际板数为15，实际加料位置在第16块板(从上往下数)。
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。
万吨苯—甲苯连续精馏装置工艺设计word版
成绩化工原理课程设计设计说明书设计题目：1.6632万吨/年苯—甲苯连续精馏装置工艺设计姓名 xxx班级应化10-3学号 xxxxxxxx完成日期 2013-07-06指导教师梁伯行化工原理课程设计任务书一、设计说明书题目1.6632(万吨/年) 苯—甲苯连续精馏装置工艺设计说明书二、设计任务（1）处理量:3班(1500 + 学号×200)kg/h（每年生产时间按330天计算）；本人学号03，则处理量为2100kg/h,生产时间为7920h。
（2）原料组成:(3班) 含苯为0.40(质量分率)；（3）进料热状况参数:（3班）为0.5；（4）产品组成：塔顶产品，含苯0.98(质量分率，下同)；塔底产品，含苯0.01；（5）塔顶采用30℃的冷回流，冷却水温度25℃，回用循环水温度45℃；塔底重沸器加热介质为比密度0.86的柴油，进口温度290℃，出口温度160℃；（6）其它用于经济评价参数：加工纯利润600元/吨原料油，操作费用计量：料液输送3元/吨，冷却水16元/吨，热载体(柴油)160元/吨；固定资产计量：传热面积4000元/平方米, 泵1200元/(立方米/小时) ；5000元/(立方米塔体)；3000元/(平方米F1型浮阀(重阀) 塔板) 。
装置使用年限15年。
三、设计说明书目录(主要内容) 要求1.说明书标准封面；2.目录页，任务书页；3.说明书主要内容规定1)装置流程概述，2)装置物料平衡，3)精馏塔操作条件确定，4)(适宜回流比/最小回流比)为1.35时理论塔板数及进料位置，5)精馏塔实际主要工艺尺寸，6)精馏塔塔顶第二板、进料口上等三板和进料口下等二板塔板结构参数，7)精馏塔结构参数汇总表和精馏塔结构简图(A3图) ，8)装置热衡算，9)装置经济效益和工艺设计评价。
四、参考书目1．化工原理课程设计指导；2．夏清等编化工原理(上) 、( 下) 2002年修订版；3．化工工艺设计图表；4．炼油工艺设计手册浮阀塔分册。
苯甲苯精馏塔的课程设计说明书
《化工原理》课程设计设计题目苯-甲苯精馏塔的设计学生指导教师讲师年级专业系部课程设计任务书一、课题名称苯——甲苯混合液筛板精馏塔设计二、课题条件（原始数据）1、设计方案的选定原料：苯、甲苯原料苯含量：质量分率= 45.5%原料处理量：质量流量=20.5t/h产品要求：苯的质量分率：x D =98%，x W=1%2、操作条件常压精馏，泡点进料，塔顶全凝，泡点回流，塔底间接加热。
3、设备型式：筛板塔三、设计容1、设计方案的选择及流程说明2、工艺计算（物料衡算、塔板数、工艺条件及物性数据、气液负荷等）3、主要设备工艺尺寸设计（1）塔径（2）塔板（降液管、溢流堰、塔板布置等）（3）塔高4、流体力学验算与操作负荷性能图5、辅助设备选型（冷凝器、再沸器、泵、管道等）6、结果汇总表7、设计总结8、参考文献9、塔的设计条件图（A2）10、工艺流程图（A3）四、图纸要求1、带控制点的工艺流程图（2＃图纸）；2、精馏塔条件图（1＃图纸）。
摘要：本设计对苯—甲苯分离过程筛板精馏塔装置进行了设计，主要进行了以下工作：1、对主要生产工艺流程和方案进行了选择和确定。
2、对生产的主要设备—筛板塔进行了工艺计算设计,其中包括：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精馏塔塔板的主要工艺尺寸的计算。
3、绘制了生产工艺流程图和精馏塔设计条件图。
4、对设计过程中的有关问题进行了讨论和评述。
本设计简明、合理，能满足初步生产工艺的需要，有一定的实践指导作用。
关键词：苯—甲苯；分离过程；精馏塔目录目录 .......................................................................... 1 1 文献综述 .................................................................... 3 1.1概述 ....................................................................... 3 1.2方案的确定及基础数据 ....................................................... 3 2 塔物料衡算 .................................................................. 5 2.1原料液及塔顶、塔底产品的摩尔分率 ........................................... 5 2.2原料液及塔顶、塔底产品的平均摩尔质量 ....................................... 6 2.3物料衡算 ................................................................... 6 3 塔板数的确定 ................................................................ 6 3.1理论板层数T N 的求取 ........................................................ 6 3.2求精馏塔气液相负荷 ......................................................... 7 3.3操作线方程 ................................................................. 8 3.4逐板计算法求理论板层数 ..................................................... 8 3.5全塔效率T E 估算 (8)3.6际板数 ..................................................................... 9 4 精馏塔的工艺条件及有关物性数据的计算 ......................................... 9 4.1操作压力计算 ............................................................... 9 4.2安托尼方程计算 ............................................................ 10 4.3平均摩尔质量计算 .......................................................... 10 4.4平均密度计算 .............................................................. 11 4.5液体平均表面力计算 ........................................................ 12 4.6液体平均粘度计算 .......................................................... 13 4.7气液负荷计算 .............................................................. 14 5 精馏塔塔体工艺尺寸的计算 .................................................... 15 塔径的计算 .................................................................... 15 6 塔板主要工艺尺寸的计算 ...................................................... 16 6.1溢流装置计算 .. (16)6.2塔板布置 (18)6.3筛孔数n与开孔率 ： (19)7 筛板的流体力学验算 (19)7.1气体通过筛板压强相当的液柱高度计算（精馏段） (19)7.2气体通过筛板压强相当的液柱高度计算（提馏段） (21)8 塔板负荷性能图 (22)8.1精馏段： (22)8.2提馏段： (26)9 设备设计 (30)9.1塔顶全凝器的计算与选型 (30)9.2再沸器 (31)10 各种管尺寸确定 (31)10.1进料管 (31)10.2出料管 (31)d (32)10.3塔顶蒸汽管pd (32)10.4回流管Rd (32)10.5再沸返塔蒸汽管v11 塔高 (32)12.设计体会 (33)13.参考文献 (34)分离苯-甲苯混合液的筛板精馏塔1．文献综述1.1概述在常压操作的连续精馏塔分离苯-甲苯混合液，已知原料液的处理量为20.5t/h，组成为45.5%（苯的质量分率），要求塔顶馏出液的组成为98%（苯的质量分率）塔底釜的组成为1%。
