苯甲苯-设计任务说明书1

苯-甲苯精馏分离装置的设计

设计任务及操作条件

1. 处理量及原料：8t/h 混合物料，温度25℃，质量含量为苯30％，甲苯70％。

2. 主设备类型：浮阀（F1）板式精馏塔。

操作条件及要求：

（1）馏出液中苯含量98％（质量），釜液中甲苯含量98％（质量）；（2）露点进料，常压操作；

（3）

加热介质为0.5MPa 饱和水蒸气，冷却介质为25℃循环冷却水。

1.物料衡算

1.1进料组成：苯：苯M =78g/mol 甲苯：甲苯M =92g/mol

原料液中轻组分（苯）质量分数为ωF =0.3，其摩尔分率

甲苯

苯苯

）ω（ωωM M M F F F /-1//+=

=+92

/7.078/3.078

/3.00.3360

塔顶轻组分（苯）质量分数为ωD =苯ω =0.98，其摩尔分率

D = χ

苯

甲苯

甲苯苯苯苯

苯ωωωM M M ///+=

9830.092

/02.078/98.078

/98.0=+

塔底轻组分（苯）质量分数为ωD =苯ω =0.02，其摩尔分率

χW = χ

苯

甲苯

甲苯苯苯苯

苯ωωωM M M ///+=

0235.092

/98.078/02.078

/02.0=+

1.2原料液的平均摩尔质量：

M F = 0.3360×78 +（1－0.3360）×92= 87.296Kg/Kmol

1.3全塔的物料衡算： F=8000/ 87.296 =91.64 Kmol/h

F= D+W

F *X F =D *X D +W* X W

把已知数据带入上式，得 91.64=D+W

91.64*0.3360=D*0.9830+W*0.0235

解得 D=29.85 Kmol/h W=61.79 Kmol/h

2.热量衡算

2．1.求相对挥发度 Log Po = A － B ／（t + C ） ①

查表得：

A B C 苯 6.031 1211 220.8 甲苯

6.080

1345

219.5

将P=101.300 KPa 代入①式,在分别代入苯和甲苯的A,B,C 。求得苯的沸点为80.04℃，

甲苯的沸点为110.61℃。在80.04℃--110.61℃间分成八段：苯和甲苯的蒸汽压及汽液平衡数据

80.04

84.0 88.0 92.0 96.0 100.0 104.0 108.0 114.0 P A o 101.325 113.296 127.558 143.686 160.481 179.141 199.268 221.127 232.990 P B o 39.987 44.385 50.583 57.581 65.645 74.509 83.306 93.902 101.300 x 1.000 0.823 0.659 0.508 0.376 0.256 0.155 0.058 0.000 y 1.000 0.922 0.830 0.720 0.596 0.453 0.304 0.128 0.000 α

