化工原理课程设计(苯--甲苯浮阀塔设计)
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3
3.1
苯的摩尔质量MA=78.11 kg/kmol
甲苯的摩尔质量MB=92.13 kg/kmol
xF=0.3678.110.3678.11+0.6492.13=0.3989
xD=0.9778.110.9778.11+0.0392.13=0.9744
xW=0.0178.110.0178.11+0.9992.13=0.0118
(4) 塔板数的确定
(5) 精馏塔的工艺条件及有关物性的计算
(6) 精馏塔的塔体工艺尺寸计算
(7) 浮阀塔板的流体力学验算
(8) 塔板负荷性能图
(9) 塔板主要结构参数表
(10) 换热器选型
(11) 设计小结
(12）参考文献
(13）工艺流程图及精馏塔装配图
1
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。塔顶上升蒸气采用全凝器冷凝，冷凝液在泡点下一部分回流至塔内，其余部分经产品冷凝冷却后送至储罐。该物系属易分离物系，最小回流比较小，故操作回流比取最小回流比的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。
2. 操作条件和基础数据
2.1 操作条件
塔顶压力：常压（101.3kPa）
进料热状态：泡点进料（q=1）
回流比：R/Rmin=1.7
塔底加热蒸气压力：200kPa（120°C）
单板压降：≤0.7kPa。
2.2
进料中苯含量（质量分数）：36%
塔顶苯含量（质量分数）：97%
塔釜苯含量（质量分数）：1%
生产能力（吨/年）：21000吨
4.2.2
精馏段：N1=7/0.563=12.43取13层
提馏段：N2=8/0.563=14.2取15层
实际总板数=N1+N2ห้องสมุดไป่ตู้28层（不包括再沸器）
塔顶产量D=2916.6778.47=37.2kmol/h总
物料衡算F=37.2+W
苯物料衡算0.36F=0.97×37.2+0.01W
联立解得F =102.03kmol/h
W=87.3kmol/h
4
4.1
苯—甲苯属理想物系，可采用图解法求理论板层数。
4.1.1
由手册[1]查的甲醇-水物系的气液平衡数据
钦州学院
化工原理课程设计
设计题目：苯—甲苯二元浮阀精馏塔设计
设计者：汤冠挺
学号：1111401224
专业：化学工程与工艺（石油化学工程）
班级：化工本112
指导教师：梁兴唐
设计时间：2014.06.4
板式塔设计任务书
题目：苯－甲苯精馏塔设计
任务及操作条件：
处理量：21000吨／年
操作周期:7200小时／年
98.84
0.25
0.442
97.13
0.30
0.507
95.58
0.35
0.566
94.09
0.40
0.619
92.69
0.45
0.667
91.4
0.50
0.713
90.11
0.55
0.755
80.8
0.60
0.791
87.63
0.65
0.825
86.52
0.70
0.857
85.44
0.75
0.885
84.4
0.80
0.912
83.33
0.85
0.936
82.25
0.90
0.959
81.11
0.95
0.98
80.66
0.97
0.988
80.21
0.99
0.9961
80.01
1.00
1.00
由上数据可绘出t-x-y图和x-y图。
图1t-x-y图
图2 x-y图
图3 x-y图图解
4.1.2
采用作图法求最小回流比。因为是泡点进料，则xF=xq，在图4中对角线上，自点（0.3989，0.3989）作垂线即为进料线（q线），该线与平衡线的交点坐标为
则该温度下进料液相平均黏度为：
μm=XA μA+（1-XA） μB=0.363 0.2754+（1-0.363） 0.2799=0.2783mP.s
α=p0Ap0B T=95.1°C时查得p0A=155.7 P0B=63.3则α=155.7/63.3=2.46
ET=51-32.5lg(μmα)=51-32.51lg(0.2783 2.46)=56.3%
依据ET=51-32.5lg(μmα)