年处理量 7 年产7万吨苯-甲苯连续精馏塔的设计
2.塔板的流体力学计 算 3.塔的设计与辅助设 备的选型
Course Design of Principles of Chemical Industry
设备工艺条件的计算
1
设计方案的确定及工艺流程的说明 塔板数的确定
2
3 4
全塔的物料衡算 物性数据的计算 设备工艺尺寸设计
5
Course Design of Principles of Chemical Industry
Course Design of Principles of Chemical Industry
管程流通面积m2
0.0106
0.0106
0.0194
0.0163
中心排管数
20
20
16
22
管子根数n
360
360
220
370
管程N
6
6
2
4
公称压力PN Mpa 公称直径DN mm
4
4
1
2.5
700
700
450
a.查化工设备手册，先查出经验数据；
b.根据经验数据，查图或根据公式计算出与设计参数直接相关数据； c.圆整，并依据安全系数核算第一步假定数据和经验数据； d.验证，若安全系数在范围内，则计算终止，若安全系数不在范围内 ，则试差调整经验数据，直至安全系数在规定范围内。
f.设备工艺尺寸中每一个参数均需经过：经验假设——公式计算—— 安全核算——试差调整——可靠数据的过程，并且应查国标规定的设 备标准，不设计无法生产的设备。
3 物料衡算
原料处理量
F 70000000 113 .2635 kmol / h 7200 85.8372
苯―甲苯精馏分离板式塔设计
化工原理课程设计任务书一、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）90000吨／年操作周期：7200小时/年进料组成：苯含量为40%(质量分数)塔顶产品组成: 98％(质量分数)塔底产品组成: 2%(质量分数)2、操作条件操作压力常压进料热状态泡点进料单板压降：≤0.7 kPa3、设备形式板式精馏塔：筛板4、厂址大连三、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）塔径及提馏段塔板结构尺寸的确定（2）总塔高、总压降及接管尺寸的确定4、设计结果汇总5、工艺流程图及精馏塔工艺条件图6、设计评述及感想四、参考资料[1].陈敏恒，丛德兹等.化工原理（上、下册）（第二版）.北京：化学工业出版社，2000[2].柴诚敬，刘国维，李阿娜.化工原理课程设计.天津：天津科学技术出版社，1995五、格式基本要求（1）纸型：A4纸，单面打印或双面打印均可；（2）页边距：上3.5cm，下2.5cm，左2.5cm，右2.5cm；（3）页眉：2.5cm，页脚：2cm，左侧装订；（4）字体：正文全部宋体、小四（5）行距：多倍行距：1.25，段前、段后均为0，取消网格对齐选项。
（6）包括封面、任务书、目录等，内容大概15—20页六、主要基础数据1.苯和甲苯的物理性质2.常压下苯—甲苯的气液平衡数据温度，℃80.1 85 90 95 100 105 110.6 苯P A°，kPa 101.33 116.9 135.5 155.7 179.2 204.2 240.040.0 46.0 54.0 63.3 74.3 86.0 101.33 甲苯P B°，kPa以上为实验数据，也可用Antoine公式计算：组分 A B C苯 6.023 1206.35 220.24甲苯 6.078 1343.94 219.583、液相密度，温度，℃80 90 100 110 120苯815 803.9 792.5 780.3 768.9甲苯810 800.2 790.3 780.3 770.04、液体的表面张力，10-3N/m温度，℃80 90 100 110 120苯21.27 20.06 18.85 17.66 16.49甲苯21.69 20.59 19.94 18.41 17.315、液体粘度，10-3Pa s温度，℃80 90 100 110 120苯0.308 0.279 0.255 0.233 0.215甲苯0.311 0.286 0.264 0.254 0.288温度，℃80 90 100 110 120苯394.1 386.9 379.3 371.5 363.2甲苯379.9 378.8 367.6 361.2 354.6。
苯-甲苯板式精馏塔的课程设计
目录板式精馏塔设计任务书 (3)设计题目： (3)二、设计任务及操作条件 (3)三、设计内容： (3)一．概述 (5)1.1 精馏塔简介 (5)1.2 苯-甲苯混合物简介 (5)1.3 设计依据 (5)1.4 技术来源 (6)1.5 设计任务和要求 (6)二．设计方案选择 (6)2.1 塔形的选择 (6)2.2 操作条件的选择 (6)2．2.1 操作压力 (6)2.2.2 进料状态 (6)2.2.3 加热方式的选择 (7)三．计算过程 (7)3.1 相关工艺的计算 (7)3.1.1 原料液及塔顶、塔底产品的摩尔分率 (7)3.1.2 物料衡算 (8)3.1.3 最小回流比及操作回流比的确定 (8)3.1.4精馏塔的气、液相负荷和操作线方程 (9)3.1.5逐板法求理论塔板数 (10)3.1.6 全塔效率的估算 (11)3.1.7 实际板数的求取 (13)3.2 精馏塔的主题尺寸的计算 (13)3.2.1 精馏塔的物性计算 (13)3.2.2 塔径的计算 (15)3.2.3 精馏塔高度的计算 (17)3.3 塔板结构尺寸的计算 (18)3.3.1 溢流装置计算 (18)3.3.2塔板布置 (19)3.4 筛板的流体力学验算 (21)3.4.1 塔板压降 (21)3.4.2液面落差 (22)3.4.3液沫夹带 (22)3.4.4漏液 (22)3.4.5 液泛 (23)3.5 塔板负荷性能图 (23)3.5.1漏夜线 (23)3.5.2 液泛夹带线 (24)3.5.3 液相负荷下限线 (25)3.5.4 液相负荷上限线 (25)3.5.5 液泛线 (26)3.6 各接管尺寸的确定 (29)3.6.1 进料管 (29)3.6.2 釜残液出料管 (29)3.6.3 回流液管 (30)3.6.4塔顶上升蒸汽管 (30)四．符号说明 (30)五．总结和设计评述 (31)板式精馏塔设计任务书设计题目：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） 5万吨／年操作周期 7200 小时／年进料组成 50％（质量分率，下同）塔顶产品组成 99％塔底产品组成 2%2、操作条件操作压力常压进料热状态泡点进料冷却水 20℃加热蒸汽 0.2MPa3、设备型式筛板塔4、厂址安徽省合肥市三、设计内容：1、概述2、设计方案的选择及流程说明3、塔板数的计算(板式塔)( 1 ) 物料衡算;( 2 ) 平衡数据和物料数据的计算或查阅;( 3 ) 回流比的选择;( 4 ) 理论板数和实际板数的计算;4、主要设备工艺尺寸设计( 1 ) 塔内气液负荷的计算;( 2 ) 塔径的计算;( 3 ) 塔板结构图设计和计算；( 4 )流体力学校核；( 5 )塔板负荷性能计算；( 6 )塔接管尺寸计算；( 7 )总塔高、总压降及接管尺寸的确定。