2.534

2.553

2.522

2.495

2.445

2.404

2.392

2.355

2.300

求出相对挥发度的平均值：

α = (2.534*2.553*2.522*2.495*2.445*2.404*2.392*2.355)1/8 = 2.462

2．2 温度

由χ

=0.983用内插法根据苯-甲苯二元物系的汽-液平衡组成可得苯-甲苯混合蒸汽冷凝

温度(即塔顶温度)t D ，同理可得塔底温度： 979.0983.02

.81t 000.1979.02.802.81--=-- ∴t D =81.39℃

.00235.06

.110088.00.01.1066.110--=--t ∴t W =109.40℃

查表得常压下苯和甲苯的汽化潜热分别为：苯r =394.0KJ/Kg; 甲苯r =363.0 KJ/Kg 则塔顶冷凝液的冷凝潜热：

r =苯r x 苯 + 甲苯r x 甲苯 =0.983×394.0+0.017×363.0=393.5 KJ/Kg

2．3表面张力：

由计算得：塔顶t=81.39℃ 塔底t=109.40℃；

查苯-甲苯物性数据：

①苯：t=80℃ σ苯 = 21.27 mN/m t=90℃ σ苯 = 20.06 mN/m

∴ t D = 81.39℃ σA =21.10 mN/m

甲苯：t=80℃ σ苯 = 21.69 mN/m t=90℃ σ苯 = 20.59 mN/m

∴ t D = 81.39℃ σB = 21.54 mN/m

②苯：t=100℃ σ苯 = 18.85 mN/m t=110℃ σ苯 = 17.66 mN/m

∴ t W = 109.40℃ σA =17.73 mN/m

甲苯：t=110℃ σ苯 = 19.49 mN/m t=110℃ σ苯 = 18.41 mN/m

∴ t W = 109.40℃ σB = 18.47 mN/m

∴σ顶=σ苯*X D +σ甲苯

*(1－X D ) ＝21.10*0.983+21.54*(1－0.983) =21.11 mN/m ∴σ底=σ苯*X W +σ

甲苯

*(1－X W ) ＝17.73*0.025+18.47*(1－0.025) =18.45 mN/m

2．4回流比R

要求露点进料，故q=0，则：y q =

-q q

* X q － X F ／(q －1) ∴y q= X F =0.336

∵苯-甲苯为理想物系，由前得相对挥发度α =2.462，则： y=

x a x a *)1(1*-+ ∴0.336=x

)1462.2(1*462.2-+ ∴x q =0.1705

最小回流比R min ：

min 1min R R += （X D －y e ）／(X D － X e )= 1705

.0983.0336

.0983.0--=0.7963

∴Rmin = 3.909 (此处操作回流比取最小回流比的1.8倍) ∴R = 1.8 Rmin = 7.063

2．5精馏塔的气、液相负荷（露点进料，q=0）

①L=L ’ L=R+D=7.036×29.85=210.02 Kmol/h ②V=V ’+F V=(R+1)D=(7.036+1)*29.85=239.87 Kmol/h ∴L ’=L=210.02 Kmol/h V ’=148.23 Kmol/h

2．6操作线方程

精馏段操作线方程为：y n+1=

R R +1*X n +1

+R X 塔顶

=0.876 X n +0.1223

提馏段操作线方程为：y n+1=

W qF L qF L -++*X n +W

-QF L *+塔底

X W =1.417X n －0.0098

2．7平衡线方程

a x

a *)1(1*-+ ∴y= x x 462.11462.2+

2．8采用逐板计算法求理论塔板数

平衡线方程：y=

462.11462.2+ ①式

操作线方程：精馏段 yn+1=0.876 Xn + 0.1223 ②式

精馏段 yn+1=1.417 Xn － 0.0098 ③式 ∵露点进料，q=0 ∴y q = X F = 0.336 解析过程如下：

Ⅰ 第一块塔板上升蒸汽组成：y 1 = X D = 0.983 从第一块塔板上下降的液体组成由式①求取：x 1 = 1

462.1462.21

y y -0.9592

Ⅱ 由②式得：y 2 =0.876×0.9592 －0.1223 = 0.9626 由①式得：x 2=0.9127

同理可求得： y 3 =0.9218 x 3 =0.8272 y 4 = 0.8469 x 4 =0.6920

y 5 =0.7285 x 5=0.5215 y 6 =0.5791 x 6=0.3585 y 7=0.4364 x 7=0.2392

∵x 7<0.3 ∴第8块板上升的气相组成由③式计算：

y 8 =1.417 ×0.2392－0.0098=0.3291 x 8=0.1661 y 9=0.2256 x 9 =0.1058 y 10 =0.1401 x 1 0=0.0621 y 11=0.0782 x 11 =0.0333 y 12 =0.0374 x 12=0.0155< X W

