吉林化工学院化工原理课程设计题目：苯—甲苯连续精馏塔设计教学院化工与材料工程学院专业班级轻化0801学生姓名学生学号 08140104指导教师刘艳杰2010年12月13日化工原理课程设计任务书专业：轻化工程班级：轻化0801 设计人：王令一、设计题目苯—甲苯连续精馏塔设计二、原始数据及条件生产能力：年处理苯—甲苯混合液：F0=3400吨（开工率8000小时/年）原料：苯的含量X f0为37%（质量百分比，下同）的常温液体分离要求：塔顶苯的含量X d0不低于95.5%塔底苯的含量X w0不高于1%建厂地址：吉林市三、设计要求（一）编制一份设计说明书，主要内容包括：1、前言2、流程的确定和说明（附流程简图）3、生产条件的确定和说明4、精馏塔的设计计算5、附属设备的选型和计算6、设计结构列表7、设计结果的讨论和说明8、注明参考和使用的设计资料9、结束语（二）绘制一个带控制点的工艺流程图（三）绘制精馏塔的工艺条件图四、设计日期：2010年11月08日至2010年12月13日目录摘要 (1)第 1 章绪论 (2)1.1 设计流程 (2)塔的附属设备及主要附件的选型 (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 (5)2.4 精馏段和提馏段操作线方程 (6)2.5 逐板法确定理论板数及进料位置（编程） (6)2.6 全塔效率、实际板数及实际加料位置 (7)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 (10)3.3 塔板主要工艺尺寸的计算 (12)3.4 塔板流体力学校核 (15)3.5 塔板符合性能图 (17)第 4 章热量衡算 (21)4.1 热量衡算示意图 (21)4.2 热量衡算 (21)第 5 章塔附属设备的计算 (25)5.1 筒体与封头 (25)5.2 除沫器 (25)5.3 裙座 (25)5.4 手孔 (25)5.5 塔总体高度的设计 (25)5.6 换热器（进料预热器或产品冷却器）的设计计算 (26)5.7 进料管的设计 (27)5.8 泵的选型 (27)5.9 贮罐的计算 (28)第 6 章结论 (29)6.1 结论 (29)6.2 主要数据结果总汇 (29)结束语 (30)参考文献 (31)附录1主要符号说明 (32)附录 2 程序框图 (34)附录3 精馏塔工艺条件图 (35)附录4 生产工艺流程图 (36)教师评语 (37)摘要本次化工原理课程设计，设计出了苯—甲苯得分离设备—连续浮阀式精馏塔。

进料摩尔分数为0.409，使塔顶产品苯的摩尔含量达到0.95，塔底釜液摩尔分数为0.01。

综合工艺方便，经济及安全多方面考虑，本设计采用了浮阀式塔板对苯—甲苯溶液进行分离提纯。

按照逐板法计算理论塔板数为18块，其中精馏段塔板数为7块，提馏段塔板数为11块。

根据经验是算得全塔效率为0.544，塔顶使用全凝器，泡点回流。

精馏段实际板数为13块，提馏段实际板数为21块，实际加料板位置在第9块板。

由精馏段的工艺计算得到塔经0.3m，塔总高19.50m。

通过流体力学验算表明此塔的工艺尺寸符合要求，由负荷性能图可以看出此精馏塔有较好的操做性能，精馏段操作弹性为1.48。

塔的附属设备中，所有管线均采用无缝钢管，预热器采用管壳式换热器。

用100℃饱和水蒸气加热，饱和水蒸气走壳程，进料液走管程。

关键词：苯—甲苯浮阀精馏逐板计算负荷第 1 章 绪论1.1 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，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，其余部分经产品冷却器冷却后送至储罐。