年产8万吨粗苯精制车间工艺设计
一、总论1．概述粗苯为中间体产品，本身用途极为有限，仅作为溶剂使用，但是精制后的的焦化苯、焦化甲苯、焦化二甲苯等产品，是有机化工、医药和农药的等重要原料，在国内，国际上都有很好的市场，目前精苯产品价格持续上涨，市场潜力巨大。
苯是染料、塑料、合成橡胶、合成树脂、合成纤维、合成药物和农药等的重要原料，也是重要的有机溶剂。
我国的纯苯消费领域主要在化学工业，以苯为原料的化工产品主要要苯乙烯、苯酚、己内酰胺、尼龙66盐、氯化苯、硝基苯、烷基苯和顺酐等。
在炼油行业中用作提高辛烷值的掺和剂。
甲苯是一种无色有芳香味的液体，广泛应用与农药、树脂等与大众息息相关的行业中，国际主要用途是提高汽油辛烷值或用于生产苯以及二甲苯，而在我国主要用途是化工合成和溶剂，其下游主要产品是硝基甲苯、苯甲酸、氯化苄、间甲酚、甲苯二异氰酸酯等，还可以生产很多农药和医药中间体。
另外，甲苯具有优异的有机物溶解性能，是一种有广泛用途的有机溶剂。
二甲苯的主要衍生物为对二甲苯，邻二甲苯等。
混合二甲苯主要作用油漆涂料的溶剂和航空汽油添加剂，此外还用于燃料、农药等生产。
对二甲苯主要生产PTA以及聚酯等。
邻二甲苯主要用于生产苯酐等。
生产方法及特点：采用溶剂萃取低温加氢工艺。
低温加氢工艺的加氢温度、压力较低，产品质量好，低温加氢工艺包括萃取蒸馏低温加氢工艺和溶剂萃取低温加氢工艺，这两种工艺在国内外是比较成熟的工艺，已被广泛用于石油重整油、高温裂解汽油、焦化粗苯为原料的加氢生产中，因此粗苯精制采用低温加氢精制工艺。
溶剂萃取低温加氢方法相对于萃取蒸馏低温加氢方法复杂，粗苯先精馏分成轻苯和重苯，然后对轻苯加氢，产品质量较高。
2. 文献综述焦化粗苯的加工技术主要有两种，即酸洗法和加氢法。
酸洗法由于在产品种类、材料选择、仪表操作维护以及投资与经济效益等方面存在诸多的不足之处，特别是其生产过程带来严重的环境污染，因而在国内外已经趋向淘汰。
因此加氢法是国内外粗苯加氢技术的发展趋势。
苯—甲苯精馏塔设计
苯—甲苯精馏塔设计目录苯-甲苯精馏塔设计任务书 (I)前言 (1)一.设计方案的确定 (1)1.1设计流程的说明 (2)1.2操作方案的说明 (2)1.3本设计中符号的说明 (3)二.精馏塔的物料衡算 (4)2.1原料液及塔顶､塔底产品的摩尔分率 (4)2.2原料液及塔顶､塔底产品的平均摩尔质量 (4)三.塔板数的确定 (5)3.1理论板数N T的求取 (5)3.2实际板层数的求取 (7)四. 精馏塔的工艺条件及物性数据的计算 (8)4.1操作压力的计算 (8)4.1操作温度的计算 (8)4.3平均摩尔质量的计算 (8)4.4平均密度的计算 (8)4.5平均粘度计算 (8)4.6液体平均表面张力计算 (9)五.精馏塔的塔体工艺尺寸计算 (9)5.1塔径的计算 (10)5.2精馏塔有效高度的计算 (11)六. 塔板主要工艺尺寸的计算 (11)七. 塔板的流体力学验算 (12)八. 塔板负荷性能图 (15)九. 筛板塔设计计算结果 (16)十.参考文献 (17)十一.设计感言 (18)板式精馏塔设计任务（一）设计题目苯—甲苯溶液连续精馏塔设计｡(二)设计任务及操作条件(1)进精馏塔的料液含苯35%(质量),其余为甲苯｡(2)塔顶产品的苯含量不得低于96%(质量)(3)塔底产品的苯含量不得高于0.01(质量)(4)混合液处理量为5t/h(5)操作条件(A)精馏塔顶压强4kpa(表压)(B)饱和液料进料(C)回流比R/Rmin=1.5(D)间接蒸汽加热(E)单板压降不大于0.7Kpa｡(三)设备形式设备形式为筛板塔｡(四)设计内容1.设计方案的确定及流程说明｡2.塔的工艺计算｡3.塔和塔板主要工艺尺寸的设计｡(1)塔高,塔径及塔板结构尺寸的确定｡(2)塔板的流体力学验算｡(3)塔板的负荷性能图｡4.设计结果概要货设计一览表｡5.塔板结构俯视图和塔板安装图｡6.对本设计的评述或有关问题的分析讨论｡苯—甲苯分离过程筛板精馏塔设计(南华大学化学化工学院,衡阳,421001黄刚)摘要:本设计对苯—甲苯分离过程筛板精馏塔装置进行了设计,主要进行了以下工作:1､对主要生产工艺流程和方案进行了选择和确定｡2､对生产的主要设备—筛板塔进行了工艺计算设计,其中包括: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精馏塔塔板的主要工艺尺寸的计算｡3､绘制了生产工艺流程图和精馏塔设计条件图｡4､对设计过程中的有关问题进行了讨论和评述｡本设计简明､合理,能满足初步生产工艺的需要,有一定的实践指导作用｡关键词:苯—甲苯;分离过程;精馏塔前言塔设备的应用有着悠久的历史,在很多工业部门都有应用,尤其用在化工､石油､能源等部门｡精馏塔是分离混合主份的常用方法｡由于､蒸馏属于气液两相见的传质过程｡塔设备主要包括以下两类:板式塔､填料塔两大类｡对一个具体达到分离过程,设计中选择何种塔型,应该根据生产能力､分离效率､塔压力降､操作弹性等要求,并结合制造､维修､造价等因素综合考虑｡精馏塔的设计主要包括以下内容:①根据分离任务和有关要求确定设计方案;②初步确定精馏塔的结构尺寸;③核算流体力学;④确定塔的工艺结构｡⑤绘制塔板的负荷性能图｡(一)设计方案的确定本设计任务为分离苯-甲苯溶液混合物｡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1.5倍｡塔釜采用间接蒸汽加热,塔底产品经冷却后送至储罐｡1.设计流程的说明:精馏装置包括精馏塔,原料预热器,再沸器,冷凝器｡釜液冷却器和产品冷凝器等设备｡热量自塔釜输入,物料在塔内经多次部分汽化与与部分冷凝器进行精馏分离,由冷凝器和冷却器中的冷却介质将余热带走｡在此过程中,热能利用率很低,为此,在确定流程装置时应考虑余热的利用,注意节能｡另外,为保持塔的操作稳定性,流程中除用泵直接送入塔原料外,也可以采用高位槽送料以免受泵操作波动的影响塔顶冷凝装置根据生产状况以决定采用全凝器,以便于准确地控制回流比｡若后继装置使用气态物料,则宜用全分凝器｡总而言之确定流程时要较全面,合理的兼顾设备,操作费用操作控制及安全因素｡冷凝器再沸器连续精馏操作流程图2.操作方案的说明: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,降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｡冷凝器在泡点下一部分回流到塔内,其余部分经产品冷却器冷却后送入储罐｡该物系属于易分离物系,最小回流比较小,故操作回流比去最小回流比的两倍｡塔釜采用间接蒸汽加热,塔底产品冷却送到储罐｡设计操作流程图3. 本设计中符号的说明英文字母:A0筛孔面积,㎡h0降液管底高度,mA a塔板开孔面积,㎡hσ相克服表面张力压降所当高度,m A f降液管面积, ㎡k筛板的稳定系数A T 塔截面积,㎡L塔内下降液体流量,kmol/hC计算时u max的负荷因数l W溢流堰高度,mC O流量系数L S下降液体流率,m3/sD塔径,m N 理论板数d0 筛孔直径,mm N P实际塔板数E液流收缩系数N T理论塔板数E T 全塔效率n筛孔数e v 雾沫夹带量,kg液/kg气P操作压强,p a或kp aF 进料流量, kmol/h △P压强降, p a或kp aF a气相动能因数q 进料热状态承参数H 板间距,mm R回流比h c 与干板压降相当液柱高度,m S直接蒸汽量,kmol/hh1 进口堰与降液管的水平距离,m t筛孔中心距,mmh l 与气流穿过液层的压降相当液柱高度m u空塔气速,m/sh f 板上鼓泡层高度,m u0 筛孔气速,m/sh L 板上液曾高度,m u′0降液管底隙处液体流速,m/s h d,与液体流经降液管压降相当液柱高度,mD F进料管直径, m D l回流管直径, mD W 釜液出口管直径, m D T 塔顶蒸汽管直径, m下标:h p 与单板压降相当液层高度,m A易挥发组分B难挥发组分h ow 堰上液层高度,m D馏出液h w 溢流堰长度,m L液相W釜残液流量,kmol/h h小时W C 无效区块度,m i组分序号W d 弓形降液管高度,m m平均w s安定区宽度,m F原料液X液相中易挥发组分摩尔分率min最小Y气相中易挥发组分摩尔分率max最大Z塔的有效高度,m n塔板序号v s塔内上升蒸汽流量,m3/s希腊字母:α相对挥发度,无因次β干筛孔流量系数的修正系数,无因次σ液体表面张力, mN/mδ筛板厚度,mmμ粘度, mP a.sψ液体密度校正系数φ开孔率t时间,sρL 液相密度,kg/m 3ρV 液相密度,kg/m 3(二)精馏塔的物料衡算1.