故所需总理论板数位12块，第7块板加料，精馏段需6块板。

2．9塔高

在塔顶，塔底温度（t D = 81.39℃ ，t W = 109.40℃）下的粘度，查物性数据手册得下表：

物料 81.39℃ 109.40℃ 苯

0.304 mPa ·S

0.234 mPa ·S

甲苯0.3075

mPa·S 0.246 mPa·S

∴μ顶= 0.304 X D +0.3075 (1—X D) =0.304 mPa·S

μ底= 0.234 X W +0.246 (1—X W) =0.246 mPa·S

μ= (μ顶+μ底) / 2 = 0.275 mPa·S

∴全塔效率E T=0.49(αμ)-0.245=0.539

N T = N/ E T

精馏段：N精=6／0.539=12块提留段：N提6／0.539=12块∴N T =24块

在此插入后面的计算结果：

∵知L S’=0.0074 m3/s = 0.444m3/min ，从《化工设计》查得：塔底容量可取3-5min的储量。

则V=4 L S’=1.776 m3，又V=（π/4）*D提2*Z2 ∴Z2=0.88m

且Z =( N T—1)* H T + Z2+ Z1

因取板间距H T =0.4m，取1.5m ∴Z=(24—1)*0.4+1.5+0.88 =11.58m

2．10 L S和V S

2．10．1精馏段：

M=78X D+92（1—X D）=78×0.983+92×0.017=78.24 g/mol

由2．8得：进料板为第7块板，即：x7=0.2392 y7=0.4364

查苯—甲苯二元物系的汽—液平衡组成（101.325KPa）：

苯摩尔分数温度/℃苯摩尔分数温度/℃液相气相液相气相

0.0 0.0 110.6 0.592 0.789 89.4 0.088 0.212 106.1 0.700 0.853 86.8 0.200 0.370 102.2 0.803 0.914 84.4 0.300 0.500 98.6 0.903 0.957 82.3 0.397 0.618 95.2 0.950 0.979 81.2 0.489 0.710 92.1 1.00 1.00 80.2

Ⅰx =0.212，t=106.1 Ⅱx =0.370，t=102.2

∴x =0.2392时，t=102.2－ρ*（0370－0.212）

∴t F =105.42℃（进料板温度，为露点温度）

精馏段平均温度：t m =( t D + t F ) ／2=93.41℃

2．10．1．1气相平均密度：ρV =PM ／R t m =

()93.41)

(273.15315.878.24

325.101+??=2.601 Kg ／m 3 2．10．1．2液相平均密度：1／ρLm =αA ／ρLA +αB ／ρLB (αA ,αB 指质量分率)

（1）对塔顶

∵t D =81.39 ℃，查得苯的物性数据如下：

t =80 ℃，ρ=0.8150×103 Kg ／m 3 ; t =90 ℃，ρ=0.8039×103 Kg ／m 3

∴t D =81.39℃时，ρ

A =813.5 Kg ／m

3；

查得甲苯的物性数据如下：

t =80 ℃，ρ=0.8100×103 Kg ／m 3 ; t =90 ℃，ρ=0.8002×103 Kg ／m 3 ∴t D =81.39℃时，ρ A =808.6 Kg ／m

在塔顶时，αA =0.98；αB =0.02，带入得：

1／ρ

LmD =0.98／813.5+0.02／808.6

∴ρLmD =813.4 Kg ／m

（2）对进料板

进料组成：αA =0.3，αB =0.7，t F =105.42℃

对于苯：t =100 ℃，ρ=0.7925×103 Kg ／m 3 ; t =110 ℃，ρ=0.7808×103 Kg ／m 3

∴t F =105.42℃时，ρ A =786.2 Kg ／m

对于甲苯：t =100 ℃，ρ=0.7903×103 Kg ／m 3 ; t =110 ℃，ρ=0.7803×103 Kg ／m 3

∴t F =105.42℃时，ρ B =784.9Kg ／m

1／ρ

LmF =0.3／786.2+0.7／784.9

∴ρ

LmF =785.3 Kg ／m

∴精馏段平均液相密度：ρ

Lm =（ρLmD +ρLmF ）／2=799.3 Kg ／m 3

（3）

∵V=239.87 Kmol/h ； L=210.02 Kmol/h

∴ V S =V *M / 3600*ρV =239.87×78.24/ (3600×2.601) =2.004m 3 / S

L S =L*M / 3600*ρL = 210.0×78.24 / (3600×799.3)=0.0057m 3 / S 2．10．2提馏段：

M ’=78 X W +92（1 －X W )=78×0.0235+92×(1－0.0235)=91.67 g/mol 2．10．2．1气相平均密度

ρV ’=PM ’／R t m ’ t F =105.42 ℃， t W =109.40 ℃ ∴提留段平均温度：t m ’=（t F + t W ）／2=107.41 ℃

∴ρV ’=

()

41.10715.273315.867

.91325.101+??=2.935 Kg ／m 3

2．10．2．2液相平均密度

1／ρL =αA ’／ρLA +αB ’／ρLB (αA ’

，αB ’指质量分率)

（1）对塔顶

∵t W =109.40℃，查得苯的物性数据如下：

t =100℃，ρ=0.7925×103 Kg／m3 ; t =110 ℃，ρ=0.7808×103 Kg／m3∴t W =109.40℃时，ρ A =781.5 Kg／m3；

