化工原理课程设计说明书设计题目：分离苯（1）-甲苯（2）-乙苯（3）混合物班级：化工06-2班姓名：***指导教师：***设计成绩：日期：2009.6.8-2009.7.4设计任务书目录工艺流程简图第一部分精馏塔的工艺设计第一节产品组成及产品量的确定一、清晰分割法二、质量分率转换成摩尔分率三、物料平衡表第二节操作温度与压力的确定一、回流罐温度二、回流罐压力三、塔顶压力四、塔顶温度五、塔底压力六、塔底温度七、进料压力八、进料温度第三节最小回流比的确定第四节最少理论板数的确定第五节适宜回流比的确定一、作N-R/R min图二、作N（R+1）-R/R min图三、选取经验数据第六节理论塔板数的确定第七节实际塔板数及实际加料板位置的确定附表：温度压力汇总表第八节塔径计算一、精馏段塔径二、提馏段塔径第九节热力学衡算附表：全塔热量衡算总表第二部分塔板设计第一节溢流装置设计第二节浮阀塔板结构参数的确定第三节浮阀水力学计算第四节负荷性能图第三部分板式塔结构第一节塔体的设计一、筒体设计二、封头设计三、人孔选用四、裙座设计第二节接管的设计第四部分辅助设备设计第一节全凝器设计第二节再沸器选择第三节回流泵选择第五部分计算结果汇总第六部分负荷性能图第七部分分析讨论附录参考资料第一部分 精馏塔的工艺设计第一节 产品组成及产品量的确定一、清晰分割法（P492）重关键组分为甲苯，轻关键组分为苯，分离要求较高，而且与相邻组分的相对挥发度都较大，于是可以认为是清晰分割，假定乙苯在塔顶产品中的含量为零。

现将已知数和未知数列入下表中：注：表中F 、D 、W 为质量流率，a 1、a 2、a 3为质量分率列全塔总物料衡算及组分A 、B 、C 的全塔物料衡算得，Wa 0.3F W a 0.01D 0.42F 0.013W 0.99D 0.28F WD F W ,3W 2＝＋＝＋＝＋＝，由（1）、（2）两式，F F W 7267.0013.099.028.099.0＝＝--⨯将式（5）代入式（4）解得，4123.07276.03.0,3＝＝FFa W由式（1），0.2724F 0.7276)F (1W F D ＝－＝－＝ 由式（3），0.7276F 0.2724F 0.010.42F W ,2⨯⨯a ＋＝ 解得，0.5735 W ,2＝a1.00.41230.57350.013 W ,3W ,2W ,1＝＋＋＝＋＋a a a说明计算结果合理 已知，h t 8.8F ＝解得，ht 2.48.80.2724D ht 6.48.80.7267W ＝＝＝＝⨯⨯二、质量分率换算成摩尔分率（P411）物性参数 化工热力学 P189注：温度单位K ，压力单位0.1MPa换算关系式：()∑=Ni i ijj j M aM a x 1＝()3268.0168.1063.0114.9242.0114.7828.0114.7828.0111F ,1＝＋＋＝＝∑=Ni i iM aM a x同理，解得进料、塔顶、塔底各组分的摩尔分率解得，hkmol 65.78h kmol 30.74hkmol 6.529==W D F ＝三、物料平衡表将以上的结果列入下表中：物料平衡表第二节 操作温度与压力的确定一、回流罐温度一般应保证塔顶冷凝液与冷却介质之间的传热温差：℃＝△20t 已知，冷却剂温度：℃25=i t 则，℃△回45=+=t t t i二、回流罐压力纯物质饱和蒸气压关联式（化工热力学 P199）：CC S T T x Dx Cx Bx Ax x P P /1)()1()/ln(635.11-=+++-=-饱和蒸气压关联式 化工热力学 P199K t T 15.31815.273=+=回回以苯为例，434.02.562/15.3181/1=-=-=C T T x1.5)434.033399.3434.062863.2434.033213.1434.098273.6()434.01()/ln(635.11-=⨯-⨯-⨯+⨯-⨯-=-C S P P01.02974.09.48)1.5ex p(a S P MPa P =⨯=⨯-=同理，解得MPa P b 1.00985.00⨯=MPa P x Px P b D a D 1.02957.00985.00085.02974.09915.00,20,1⨯=⨯+⨯=⨯+⨯=回∵atm P 1<回∴取MPa atm P 1.00133.11⨯==回三、塔顶压力塔顶管线及冷凝器的阻力可以近似取作0.15atm 则，MPa P P 1.01653.1atm 15.115.0⨯==+=回顶四、塔顶温度露点方程：∑==ni i i p p y 11 试差法求塔顶温度℃顶2.85=t五、塔底压力MPaP P P P N P 1.03652.1atm 2.0⨯=+=≈⋅=全顶底单实际全△△△六、塔底温度泡点方程：p