原料及塔顶产品的摩尔分率苯的摩尔质量为:78.11kg/kmol甲苯的摩尔质量为: 92.13kg/kmolx f =(0.35/78.11)/(0.35/78.11+0.65/92.13)=0.388x d =(0.96/78.11)/(0.96/78.11+0.04/92.13)=0.966x w =(0.01/78.11)/(0.01/78.11+0.99/92.13)=0.0122.原料液及塔顶产品的平均摩尔质量M f =0.388×78.11+92.13×(1-0.412)=86.69kg/kmolM d =0.966×78.11+92.13×(1-0.966)=78.59kg/kmolMw=0.012×78.11+92.13×(1-0.012)=91.96 kg/kmol则可知:原料的处理量:F=50000/86.69=57.67kmol/h由总物料衡算:F= D+W以及: x f ×F= x d ×D+W ×x w容易得出: D=22.73 kmol/hW=34.94 kmol/h(三)塔板数的确定1.理论板数T N 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 006.279.2201.80033.12110355.6lg =+-=A P591.1482.2191.808.134407954.6lg =+-=B P 解得KPa P A 34.101= ,KPa P B 96.38=② 当温度为110.63℃时376.279.22063.110033.12110355.6lg =+-=A P006.2482.21963.1108.134407954.6lg =+-=B P 解得KPa P A 95.237= ,KPa P B 34.101=则有 600.296.31.1011==α 348.234.10195.2372==α47.2348.2600.221=⨯==ααα(2)最小回流比的求取由于是饱和液体进料,有q=1,q 线为一垂直线,故388.0==F q x x ,根据相平衡方程有610.0388.0)147.2(1388.047.2)1(1=⨯-+⨯=-+=q q q x x y αα 最小回流比为60.1388.0610.0610.0966.0min =--=--=q q qD x y y x R 回流比为最小回流比的1.5倍,即4.260.15.15.1min =⨯==R R(3)精馏塔的气､液相负荷h Kmol RD L /55.5473.224.2=⨯==hKmol D R V /28.7773.22)60.21()1(=⨯+=+=h Kmol qF L L /22.11267.5755.54'=+=+=h Kmol V V /28.77'==(4)操作线方程精馏段操作线方程 284.0706.0160.2966.0160.260.2111+=+++=+++=+x x R x x R R y n D n n 提馏段操作线方程 005.0452.11-=-+--++=+m w m m x WqF L Wx x W qF L qF L y两操作线交点横坐标为 388.0160.2388.0)160.2()1()1(=+⨯+=+-++=q R x q x R x D F F 理论板计算过程如下:气液平衡方程x x x a ax y 47.1147.2)1(1+=-+=变形有yy x 47.147.2-= 由y 求的x,再将x 带入平衡方程,以此类推W F D x x y x y x y x y x y x y x y x x y x y x y x y x y x y x y x x y <=−−→−==−−→−==−−→−==−−→−==−−→−==−−→−==−−→−==<=−−→−==−−→−==−−→−==−−→−==−−→−==−−→−==−−→−==−−→−==006.0013.00123.0030.0017.0041.0032.0075.0055.0126.0090.0197.0139.0480.0388.0334.0554.0385.0607.0458.0676.0556.0739.0645.0818.0756.0884.0851.0934.0920.0966.0151514141313121211111010998877665544332211相平衡相平衡相平衡相平衡相平衡相平衡相平衡相平衡相平衡相平衡相平衡相平衡相平衡相平衡相平衡总理论板数为15(包括蒸馏釜),精馏段理论板数为7,第8块板为进料板｡2.实际板层数的求取由t-x-y 图td=82.1 ℃ tw=110.5℃平均温度 tm=(td+tw)/2=(82.1+110.5)/2=96.3查手册,知tm 下的粘度为 μA =0.27 μB=031由t-x-y 图得 xa=0.365 xb=0.635 ya=0.581 yb=0.419μL=0.365×0.27+0.635×0.31=0.296a=(ya xb)/(yb xa)=(0.581×0.635)/(0.419×0.365)=2.412 Et=T E =0.49(αL μ)245.0-=0.49×(2.412×0.296)245.0-=0.53精馏段实际板层数 N 精=6/0.53=11.3=12N 提=7.5/0.53=14.15=15(四) 精馏塔的工艺条件及有关物性数据的计算⑴ 操作压力的计算塔顶操作压力 Pd=101.3+4=105.3( Kpa)每层板压力:Pm=0.7(KPa)进料板压力: P W =105.3+12×0.7=189.3(KPa)精馏段平均压力:Pm ’=(105.3+189.3/2=147.3(KPa) ⑵ 操作温度的计算塔顶温度 t D =82.1℃进料板温度 t F =97.2℃塔釜温度 t W =103.2℃精馏段平均温度 t m =(82.1+103.2)/2=89.65(℃)⑶ 平均摩尔质量的计算塔顶平均摩尔质量的计算由理论板的计算过程可知,983.01==D x y ,92.01=xmol Kg M VD m /59.7813.92)966.01(11.78966.0=⨯-+⨯= mol Kg M LD m /23.7913.92)92.01(11.78959.0=⨯-+⨯=进料板平均摩尔质量的计算由理论板的计算过程可知,610.0=F y ,388.0=F xmol Kg M VFm /58.8313.92)610.01(11.78610.0=⨯-+⨯= mol Kg M LFm /69.8613.92)388.01(11.78388.0=⨯-+⨯=精馏段的平均摩尔质量为mol Kg M Vm /085.812/)58.8359.78(=+=mol Kg M Lm /96.822/)69.8623.79(=+=⑷平均密度的计算a. 精馏段平均密度的计算Ⅰ气相由理想气体状态方程得ρVm=P m M vw/RT m=(147×81.91)/[8.314×(273.15+89.65)]=4.00kg/m3Ⅱ液相查不同温度下的密度,可得t D=82.1.℃时ρA=812.7kg/m3B=807.9kg/m3t F=97.2℃时ρA=793.0kg/m3ρB=788.54kg/m3ρLDm=1/(0.96/812.7+0.04/807.9)=812.5kg/m3进料板液相的质量分率αA=(0.388×78.11)/(0.388×78.11+0.612×92.13)=0.35ρLFm=1/(0.35/793.0+0.65/788.54)=791.6kg/m3精馏段液相平均密度为ρLm=(789.9+791)/2=790.45kg/m3⑸平均粘度的计算液相平均粘度依下式计算即lgμLm=∑xilgμia.