查得甲苯的物性数据如下：

t =110 ℃，ρ=0.7903×103 Kg／m3 ; t =110 ℃，ρ=0.7803×103 Kg／m3

∴t W =109.40℃时，ρB=780.9Kg／m3

在塔底时，αA’=0.02；αB’=0.98，带入得：

1／ρLmw=0.02／781.5 +0.98／780.9 ∴ρLmw =661.9 Kg／m3

（2）对进料板

进料组成：αA=0.3，αB=0.7，t F =105.42℃

对于苯：t =100 ℃，ρ=0.7925×103 Kg／m3 ; t =110 ℃，ρ=0.7808×103 Kg／m3∴t F =105.42℃时，ρ A =786.2 Kg／m3

对于甲苯：t =100 ℃，ρ=0.7903×103 Kg／m3; t =110 ℃，ρ=0.7803×103 Kg／m3∴t F =105.42℃时，ρ B =784.9Kg／m3

1／ρLmF=0.3／786.2+0.7／784.9 ∴ρLmF =785.3 Kg／m3

∴提馏段平均液相密度：ρLm’=（ρLmw+ρLmw）／2=723.6Kg／m3

（3）

∵V’=148.23 Kmol/h；L’=210.02 Kmol/h

∴V S ’= V’*M’/ 3600*ρV’=148.23×91.67/ (3600×2.935) =1.286m3 / S L S’=L’*M’/ 3600*ρL’= 210.02×91.67 / (3600×723.6)=0.0074m3 / S

2．10 精馏段和提馏段各自平均表面张力

对进料板：t F =105.42℃

苯：t=100℃σ

苯= 18.85 mN/m t=110℃σ

苯

= 17.66 mN/m ∴t F = 105.42℃σA =18.21mN/m

甲苯：t=110℃σ

苯= 19.49 mN/m t=110℃σ

苯

= 18.41 mN/m ∴t F = 105.42℃σB = 18.90 mN/m

∴σ

进料=σ

苯

*X F+σ甲苯*(1－X F )＝18.21×0.336+18.90×(1－0.336) =18.67 mN/m

又∵σ

顶=21.11 mN/mσ

底

=18.45 mN/m

∴精馏段平均表面张力：σ

精=（σ进料+σ顶）/2 =19.89 mN/m

∴提馏段平均表面张力：σ

提=（σ进料+σ底）/2 =18.56 mN/m

3.精馏段——塔板工艺计算3．1 塔径

(1) 欲求塔径应先计算出适宜的空塔气速 u ’，一般取 u ’=（0.6-0.85）* u f

u f = C 20*[（ρL －ρV ）/ρV ]

1/2

其中C 20可由史密斯关联图查出，横坐标的数值为：（L S / V S ）*（ρ

L /

ρV ）1/2 = （0.0057/ 2.004）*（799.3/ 2.601）1/2 =0.050

(2) 取板间距H T = 0. 40 m ，取板上液层高度h L = 0.06 m ，则图中参数值为

H T －h L = 0.40—0.06 =0.34 m 根据以上数值，由史密斯关联图查得C 20 =0.075 。

因物系表面张力σ=21 mN/m ，校正，即C = C 20 (σ/20)0.2 = 0.0749 ，则 u f = 1.311 m/s (3) 取安全系数为0.8，则空塔气速为 u =0.8* u f = 1.0488 m/s 塔径 D = （4* V S / π*u ）1/2 =（4*2.004 / π*1.0488）1/2 = 1.560 m 按标准塔径圆整为D = 1.60m ，则塔截面积 A T = 0.875D 2 /= 2.010 m 2 实际空塔气速 u = V S / A T = 2.004 ／ 2.010=0.997 m/s

u ／u f =0.997／1.311=0.76，故在0.6—0.85之间，符合要求。

3．2溢流装置

选用单溢流弓形降液管，不设进口堰（∵D<2.0m ）。各项计算如下： 3．2 . 1堰长l W ：

取堰长l W = 0.6 D ，即l W = 0.6×1.6=0.96 m 3．2 . 2出口堰高h W ：

h W =h L － h OW ，采用平直堰，堰上液层高度h OW 可依 h OW = （2.84/1000）*E*(L S / l W )2/3 计算，近似取E=1，