x pni i i=∑=1试差法求塔底温度℃底7.128=t七、进料压力设计中可近似取：MPa P P P 1.02653.12⨯=+=底顶进八、进料温度（P498）物料衡算和相平衡方程：1)1(111,==-+∑∑==Ci Ci i iFi x eKx1.0=e （质量分率）试差法求进料温度℃进9.112=t将代入方程式的结果列如下表中：106.02995.05564.02995.03268.0,=--=--=ii i F i x y x x e （摩尔分率）第三节 最小回流比的确定（P502）005.011,≤+--∑=ni ij Fi ij q x θαα ℃操作温度底顶1072/)(=+=t t t mMPa p p pm 1.02653.12/)(⨯=+=底顶操作压力试差法求θ563.1=θ882.11562.110085.01562.13760.29915.03760.211,min ∑==--⨯--⨯=--=ni ij D i ij x R θαα第四节 最少理论板数的确定（P503）3879.22315.26435.16657.35551.24618.01799.10000=⋅=======W D m b a Wb a D p p p p ααααα 6.813879.2lg )0162.06058.00085.09915.0lg(1lg ))()lg((min =-⋅=-=m W l h D h l x x x x N α（不包括再沸器）第五节 适宜回流比的确定21)1(75.0minmin567.0+-=+-=-=N N N Y R R R X X Y （不包括再沸器）一、作N-R/R min 图二、作N （R+1）-R/R min 图三、选取经验数据58.1/min =R R974.2=R第六节 理论塔板数的确定（P504）4.153895.016.83895.02123895.0)2747.01(75.0)1(75.02747.01974.2882.1974.21min 567.0567.0min =-+⨯=-+==-=-==+-=+-=Y N Y N X Y R R R X4.161603.1]7404.307820.65)0085.00162.0(3268.04156.0[)]()()[(206.02206.02=+=+=⋅⋅==T S R Dh Wl F l h S R N N N D W x x x x N N 联立解得，3.61.10==S R N N第七节 实际塔板数及实际加料板位置的确定（P465）℃操作温度底顶1072/)(=+=t t t m液体粘度由查图确定（P375），smPa s mPa smPa c b a ⋅=⋅=⋅=29.025.023.0μμμsmPa x i F i L ⋅=⨯+⨯+⨯=⋅=∑2538.029.02576.025.04156.023.03268.0,μμ3760.29088.01595.200===b a m p p α5547.0)2538.03760.2(49.0)(49.0245.0245.0=⨯=⋅=--L m T E μα191185547.01.10285547.04.15=+=======RP T R RP T T P N N E N N E N N 进（不包括再沸器） N P 与假设实际塔板数N=30近似，可认为计算结果准确。

附：温度压力汇总表第八节 塔径计算（《课程设计》P65）一、精馏段塔径hkmol D R V hkmol RD L /1728.122)1(/4325.917404.30974.2=+==⨯==m h H m mm h m mm l T l 38.007.07045.0450H T =-====液滴沉降高度板上液层高度板间距 ℃顶2.85=t查图得，32313231/4.3/9.2/800/807m kg mkg m kg m kg v v l l ====ρρρρ9786.09915.0)15551.2(5551.29915.0)1(5551.24618.01799.19915.0111001=⨯--=--======y y x p p x y ba D D ααα0252.019748.0141.920214.0114.789786.0114.789786.012111=-==⨯+⨯⨯==∑a a M x M x a ii 332211/90.2/82.8068000252.08079748.011m kg m kg a a v l l L ≈=+=+=ρρρρ045.0)/()(748.01/866.882.80610004049.2974.22/13==+==⨯⨯===VL S S S S LLS V L R