根据塔顶、塔底液相组成查图3有XD=0.9744、XW=0.0118；由XD=0.9744对应图1求得塔顶温度TD=80.5°C，同理得塔底温度TW=109.7°C
进一步求得全塔平均温度TM=（80.5+109.73）/2=95.1°C
当T=95.1时对应图1求得xA=0.363
表一苯—甲苯气液平衡[苯（101.3KPa）/（mol）]
温度t/°C
液相中苯的摩尔分数x
气相中苯的摩尔分数y
110.56
0
0
109.91
0.01
0.025
108.79
0.03
0.0711
107.61
0.05
0.112
105.05
0.10
0.208
102.79
0.15
0.294
100.75
0.20
0.372
yq=0.621xq=0.3989
故最小回流比为：
Rmin= = =1.6
则操作回流比为
R= 1.7Rmin=1.7×1.6=2.72
4.1.3
L=RD=2.72×37.2=101.2 kmol/h
V=(R+1)D=（2.72+1）×37.2=138.4 kmol/h
L'=L+F=101.2+102.03=203.5kmol/h
V'=V=138.4 kmol/h
4.1.4
精馏段操作线方程为
提馏段操作线方程为
4.1.5
采用图解法求理论板层数，如图4所示。求解结果为
总理论塔板数NT=（16-1）=15层（不包括再沸器）其中精馏段理论板数为7提馏段理论板数为8层（不包括再沸器），第7层为进料板。
4.2
4.2.1全塔效率ET的计算
3.2
MF= 0.3989×78.11+（1-0.3989）×92.13=86.54kg/kmol
MD= 0.9744×78.11+（1-0.9744）×92.13=78.47 kg/kmol
MW= 0.0118×78.11+（1-0.0118）×92.13=91.96 kg/kmol
3.3
生产能力1000000300×24=2916.67kg/h
进料组成:苯含量36％（质量分数）
塔顶产品组成：97％（质量分数）
塔底产品组成：1%（质量分数）
操作条件：常压（101.3kPa）、塔顶全凝泡点回流
进料热状态:泡点进料
单板压降：≤7 kPa
R/Rmin:1.7
设计项目：
(1) 流程和工艺条件的确定和说明
(2) 操作条件和基础数据
(3) 精馏塔的物料衡算
3.1
苯的摩尔质量MA=78.11 kg/kmol
甲苯的摩尔质量MB=92.13 kg/kmol
xF=0.3678.110.3678.11+0.6492.13=0.3989
xD=0.9778.110.9778.11+0.0392.13=0.9744
xW=0.0178.110.0178.11+0.9992.13=0.0118
(4) 塔板数的确定
(5) 精馏塔的工艺条件及有关物性的计算
(6) 精馏塔的塔体工艺尺寸计算
(7) 浮阀塔板的流体力学验算
(8) 塔板负荷性能图
(9) 塔板主要结构参数表
(10) 换热器选型
(11) 设计小结
(12）参考文献
(13）工艺流程图及精馏塔装配图
1
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。塔顶上升蒸气采用全凝器冷凝，冷凝液在泡点下一部分回流至塔内，其余部分经产品冷凝冷却后送至储罐。该物系属易分离物系，最小回流比较小，故操作回流比取最小回流比的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。
2. 操作条件和基础数据
2.1 操作条件
塔顶压力：常压（101.3kPa）
进料热状态：泡点进料（q=1）
回流比：R/Rmin=1.7
塔底加热蒸气压力：200kPa（120°C）
单板压降：≤0.7kPa。
2.2
进料中苯含量（质量分数）：36%
塔顶苯含量（质量分数）：97%
塔釜苯含量（质量分数）：1%
生产能力（吨/年）：21000吨
4.2.2
精馏段：N1=7/0.563=12.43取13层
提馏段：N2=8/0.563=14.2取15层
实际总板数=N1+N2ห้องสมุดไป่ตู้28层（不包括再沸器）
塔顶产量D=2916.6778.47=37.2kmol/h总
物料衡算F=37.2+W
苯物料衡算0.36F=0.97×37.2+0.01W
联立解得F =102.03kmol/h
W=87.3kmol/h
4
4.1