h OW =

100084.2×1×（96

.036000057.0?)2/3

=0.0123m ∴溢流堰高：h W =h L － h OW =0.06-0.0123=0.0387m

又堰高h W 一般在0.03——0.05 m 范围内，因此符合要求。液体由降液管流入塔体不设进口堰：

根据经验一般取u oL =0.07—0.25 m/s ，此处取u oL =0.15 m/s ∴降液管底隙高度(即弓形降液管)：

h O =L S ／ (l W * u oL ) =

.096.00057

.0?=0.04m=40mm

∵D<800mm, h O =25—30mm ；

D>800mm, h O =40mm ；

∴D=1600mm, h O =40mm ，符合要求。

3．2 . 3弓形降液管宽度W d和面积A f：

用《化工原理下册》图3-10求取W d及A f，因为

l W/ D =0.6，由该图查得：A f / A T= 0.0550，W d / D = 0.110，则A f= 0.550*0.785 = 0.043 m2

W d= 0.110*1 =0.110 m

依下式验算液体在降液管中停留时间，即

θ= 3600* A f * H T / L h= A f * H T / L S= 0.043*0.110 / 0.011 = 17.59 s

停留时间θ>5 s ,故降液管尺寸可用。

④降液管底隙高度h o：依下式知：h o=L h / （3600*l W * u’o）= L S / （l W * u’o）

取降液管底隙处液体流速u’o = 0.08 m/s ，则h o = 0.0011 / （0.6*0.08 ）=0.029 m 取h o =0.03 m 小塔一般取25——30 mm，故符合要求。

⒊塔板布置及浮阀数目与排列取阀孔动能因子F o = 12，用下式求孔速u o，

u o = F o / （ρV）1/2= 12 / （2.49 ）1/2= 7.32 m/s

依下式求每层塔板上的浮阀数，即

N = V S / （π* d2o * u o /4 ）= 0.904/ （π* 0,0392* 7.32 /4 ）= 103

取边缘区宽度W C= m ，破沫区宽度W S= m 。依下式计算塔板上的鼓泡区面积，即

A S = 2*{x*（R2—x2）1/2 + [π* R2 * arcsin（x/R）]/ 180}

R =D/2 —W C = 1.0/2 —0.04 =0.46 m

x = D/2 —（W d + W S）= 1.0/2 —（0.110+ 0.06）=0.33 m

A S =2*{0.33*（0.462—0.332）1/2 + [π*0.462 * arcsin（0.33/0.46）]/ 180} = 0.550 m2

浮阀排列方式采用等腰三角形叉排。取同一横排的孔心距t = 75 mm=0.075 m ，则可按下式估算排间距t’，即t’ = A S / (N*t) = 0.550/(103*0.075) =0.072 m= 72 mm 考虑到塔的饿直径较大,必须采用分快式塔板,而各分快板的支承与衔接也要占去一部分鼓泡区面积，因此排间距不宜采用72 mm，而应小于此值，故取t’ = 65mm = 0.065 m 。

按t=75 mm，t’= 65 mm 以等腰三角形叉排方式作图，见附图三,排得阀数95 个。

按N= 95重排核算孔速及阀孔动能因数：

u o = 0.904 / [π*（0.039）2*95 /4] = 7.97m/s

F o= 7.97 *（2.69 ）1/2 = 12

阀孔动能因数F o变化不大，仍在9——12范围内。

塔板开孔率= u / u o= 1.242 /7.97 * 100% = 15.58 %

塔板流体力学验算：

⒈气相通过浮阀塔板的压强降可根据下式计算塔板压强降，即h P = h C + h1 +

hσ

①干板阻力：由下式计算，即u oc =（73.1 /ρV）1.825 = (73.1/2.69）1.825= 6.10 m/s

因u o >u oc，故按下式计算干板阻力，即

h C =5.34*ρV *u 2o/（ρL *2 *g）= 5.34*2.69 *8.45 2/（879.81*2 *9.81）= 0.059 m液柱

②板上充气液层阻力：本设备分离苯和乙苯的混合液，即液相为碳氢化合物，可取充气系数εo = 0.5 。根据下式知，h1 =εo * h L =0.5 * 0.05 = 0.025 m液柱