R V L hm RDLL ρρρρ查图得（《课程设计》P66 Smith 气相负荷因数关联图），09.020=C 查图得，液体表面张力mN mN /0212.0/0209.021==σσm N x x /0209.02211=+=σσσ气相负荷因数0908.0)02.0(2.020==σC C最大容许气速s m Cu VVL /152.1max =-=ρρρs m u u /058.17.0max =⋅=mm uV D s m V DR V SS 10484/913.0)1(3===+=πρ二、提馏段塔径hkmol F q V V hkmol qF L L /17.112)1(/948.177=-+='=+='3144.06815.00275.02834.06835.00337.0586.0586.13213211='='='='='='-'=-'-'-''='+a a a x x x x x x W L Wx W L L y W mW m m，，，， 试差法得,℃3.125=t 查图得,333231333231/9.3/5.3/0.3/749/756/761mkg m kg m kg m kg m kg m kg v v v l l l ======ρρρρρρ，，，，33/92.7531/58.3m kg a m kg y liiL i vi V ====∑∑ρρρρ 109.0))((2/1=''LV V L ρρ 查图得,08.020=C078.0)02.0(0173.0018.0017.0016.02.020321======σσσσσC C ，， sm u u sm Cu VVL /790.07.0/129.1max max ===-=ρρρ mm 10404/671.0/8651)1()1(/96.1933='==='=-++==+=uV D sm V V h kg F q D R V hm qFL L S VSS S LS πρρ选择塔径1000mm第九节 热力学衡算回流罐：9915.045==A x t ℃，查图得，mol kJ H mol kJ H B A /21203/8498==，mol kJ H /8605=回第一块板：9792.02.85==A x t ℃，查图得，mol kJ H mol kJ H B A /27757/14380==，mol kJ H /144941=塔顶：9915.02.85==A x t ℃，查图得，mol kJ H mol kJ H B A /62068/44449==，mol kJ H /44598=回进料：5652.03039.0)1(13.110111===-+==x K y e K x x t i Fi i ，℃同理，1045.027733390.043902322====y x y x ，，查图得，（汽），，（液），，mol kJ H mol kJ H mol kJ H mol kJ H mol kJ H mol kJ H C B A C B A /33629/65892/46557/4213/29930/17215-===-===kmolkJ H kmol kJ H /52185/1720242132773.029*******.0172153039.0==⨯-⨯+⨯=进，汽进，液塔底：02.07.128==A x t ℃，查图得，mol kJ H mol kJ H mol kJ H C B A /549/34977/20533===，，mol kJ H /21955=底塔顶冷凝器热负荷：hkJ H H D R Q DL R kmol kJ H H H H L L h kmol RD L kmol kJ H H H V V C C DC LD V L V D LD /1013.4)()1(249.2/1430.6944674459814494445980838.91/0838.91/44674138860562111111⨯=-+====--⨯=--⋅====-=-=△回再沸器热负荷：hkJ Q Q h kJ Q Q Q FH Q WH DH Q kmol kJ e H q H H B BB FC LW LD B F /1095.1%5/1091.3)/()(/2070056⨯==⨯=--++==⋅+⋅=损损汽液设所需冷却水热量：h t T c Q m C /4.9810174.41013.46=⨯⨯==△所需加热蒸汽用量：h t Q m BB/95.120101091.36=⨯==γ附表：全塔热量衡算总表第二部分 塔板设计第一节 溢流装置设计精馏段设计 流型选择：塔径1000mm ，塔顶液相流量h m h kmol L /06.9/913== 根据P70，表2-5，选择单溢流塔板。