塔顶液相平均粘度的计算由t D=82.1℃查手册得μA=0.302mPa.s μB=0.306mPa.slgμLDm=0.966lg(0.302)+0.034lg(0.306)解得μLDm=0.302mPa.sb.进料板平均粘度的计算由t F=97.2℃查手册得μA=0.261mPa.s μB=0.3030mPa.slgμLFm=0.388lg(0.2610)+0.612lg(0.3030)解得μLFm=0.261mPa.s精馏段平均粘度μLm=(0.302+0.261)/2=0.282mPa.s⑹液相平均表面张力的计算液相平均表面张力依下式计算即σLm=∑xiσia.塔顶液相平均表面张力的计算由t D=82.1℃查手册得σA=21.24mN/m σB=21.42mN/mσLDm=0.966×21.24+0.034×21.42=21.25 mN/mb.进料板液相平均表面张力的计算由t F=97.2℃查手册得σA=19.10mN/m σB=19.56N/mσLFM =0.388×19.10+0.612×19.56=19.43 mN/m精馏段液相平均表面张力σLm =(21.25+19.43)/2=20.34 mN/m(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V S =VM Vm /3600ρVm =(77.28×81.085)/(3600×4.00)=0.451m 3/s L S =LM Lm /3600ρLm =(54.55×82.96)/(3600×790.45)=0.0017m 3/smax L VV u Cρρρ-=式中,负荷因子2.020)02.0(σC C =由史密斯关联图查得C 20再求 图的横坐标为 F lv =L/V×(ρl /ρv )0.5=0.0533取板间距,H T =0.40m,板上清液层高度取h L =0.06m ,则H T -h L =0.34 m史密斯关联图由上面史密斯关联图,得知 C 20=0.073气体负荷因子 C= C 20×(σ/20)0.2=0.0732U max =1.033 m/s取安全系数为0.7,则空塔气速为0.7 U=U max =0.7×1.033=0.723m/su14.3s4/V D=0.891m 按标准塔径圆整后为D=0.9m 塔截面积为At=3.14×0.9×0.9=0.636 m 2实际空塔气速为U 实际=0.451/0.636=0.709 m/sU 实际/ U max =1.887/2.43=0.78(安全系数在充许的范围内,符全设计要求)⑵ 由上面可知提馏段 L=389.65kmol/hV=189.61kmol/h2.精馏塔有效高度的计算精馏段有效高度为 Z 精=(N 精-1)H T =(12-1)×0.40=4.4 m 提馏段有效高度为 Z 提=(N 提-1)H T =(15-1)×0.40=5.6 m 在进料板上方开一个人孔,其高度为0.8 m故精馏塔有效高度为Z=Z 精+Z 提+0.5=4.4+5.6+0.8=10.8m(六)塔板主要工艺尺寸的计算 1.溢流堰装置计算因塔径 D=0.9m,所以可选取单溢流弓形降液管,采用凹形受液盘｡( 此种溢流方式液体流径较长,塔板效率较高,塔板结构简单,加工方便,在直径小于2.2m 的塔中被广泛使用｡)各项计算如下: 1) 堰长lw可取lw=0.65D=0.59m 2) 溢流堰高度hw 由hw=h L -how 选用平直堰,( 溢流堰板的形状有平直形与齿形两种,设计中一般采用平直形溢流堰板｡) 堰上层液高度how 由下列公式计算,即有 how=2.84/1000×E×(Lh/lw)(2/3)并由图液流收缩系数计算图⑷,则可取用E= 1.0 ,则 how=0.014m取板上清液层高度h L =0.06 m 故 hw=0.046m3) 弓形降液管的宽度Wd和截面积Af由Wd/D=0.65 m 查图可求得Af/A T=0.071 1 Wd/D=0.122Af=0.057×0.636=0.0452m2Wd=0.122×0.9=0.110 m并依据下式验算液体在降液管中的停留时间,即θ=3600 Af×H T/L h= 3600 ×0.0452×0.40/ (3600×0.0017)=10.64s>5s其中H T即为板间距0.40m,L h即为每小时的体积流量验证结果为降液管设计符合要求｡4)降液管底隙高度h oh o= L h/(3600×lw×uo')取u o'=0.09m/s则h o=0.0017×3600/(3600×0.65×0.09)=0.029 mH w-h o=0.046-0.029=0.017m>0.006 m故降液管底隙高度设计合理选用凹形受液盘,深度h’w=50mm｡2.塔板布置1) 塔板的分块因为D≥800mm,所以选择采用分块式,查表可得,塔板可分为3块｡2) 边缘区宽度确定取Ws=W’s= 65mm , Wc=35mmc.开孔区面积计算开孔区面积Aa按下面式子计算,则有Aa=2【x(r2-x2)0.5+∏r2/180×sin-1(x/r)】其中x=D/2-(Wd+Ws)r= D/2-Wc并由Wd/D=0.122, 推出Wd=0.110由上面推出Aa=0.420m2d 筛孔计算与排列本实验研究的物系基本上没有腐蚀性,可选用δ= 3mm碳钢板,取筛孔直径do=5mm⑷筛孔按正三角形排列,取孔中心距t为t=3do=15mm筛孔的数目n为n=1.155Ao/t2=2156个开孔率为φ=0.907(do/t)2=10.1%气体通过阀孔的气速为u o=Vs/Ao=0.451/(Aa×φ)=10.63m/s(七)塔版流体力学验算1) 塔板的压降a干板的阻力hc计算干板的阻力hc计算由公式hc=0.051(u o/c o)2×(ρv/ρl)并取do/δ= 5/3=1.67 ,可查史密斯关联图得,c o=0.772所以hc=0.051(10.63/0.772) 2×(4/801.2)=0.0483m液柱b 气体通过液层的阻力hl的计算气体通过液层的阻力hl由公式hl=βh Lu a=Vs/(A T-Af)=0.451(0.636-0.0452)=0.763m/sFo=0.763 (4.00)1/2=1.53kg1/2/(s m1/2)可查⑸得,得β=0.59所以hl=βh L=0.59×(0.046+0.014)=0.0354 m液柱c 液体表面张力的阻力hσ计算液体表面张力的阻力hσ由公式hσ=4σL/(ρl×g×do)计算,则有hσ=(4×20.34×10-3)/(801.2×9.81×0.005)=0.0021 m液柱气体通过每层塔板的液柱高度h P,可按下面公式计算h P=hc+hl+hσ=0.0483+0.0354+0.0021=0.0858m液柱气体通过每层塔板的压降为△Pp= h P×ρl×g =0.0858×801.2×9.81=674KPa<0.9KPa(设计允许值) 2) 液面落差对于筛板塔,液面落差很小,由于塔径和液流量均不大,所以可忽略液面落差的影响｡3) 液沫夹带液沫夹带量,采用公式e v=5.7×106/σL×【u a/(H T-h f)】3.2由h f=2.5h L=2.5×0.06=0.15m 所以:e v=(5.7×10-6/20.34×10-3) 【0.763/(0.4-0.15)】=0.010kg液/kg气<0.1kg液/kg气可知液沫夹带量在设计范围之内｡4) 漏液对于筛板塔,漏液点气速u o,min可由公式Uo,min=4.4Co【(0.0056+0.13 h L-hσ)/ρL /ρV】1/2=5.110m/s实际孔速为Uo10.63m/s>Uo,min稳定系数为K=Uo/Uo,min=10.63/5.110=2.08>1.5故在本设计中无明显漏液｡