苯—甲苯属理想物系，可采用图解法求理论板层数。
4.1.1
由手册[1]查的甲醇-水物系的气液平衡数据
钦州学院
化工原理课程设计
设计题目：苯—甲苯二元浮阀精馏塔设计
设计者：汤冠挺
学号：1111401224
专业：化学工程与工艺（石油化学工程）
班级：化工本112
指导教师：梁兴唐
设计时间：2014.06.4
板式塔设计任务书
题目：苯－甲苯精馏塔设计
任务及操作条件：
处理量：21000吨／年
操作周期:7200小时／年
98.84
0.25
0.442
97.13
0.30
0.507
95.58
0.35
0.566
94.09
0.40
0.619
92.69
0.45
0.667
91.4
0.50
0.713
90.11
0.55
0.755
80.8
0.60
0.791
87.63
0.65
0.825
86.52
0.70
0.857
85.44
0.75
0.885
84.4
0.80
0.912
83.33
0.85
0.936
82.25
0.90
0.959
81.11
0.95
0.98
80.66
0.97
0.988
80.21
0.99
0.9961
80.01
1.00
1.00
由上数据可绘出t-x-y图和x-y图。
图1t-x-y图
图2 x-y图
图3 x-y图图解
4.1.2
采用作图法求最小回流比。因为是泡点进料，则xF=xq，在图4中对角线上，自点（0.3989，0.3989）作垂线即为进料线（q线），该线与平衡线的交点坐标为
则该温度下进料液相平均黏度为：
μm=XA μA+（1-XA） μB=0.363 0.2754+（1-0.363） 0.2799=0.2783mP.s
α=p0Ap0B T=95.1°C时查得p0A=155.7 P0B=63.3则α=155.7/63.3=2.46
ET=51-32.5lg(μmα)=51-32.51lg(0.2783 2.46)=56.3%
依据ET=51-32.5lg(μmα)
根据塔顶、塔底液相组成查图3有XD=0.9744、XW=0.0118；由XD=0.9744对应图1求得塔顶温度TD=80.5°C，同理得塔底温度TW=109.7°C
进一步求得全塔平均温度TM=（80.5+109.73）/2=95.1°C
当T=95.1时对应图1求得xA=0.363
表一苯—甲苯气液平衡[苯（101.3KPa）/（mol）]
温度t/°C
液相中苯的摩尔分数x
气相中苯的摩尔分数y
110.56
0
0
109.91
0.01
0.025
108.79
0.03
0.0711
107.61
0.05
0.112
105.05
0.10
0.208
102.79
0.15
0.294
100.75
0.20
0.372
yq=0.621xq=0.3989
故最小回流比为：
Rmin= = =1.6
则操作回流比为
R= 1.7Rmin=1.7×1.6=2.72
4.1.3
L=RD=2.72×37.2=101.2 kmol/h
V=(R+1)D=（2.72+1）×37.2=138.4 kmol/h
L'=L+F=101.2+102.03=203.5kmol/h
V'=V=138.4 kmol/h
4.1.4
精馏段操作线方程为
提馏段操作线方程为
4.1.5
采用图解法求理论板层数，如图4所示。求解结果为
总理论塔板数NT=（16-1）=15层（不包括再沸器）其中精馏段理论板数为7提馏段理论板数为8层（不包括再沸器），第7层为进料板。
4.2
4.2.1全塔效率ET的计算
3.2
MF= 0.3989×78.11+（1-0.3989）×92.13=86.54kg/kmol
MD= 0.9744×78.11+（1-0.9744）×92.13=78.47 kg/kmol
MW= 0.0118×78.11+（1-0.0118）×92.13=91.96 kg/kmol
3.3
生产能力1000000300×24=2916.67kg/h
进料组成:苯含量36％（质量分数）
塔顶产品组成：97％（质量分数）
塔底产品组成：1%（质量分数）
操作条件：常压（101.3kPa）、塔顶全凝泡点回流
进料热状态:泡点进料
单板压降：≤7 kPa
R/Rmin:1.7
设计项目：
(1) 流程和工艺条件的确定和说明
(2) 操作条件和基础数据
(3) 精馏塔的物料衡算