该物系属易分物系，最小回流比较小，故操作回流比取最小回流比的1.2倍。

塔釜采用间接蒸汽加热，塔底产品经冷却后送至储罐。

设计流程框图如下：任务书上规定的生产任务长期固定，适宜采用连续精流流程。

贮罐中的原料液用机泵加入精馏塔；塔釜再沸器用低压蒸汽作为热源加热料液；精馏塔塔顶设有全凝器，冷凝液部分利用重力泡点回流；部分连续采出到产品罐。

简易流程如下，具体流程见附图。

1-原料罐，2-进料罐，3-苯、甲苯精馏塔，4-塔顶全凝器，5-再沸器 1.2 设计思路本次课程设计的任务是设计苯—甲苯精馏塔，塔型为浮阀式板塔，进料为两组份进料，且苯与甲苯的挥发度有明显差别，可用一个塔进行精馏分离。

要分离的组分在常压下均是液体，因此操作在常压下即可进行，进料为泡点进料，需预热器。

同时在塔顶设置冷凝器，在塔底设置再沸器，由于塔顶不许汽相出料，故采用全凝，又因所设计的塔较高，应用泵强制回流。

热量衡算塔的附属设备及主要附件的选型绘制工艺流程图和工艺条件图 精馏塔的工艺设计 精馏塔主要工艺尺寸的设计FDW123451.2.1加料方式本设计的加料方式为泡点进料。