5) 液泛为防止塔内发生液泛,降液管内液高度Hd应服从式子Hd≤ψ(H T+h w)甲醇与水属于一般物系,取ψ= 0.5,则ψ(H T+h w)=0.5(0.40+0.046)=0.223m而Hd=hp+h L+hd板上不设进口堰,则有hd=0.153(u o’)2=0.153×(0.099)2=0.00151m液柱Hd=hp+h L+hd=0.0858+0.06+0.00151=0.147m液柱则有: Hd≤ψ(H T+h w)于是可知本设计不会发生液泛(八)塔板负荷性能图精馏段a 漏液线U o,min=4.4Co【(0.0056+0.13 h L-hσ)/ρL /ρV】1/2U o,min=V s, min/Aoh L= h w +h OWh OW =2.84/1000×E×(Lh/lw)(2/3)V s, min =4.4Co Ao{【0.0056+0.13( h W+2.84/1000×E×(Lh/lw)(2/3))- hσ】ρL /ρV }1/2 =2.039(0.00948+0.127Ls2/3) 1/2在操作范围内,任取几个Ls值,依上式计算出Vs值计算结果列于下表b 液沫夹带线e v =0.1kg液/kg气为限,求Vs—Ls关系如下:e v=5.7×10-6/σL×【u a/(H T-h f)】3.2u a=Vs/(A T-Af)=1.693 Vsh f=2.5h L=2.5(h w+ h ow)h w=0.046h ow=2.84/1000×E×(Lh/lw)(2/3)h f=2.5(0.046+ 0.98 Ls2/3)=0.115+2.5 Ls2/3H T-h f=0.40-0.115-2.5Ls2/3=0.285-2.5 Ls2/3e v=5.7×10-6/20.34×10-3【1.693Vs/(0.285-2.5 Ls2/3)】3.2 =0.1整理得Vs=1.06-9.27 Ls2/3在操作范围内,任取几个Ls值,依上式计算出Vs值计算结果列于下表c 液相负荷下限线对于平流堰,取堰上液层高度h ow=0.005m作为最小液体负荷标准,由式h ow=2.84/1000×E×(Lh/lw)(2/3) =0.006Ls,min=0.00056m/s据此可做出与气体流量无关的垂直液相负荷下限线3d 液相负荷上限线以θ=5s作为液体在降液管中停留时间的下限,由下式θ=(Af×H T)/L s=5故Ls,max=(Af×H T)/5=(0.0452×0.40)/5=0.00362 m3/s据此可以作出与气体流量无关的垂直液相负荷上限e 液泛线令Hd=ψ(H T+h w)Hd=hp+h L+hdh P=hc+hl+hσhl=βh Lh L= h w +h OW联立得ψH T+(ψ-β-1)h w=(β+1) h OW+ hc + hd + hσ,将h OW与Ls､hd和Ls､hc与Vs的关系代入上式,得忽略hσa’ V2s=b’-c’ Ls2-d’ Ls2/3式中a’=[0.051/(A o c o)2]×(ρv/ρl)b’=ψH T+(ψ-β-1)h wc’=0.153/(lwh O)2d’=2.84×10-3×E×( 1+β)(3600/lw)(2/3)将有关数据代入,得a’=[0.051/(0.101×0.42×0.772)2]×(4.00/801.2)=0.237b’=0.5×0.4+(0.5-0.59-1)×0.046=0.150c’=0.153/(0.59×0.029)2=522.63d’=2.84×10-3×1×( 1+0.59)(3600/0.59)(2/3)=1.552 故V2s=0.63-2205.19 Ls2-6.55 L2/3s在操作范围内,任取几个Ls值,依上式计算出Vs的值,计算结果如下表在负荷性能图上,作出操作点A,连接OA,即作出操作线｡由图二可看出,该筛板的操作上限为液泛控制,下限为漏控制｡由图查得V s,max = 0.704m 3/s V s,min =0.207 m 3/s故操作弹性为 V s,max / V s,min =0.704/0.207=3.400sV s,max 1.01.02.03.02.0(1)(2)(3)(4)(5)Ps m Ls /,1033-⨯图二(408.0,10787.44-⨯) (179.1,10833.134-⨯)(九)､筛板塔设计计算结果(十).参考文献[ 1 ]､汪恺主编,《机械设计标准应用手册》,第1版, 机械工业出版社,1997[ 2 ]､夏清､陈常贵主编,《化工原理》(修订版),天津大学出版社,2005[ 3 ]､《化工原理课程设计》,化工原理教研室[ 4 ]､姚玉英主编,《化工原理》(上册),新版.天津:天津大学出版社,1999.8[ 5 ]､《化工设计设计基础》,上海科学技术出版社[ 6 ]､《化工设备设计基础》,编写组编,1987年6月版[ 7 ]､《塔设备》,工设备设计全书编辑委员会,上海科学技术出版社化,1988年4月版[ 8 ]､《材料与零部件》(上),上海人民出版社(十一).设计感言本次课程设计通过给定的生产操作工艺条件自行设计一套苯-甲苯物系的分离的塔板式连续精馏塔设备｡通过两周的努力,反复计算和优化,小组成员终于设计出一套较为完善的塔板式连续精馏塔设备｡其各项操作性能指标均能符合工艺生产技术要求,而且操作弹性大,生产能力强,达到了预期的目的｡课程设计需要我们把平时所学的理论知识运用到实践中,使我们对书本上所学理论知识有了进一步的理解,更让我们体会到了理论知识对实践工作的重要的指导意义｡课程设计要求我们完全依靠自己的能力去学习和设计,而不是像以往课程那样一切都由教材和老师安排｡因此,课程设计给我们提供了更大的发挥空间,让我们发挥主观能动性独立地去通过书籍､网络等各种途径查阅资料､查找数据,确定设计方案｡通过这次课程设计提高了我们的认识问题､分析问题､解决问题的能力｡更重要的是,该课程设计需要我们充分发挥团队合作精神,组员之间必须紧密合作,相互配合,才可能在有限的时间内设计出最优的设计方案｡总之,这次课程设计既是对我们课程知识的考核,又是对我们思考问题､解决问题能力的考核,课程设计让我们学到了很多东西｡最后感谢老师在这次课程设计的精心指导!附录【1】苯----甲苯连续精馏过程板式精馏塔示意图。
万吨苯—甲苯连续精馏装置工艺设计方案
广东石油化工学院化工原理课程设计设计说明书设计题目：2.97万吨/年苯—甲苯连续精馏装置工艺设计姓名班级学号完成日期2018-07-09指导教师成绩化工原理课程设计任务书一、任务名称：2.97万吨/年苯-甲苯连续常压精馏装置工艺设计说明书二、任务给定条件1.各班学号未两位任务处理量为：1班(1500 + 学号×100>kg/h；2班(1500 +学号×150>kg/h；3班(1500 + 学号×200>kg/h；4班(1500 + 学号×250>kg/h；5班(1500 + 学号×300>kg/h。
2.原料组成：1班含苯0.25(质量分率，下同> ；2班含苯0.35；3班含苯0.40(质量分率，下同> ；4班含苯0.45；5班含苯0.503.产品组成：塔顶产品，含苯0.98(质量分率，下同> ；塔底产品，含苯0.01；4.进料热状况参数条件：1班为0；2班为0.25；3班为0.5；4班为0.75：5班为1.0。
5.塔顶采用30℃的冷回流，冷却水温度25℃，回用循环水温度45℃；塔底重沸器加热介质为比密度0.86的柴油，进口温度290℃，出口温度160℃。
6.其它用于经济评价参数：加工纯利润600元/吨原料油，操作费用计量：料液输送3元/吨，冷却水16元/吨，热载体(柴油>160元/吨；固定资产计量：传热面积4000元/平方M,泵1200元/(立方M/小时>；5000元/(立方M 塔体>；3000元/(平方MF1型浮阀(重阀> 塔板>。
装置使用年限15年。
三、说明书目录的主要内容规定1.说明书标准封面；2.目录页，任务书页3.说明书主要内容规定1)装置流程概述，2)装置物料平衡，3)精馏塔操作条件确定，4)(适宜回流比/最小回流比>为1.35时理论塔板数及进料位置，5)精馏塔实际主要工艺尺寸，6)精馏塔塔顶第二板、进料口上第三板和进料口下第二板塔板结构参数7)精馏塔结构参数汇总表和精馏塔结构简图(A3图>，8)装置热衡算9)装置经济效益和工艺设计评价四、参考书目1)化工原理课程设计指导；2)夏清等编化工原理(上> 、( 下> 2002年修订版；3)化工工艺设计图表；4)炼油工艺设计手册浮阀塔分册。
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。
年产8万吨甲醇精馏工艺设计(毕业设计)
中国矿业大学银川学院本科毕业设计（15届）题目年产8万吨甲醇精馏装置工艺设计系别化学工程系专业班级化学工程与工艺（2）班学生姓名曾豪指导教师苗泽凯教务处制2015年4月25日中文题目：年产8万吨甲醇精馏装置工艺设计毕业设计共54页图纸共 4张说明书共1页完成日期：15年05月01日答辩日期：15年05月16日摘要本设计是对年产8万吨甲醇精馏装置工艺设计，长期以来，甲醇都是被作为农药，医药，染料等行业的工业原料，但随着科技的进步与发展，甲醇将被应用于越来越多的领域，为了使甲醇的利用更有竞争力，以便得到更纯度的甲醇而设计，设计中所采用的方法，归纳统计法、逐板计算法、演绎推理法。
本设计是以板式塔作为气液传质设备进行原料的分离，通过对精馏工艺进行物料衡、热量衡算、附属设备的选型计算，得到工艺数据从而绘制精馏塔的负荷性能图，确定操作线，分析结果确定设计是否符合要求。
本设计进料组成：水含量58.5%（摩尔分数，下同），甲醇含量41.7%；塔釜产品组成：水含量0.1%，甲醇含量99.9%。
通过设计得到的结论：泡点进料，精馏塔塔径2.6m，塔高26.91m,理论塔板数为19块，实际塔板数为38块，其实实际塔板数精馏段为21块，提馏段为17块，从第22块开始进料，全塔效率46.6%。
本设计通过各工段的计算、分析、绘图，结果基本符合设计要求。
关键词：甲醇；精馏段；提馏段；板式塔；性能图。
目录1 概述 (7)1.1甲醇的生产现状及应用 (7)1.2甲醇的合成方法及工艺 (7)1.2.1甲醇的合成所用的原料 (7)1.2.2甲醇合成方法 (7)1.2.3甲醇的生产工艺及进展 (8)1.3甲醇的精馏工艺 (8)2 设计任务 (9)2.1设计内容 (9)2.2本设计所选的工艺流程 (9)2.3操作条件的选择 (10)2.4设计依据 (11)3 精馏工段的物料衡算 (12)3.1预塔的物料衡算 (12)3.1.1预塔进料 (12)3.1.2预塔出料 (12)3.2加压塔的物料衡算 (13)3.2.1加压塔进料 (13)3.2.2加压塔出料 (13)3.3常压塔的物料衡算 (13)3.3.1常压塔进料 (13)3.3.2常压塔出料 (13)4 精馏常压塔工艺计算 (15)4.1常压塔参数及精馏条件的计算 (15)4.1.1温度 (16)4.1.2密度的计算 (16)4.1.3表面张力计算 (17)4.1.4混合物黏度 (18)4.1.5相对挥发度 (19)4.1.6气、液相体积流量的计算 (19)4.2理论塔板数的计算 (21)4.3实际塔板数的计算 (21)4.4塔径的初步设计 (22)4.5塔板的工艺计算 (23)4.5.1有效塔高计算 (23)4.5.2溢流装置 (23)4.5.3浮阀数与排列 (25)5塔板流体力学验算 (26)5.1气相通过浮阀塔板的压降 (26)5.2淹塔 (27)5.3物沫夹带 (28)6 塔板负荷性能图 (29)6.1物沫夹带线 (29)6.2液泛线 (30)6.3液相负荷上限 (31)6.4漏液线 (31)6.5液相负荷下限 (31)7 塔附件设计 (35)7.1附件的计算 (35)7.1.1接管 (35)7.1.2.筒体与封头 (37)7.2 附属设备设计 (38)7.2.1冷凝器 (38)7.2.2再沸器 (39)参考文献 (40)致谢 (41)附录 (42)1 概述1.1甲醇的生产现状及应用据统计，2010年全球甲醇的年生产能力约为7726万吨。
年处理8万吨苯_甲苯的精馏装置设计书
年处理8万吨苯-甲苯的精馏装置设计书设计方案的选择和论证1 设计流程本设计任务为分离苯__甲苯混合物。
对于二元混合物的分离，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。
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，其余部分经产品冷凝器冷却后送至储罐。
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。
连续精馏塔流程流程图连续精馏流程附图图1-1 流程图2 设计思路在本次设计中，我们进行的是苯和甲苯二元物系的精馏分离，简单蒸馏和平衡蒸馏只能达到组分的部分增浓，如何利用两组分的挥发度的差异实现高纯度分离，是精馏塔的基本原理。
实际上，蒸馏装置包括精馏塔、原料预热器、蒸馏釜、冷凝器、釜液冷却器和产品冷却器等设备。
蒸馏过程按操作方式不同，分为连续蒸馏和间歇蒸馏，我们这次所用的就是浮阀式连续精馏塔。
蒸馏是物料在塔的多次部分汽化与多次部分冷凝所实现分离的。
热量自塔釜输入，由冷凝器和冷却器中的冷却介质将余热带走。
在此过程中，热能利用率很低，有时后可以考虑将余热再利用，在此就不叙述。
要保持塔的稳定性，流程中除用泵直接送入塔原料外也可以采用高位槽。
塔顶冷凝器可采用全凝器、分凝器-全能器连种不同的设置。
在这里准备用全凝器，因为可以准确的控制回流比。
此次设计是在常压下操作。
因为这次设计采用间接加热，所以需要再沸器。
回流比是精馏操作的重要工艺条件。
选择的原则是使设备和操作费用之和最低。
在设计时要根据实际需要选定回流比。
1、本设计采用连续精馏操作方式。
2、常压操作。
3、泡点进料。
4、间接蒸汽加热。
5、选R=2.0Rmin。
6、塔顶选用全凝器。
7、选用浮阀塔。
在此使用浮阀塔，浮阀塔塔板是在泡罩塔板和筛孔塔板的基础上发展起来的，它吸收了两者的优点，其突出优点是可以根据气体的流量自行调节开度，这样就可以避免过多的漏液。
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年处理8万吨苯-甲苯的精馏装置设计书设计方案的选择和论证1 设计流程本设计任务为分离苯__甲苯混合物。
对于二元混合物的分离，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。
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，其余部分经产品冷凝器冷却后送至储罐。
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。
连续精馏塔流程流程图连续精馏流程附图图1-1 流程图2 设计思路在本次设计中，我们进行的是苯和甲苯二元物系的精馏分离，简单蒸馏和平衡蒸馏只能达到组分的部分增浓，如何利用两组分的挥发度的差异实现高纯度分离，是精馏塔的基本原理。
实际上，蒸馏装置包括精馏塔、原料预热器、蒸馏釜、冷凝器、釜液冷却器和产品冷却器等设备。
蒸馏过程按操作方式不同，分为连续蒸馏和间歇蒸馏，我们这次所用的就是浮阀式连续精馏塔。
蒸馏是物料在塔的多次部分汽化与多次部分冷凝所实现分离的。
热量自塔釜输入，由冷凝器和冷却器中的冷却介质将余热带走。
在此过程中，热能利用率很低，有时后可以考虑将余热再利用，在此就不叙述。
要保持塔的稳定性，流程中除用泵直接送入塔原料外也可以采用高位槽。
塔顶冷凝器可采用全凝器、分凝器-全能器连种不同的设置。
在这里准备用全凝器，因为可以准确的控制回流比。
此次设计是在常压下操作。
因为这次设计采用间接加热，所以需要再沸器。
回流比是精馏操作的重要工艺条件。
选择的原则是使设备和操作费用之和最低。
在设计时要根据实际需要选定回流比。
1、本设计采用连续精馏操作方式。
2、常压操作。
3、泡点进料。
4、间接蒸汽加热。
5、选R=2.0Rmin。
6、塔顶选用全凝器。
7、选用浮阀塔。
在此使用浮阀塔，浮阀塔塔板是在泡罩塔板和筛孔塔板的基础上发展起来的，它吸收了两者的优点，其突出优点是可以根据气体的流量自行调节开度，这样就可以避免过多的漏液。
另外还具有结构简单，造价低，制造方便，塔板开孔率大，生产能力大等优点。
浮阀塔一直成为化工生中主要的传质设备，其多用不锈钢板或合金。
近年来所研究开发出的新型浮阀进一步加强了流体的导向作用和气体的分散作用，使气液两相的流动接触更加有效，可显著提高操作弹性和效率。
从苯—甲苯的相关物性中可看出它们可近似地看作理想物系。
而且浮阀与塔盘板之间的流通面积能随气体负荷的变动而自动调节，因而在较宽的气体负荷围，均能保持稳定操作。