1.2.2加热方式本设计的加热方式为塔底间接加热。

1.2.3回流比的选择选择操作回流比为最小回流比的1.2倍。

1.2.4塔顶冷凝器的冷凝方式与冷却介质的选择冷凝方式为全凝,冷却介质为冷水。

1.2.5设计流程图第 2 章 精馏塔的工艺设计2.1 产品浓度的计算M 苯=78.11 ， M 甲苯=92.14 摩尔分数X F =409.014.92/63.011.78/37.011.78/37.0=+ X D =957.014.92/05.011.78/95.011.78/95.0=+ X W =012.014.92/99.011.78/01.011.78/01.0=+ 摩尔质量M F =X F M 苯+（1-X F ）M 甲苯=0.40940.8614.92)409.01(11.78=⨯-+⨯kg/kmol kmolkg M X M X M D D D /71.7814.92957.0111.78957.01=⨯-+⨯=-+=）（）（甲苯苯kmol kg M X M X M W W W /16.9114.92012.0111.78012.01=⨯-+⨯=-+=）（）（甲苯苯 2.2 平均相对挥发度的计算 温度计算表2.1苯—甲苯的气液平衡与温度的关系表[1]温度 /0C苯/%(mol 分率) 温度/0C 苯/%(mol 分率) 温度/0C苯/%(mol 分率) 液相 气相 液相 气相 液相 气相 110.6 0 0 95.2 39.7 61.8 84.4 80.3 91.4 106.1 8.8 21.2 92.1 48.9 71.0 82.3 90.3 95.7 102.2 20.0 37.0 89.4 59.2 78.9 81.2 95.0 97.9 98.6 30.0 50.0 86.870.085.380.2100.0100.0用内插法求得F t 、D t 、W tF t :C t t F F ︒=⇒--=--79.947.399.402.959.487.391.922.95D t : C t t D D ︒=⇒--=--16.810.1002.952.800.950.1002.812.80W t :C t t W W ︒=⇒--=--99.10902.16.1102.2101.10066.110故由上塔顶温度C t D ︒=16.81气相组成 %32.980.1001002.8016.810.1009.972.802.81:=⇒--=--D D D y y y 进料温度C t F ︒=79.94气相组成 %88.621008.6179.742.950.708.611.922.95:=⇒--=--F FF y y y 塔底温度C t W ︒=99.109气相组成 %87.2100099.1096.1102.2101.1066.110:=⇒--=--W WW y y y由上温度和气相组成来计算相对挥发度4478.2)409.01/()6288.01(409.0/6288.06288.0,409.0=--=∂⇒==F F F y X6296.2)957.01/()9832.01(957.0/9832.09832.0,957.0=--=∂⇒==D D D y X4328.2)012.01/()0287.01(012.0/0287.00287.0,012.0=--=∂⇒==W W W y X则精馏段平均相对挥发度5387.221=∂+∂=∂DF提馏段平均相对挥发度5312.222=∂+∂=∂WD2.2 最小回流比的计算和适宜回流比的确定 2.2.1 最小回流比的计算由Antonie 方程 ，CT BA p +-=︒ln ︒p ——温度T 时的饱和蒸汽压 T ——温度，KA,B,C ——Antonie 常数表2.2 常数下Antonie t F [1]A B C苯 16.0137 3096.52 -53.67 甲苯15.90082788.51 -52.36则 ： 06.736.5215.27379.9451.2788-9008.15ln =-+=︒）（苯pmmHg p 45.1164=︒苯16.667.5315.27379.9452.30960137.16ln =-+-=︒）（甲苯p mmHg p 43.473=︒甲苯故 46.243.47345.1164==︒︒=∂甲苯苯p p最小回流比即为48.1]409.01)957.01(46.2409.0957.0[146.21]1)1([11min =--⨯-⨯-=--∂-⨯-∂=F D F D X X X X R2.2.2 适宜回流比的确定设计中令回流比78.148.12.12.1min =⨯==R R 2.3 物料衡算F : 进料量（Kmol/s ） F X =0.409 原料组成（摩尔分数，下同）D ：塔顶产品流量（Kmol/s ） D X =0.957 塔顶组成 W ：塔底残夜流量（Kmol/s ） W X =0.012塔底组成 进料量 ：s kmol F /1036.13600800014.92/)37.01(11.78/37.0[103400/340033-⨯=⨯-+⨯⨯==年吨物料衡算式为 ： sKmol W s Kmol D W D W D WX DX FX W D F W D F /107887.0,/105713.0012.0957.0409.01036.11036.13333----⨯=⨯=⇒⎪⎭⎪⎬⎫⎪⎩⎪⎨⎧+=⨯⨯+=⨯⇒⎭⎬⎫⎩⎨⎧+=+=因R=1.78s Kmol D R L /1002.1105713.078.133--⨯=⨯⨯=⨯=s Kmol F q L L /1038.21036.11002.1333---⨯=⨯+⨯=⨯+=' s Kmol D R V V /1059.1105713.0)178.1()1(33--⨯=⨯⨯+=+='=表2.3物料衡算结果表1物料 流量（kmol/s ）组成 进料F 31036.1-⨯ 苯 0.409 甲苯 0.59 塔顶产品D 3105713.0-⨯ 苯 0.957 甲苯 0.043 塔底残夜W3107887.0-⨯苯 0.012 甲苯 0.988表2.4 物料衡算结果表2物料物流（kmol/s ） 精馏段上升蒸汽量V 1.59310-⨯ 提馏段上升蒸汽量V ' 1.59310-⨯ 精馏段下降液体量L 1.02310-⨯ 提馏段下降液体量L '2.38310-⨯2.4 精馏段和提馏段操作线方程精馏段操作线方程 ：344.064.0105713.01059.1957.01059.11002.13333+=⇒⨯⨯⨯+⨯⨯=+=----x y x X V D x V L y D （1） 提馏段操作线方程 ：006.049.1012.01059.1107887.01059.11038.23333-'='⇒⨯⨯⨯+⨯⨯='+'''='----x y x X V W x V L y W （2） 2.5 逐板法确定理论板数及进料位置（编程）因46.2=∂，得出相平衡方程x x x x y 46.2146.2)1(1+=-∂+∂=或yyx 46.146.2-=（3）又因为塔顶有全凝器，所以957.01==D X y 代入相平衡方程得900.01=x 代入（1）式得92.02=y 再代入（3）式得824.02=x 反复计算得409.0399.0,621.0434.0,654.0484.0,698.0553.0,753.0639.0,813.0733.0,871.0887766554433=<============F X x y x y x y x y x y x y将8x 代入（2）式得589.09=y 代入（3）得368.09=x 反复计算得 012.0011.0,027.0022.0,052.0039.0,092.0066.0,148.0104.0,222.0153.0,308.0211.0,398.0271.0,478.0325.0,542.0181817171616151514141313121211111010=<==================W X x y x y x y x y x y x y x y x y x y总理论板数为18块（包括再沸器），第8块板加料，精馏段需7块板，提馏段需11块。