气体在塔盘板上以水平方向吹出，气液接触时间长，雾沫夹带量少，液面落差也较小。
1、塔板的工艺设计1.1基础物性数据2、物料衡算 2.1塔的物料衡算（1）塔物料摩尔分率的计算：苯的摩尔质量：78.11A M =/kg kmol 甲苯的摩尔质量：B M =92.13/kg kmol 塔顶笨的摩尔分率：进料笨的摩尔分率：塔底笨的摩尔分率：（2）原料液平均摩尔质量：0.49178.11(10.491)92.1385.246/M kg kmol =⨯+-⨯=F原料液摩尔流量：80000000130.341/3002485.246F kmol h ==⨯⨯（3）物料衡算总物料衡算：W D F +=即 130.341D W += (1)苯的物料衡算： Fw D Fx Wx Dx =+即0.9920.024130.3410.491D W ⨯+⨯=⨯ (2)由方程（1）（2）解得：D=62.881koml/h W=67.460koml/h 2.2平衡线方程的确定由文献[1]中苯与甲苯的汽-液平衡组成可以找出101021ααααΛ=m 算出。
如/0.99/78.110.992/(1)/0.99/78.110.01/92.13d A D d A d B x M x x M x M ===+-+/0.45/78.110.491/(1)/0.45/78.110.55/92.13f A F f A f B x M x x M x M ===+-+/0.02/78.110024/(1)/0.02/78.110.98/92.13w A W w A w B x M x x M x M ===+-+1α=B A B A y y x x //=)088.01/(088.0)212.01/(212.0--=79.2 同理可算出其它的α从而推出47.2=m α 所以平衡线方程xxx x y 47.1147.2)1(1+=-+=αα因为泡点进料q=1，所以有：min110.992 2.470.4910.992 1.351(1)10.491 1.470.491D F D FF x x R x x x αα⎡⎤--⨯⎡⎤=+=+=⎢⎥⎢⎥---⨯⎣⎦⎣⎦取操作回流比03.235.15.15.1min =⨯==R R 。
2.3求精馏塔的气液相负荷h kmol D R L /648.127881.6203.2=⨯=⨯=h kmol D R V /529.190881.62)103.2()1(=⨯+=+=因为泡点进料q=1，所以有：h kmol F L L /989.257341.130648.127'=+=+=h kmol V V /529.190'==2.4操作线方程精馏段操作线方程为：327.0669.0103.2992.0103.203.211+=+++=+-+=x x R x x R R y D 提馏段操作线方程为：0085.0354.1024.0529.190640.67529.190989.257'''-=⨯-=-=n w x x V Wx x V L y2.5用逐板法算理论板数980.0992.05.15.2992.0)1(47.1147.2)1(1992.0111111111=⨯-=--=⇒+=-+===y y x x x x x y x y D αααα 959.0983.047.147.2983.0)1(983.0327.0980.0669.02222=⨯-=--==+⨯=y y x y αα同理可算出如下值：024.00135.0;0328.00305.0;0721.00595.0;153.0106.0;227.0174.0;342.0259.0;463.0348.0;569.0426.0647.047.147.247.0;647.00085.0481.0354.19491.0481.0;699.0556.0;756.0641.0;815.0729.0;869.0811.0;914.0877.0;946.0926.0;968.017171616151514141313121211111010F 99887766554433=<===============⨯-==-⨯==<==============w x x y x y x y x y x y x y x y x y x x y x y x y x y x y x y x y 行计算。
数据代入提馏段方程进块板为加料板，以后将所以第所以总理论板数为=T N 16块（已扣除再沸器），其中精馏段8块，提馏段8块（已扣除再沸器），第9块为加料板。
2.6实际板数的求取全塔平均温度按塔顶及塔釜温度的算术平均值计算，塔顶和塔釜可分别近似为纯苯和纯甲苯，则有80.2110.695.42m t +≈=℃ 查取《化工工艺设计手册》得知，95.4℃时苯和甲苯的黏度为0.267cP μ=A ，0.275cP μ=B 。
故在全塔平均温度下平均黏度：120.2670.27120.275m cP μμμ+===又已知аm=2.47，由公式0.2450.49()T E μα-=可得：全塔效率541.0)47.2271.0(49.0245.0=⨯⨯=-T E 。
精馏段实际板层数 块圆整取精157.14541.0/8N == 提馏段实际板层数 块圆整取精157.14541.0/8N == 所以总实际塔板数 30N N N =+=提精块 3、精馏塔的工艺条件及有关物性数据的计算 3.1进料温度的计算依式T E =0.49（L αμ）245.0- 查苯—甲苯的气液平衡数据，由差法求得 进料温度F t ：.96376.0491.092491.0507.0--=--F F t t 48.92=⇒F t ℃同理可求得：塔顶温度29.80=D t ℃ 塔底温度52.109=W t ℃ 精馏段平均温度： C t m ο38.862)52.10929.80(1=+=提馏段平均温度： C t m ο00.1012)52.10948.92(2=+=3.2 操作压强塔顶压强D P =4+101.3=105.3kPa取每层塔板压降ΔP=0.7kPa ，进料板压强：F P =101.3+15×0.7=115.8kPa 塔底压强：w P =101.3+30×0.7=126.3 kPa精馏段平均操作压力：1(105.3115.8)110.55kPa 2m P +==提馏段平均操作压力：2(115.8126.3)121.05kPa 2m P +==3.3平均摩尔质量的计算 塔顶： x D =y 1=0.992，x 1=0.9800.99278.11(10.992)92.1378.22kg/mol 0.98078.11(10.980)92.1378.39kg/mol VDm LDm M M =⨯+-⨯==⨯+-⨯=进料板：y F =0.699，x F =0.4840.66978.11(10.669)92.1382.75kg/mol 0.48478.11(10.484)92.1385.34kg/molVFm LFm M M =⨯+-⨯==⨯+-⨯=塔釜： y W =0.0328，x W =0.01350.032878.11(10.0328)92.1391.67kg/mol 0.013578.11(10.0135)92.1391.94kg/molVWm LWm M M =⨯+-⨯==⨯+-⨯=精馏段平均摩尔质量：178.2282.7580.39g/mol 2Vm M K +==178.3985.3481.87kg/mol 2Lm M +==提馏段平均摩尔质量：291.6782.7587.21kg/mol 2Vm M +==291.9485.3488.64kg/mol 2Lm M +==3.4平均密度计算(1)气相平均密度Vm ρ计算理想气体状态方程计算，即精馏段气相密度：3111/973.2)15.27338.86(314.839.8055.110m kg RT M P m vm ml vm =+⨯⨯=⨯=ρ提留段气相密度：32222/394.3)15.27300.101(314.821.8705.121m kg RT M P m vm m vm =+⨯⨯=⨯=ρ(2)液相平均密度Lm ρ计算 由式Lm1i A Bi LA LBαααρρρρ==+∑求相应的液相密度。