③液体表面张力所造成的阻力：此阻力很小，可忽略不计。

因此，与气体流经一层浮阀塔板的压强降所相当的液柱高度为

h P =0.059 + 0.025 = 0.084 m液柱

则单板压降△P P= h P *ρL *g = 0.084*879.81 *9.81 = 725.0 Pa

⒉淹塔为了防止淹塔现象的发生，要求控制降液管中清液层高度，H d≤φ（H T+

h W）。H d可用下式计算，即H d = h P + h L + h d

①与气体通过塔板的压强降所相当的液柱高度h P：前已算出h P = 0.084 m液柱

②液体通过降液管的压头损失：因不设进口堰，故按下式计算，即

h d = 0.153*（L S/ l W * h o）2 = 0.153*（0.0011 / 0.6 * 0.026）2= 0.00076 m液柱

③板上液层高度：前以选定板上液层高度为h L =0.050 m

则H d = 0.084 + 0.05 +0.00076 = 0.135 m

取φ= 0.5 ，又已选定H T = 0.45 m，h W=0.04 m。则

φ（H T + h W）= 0.5 （0.45 +0.04 ）= 0.245 m

可见H d≤φ（H T + h W），符合防止淹塔的要求。

⒊雾沫夹带按下式计算泛点率，即

泛点率={ V S *[ρV/（ρL—ρV）]1/2 +1.36 L S Z L }/K C F A T*100%

或泛点率= V S *[ρV/（ρL—ρV）]1/2/0.78K C F A T*100%

板上液体流径长度Z L =D—2 W d = 1 —2* 0.11 = 0.78 m

板上液流面积A b = A T—2 A f = 0.785 —2* 0.043 = 0.699 m2

苯和乙苯正常系统，可按表史密斯关联图取物性系数K=1.0，又由《化工原理下册》图3-13查得泛点负荷系数C F = 0.126 ，将以上数值代入下式得

泛点率={ 0.908*[ 2.69 /（879.81 —2.69 ）]1/2 +1.36 *0.0011 * 0.78}/ [1.0*0.126* 0.699] *100%

= 58.36 %

又得泛点率=0.908*[2.69 /（879.81— 2.69）]1/2/ [0.78 *1.0 *0.126* 0.785] *100%

=65.18%

根据上式计算出的泛点率都在80%以下，故可知雾沫夹带量能够满足e V < 0.1Kg（液）/Kg（气）的要求。

塔板负荷性能计算：

⒈雾沫夹带线依下式做出，即

泛点率={ V S *[ρV/（ρL—ρV）]1/2 +1.36 L S Z L }/K C F A T*100%

按泛点率为80%计算如下：

泛点率={ V S*[ 2.69 /（879.81 —2.69 ）]1/2+1.36 * L S* 0.78}/ [1.0*0.126 *0.699] *100%

= 80 %

整理得V S = 1.282 —19.29 * L S ⑴

由式⑴知雾沫夹带线为直线，则在操作范围内任取两个L S值，依式⑴算出相应的V S 值列与下表中。据此可做出雾沫夹带线⑴。

L S/ （m3/s）0.0019 0.002

V S/ （m3/s） 1.26 1.24

⒉液泛线联立三式，得

φ（H T + h W）= h P + h L + h d= h C + h1 + h o + h L + h d

由上式确定液泛线。忽略式中h o，将各式带入上式，得

φ（H T + h W）=5.34*ρV *u 2o/（ρL *2 *g）+0.153（L S / l W h o）2 +（1+εo）[h W +（2.184/1000）*E（3600 L S / l W）2/3]

因物系一定，塔板结构尺寸一定，则H T ，h W，h o，l W，ρV，ρL，εo及φ等均为定值，而u o与V S又有如下关系，即u o= V S /（π* d2o * N /4）=9.306Vs 式中阀孔数N与孔径d o亦为定值，因此可将上式简化成V S与L S的如下关系：V S2= 2.57—8731.94 L S2—19.58 L S2/3⑵

在操作范围内任取若干个L S值，依式⑵算出相应的V S值列入下表：

0.001 0.0015 0.002 0.003

L S/

（m3/s）

V S/

1.54 1.50 1.46 1.39

（m3/s）

根据表中数据做出液泛线⑵。

⒊液相负荷上限线液体的最大流量应保证在降液管中停留时间不低于3——5 s 。易下式知液体停留时间为θ=3600* A f * H T / L h= 3——5 s

以θ=5s作为液体在降液管中停留时间的下限，则

（L S）max= A f* H T/5 = 0.043 * 0.45 / 5 = 0.0039 m3/s ⑶

求出上限液体流量L S值（常数）。在V S——L S图上液相负荷上限线为与气体流量V S无关的竖直线⑶。

⒋漏液线对于F1型重阀，依式F o= u o *（ρV）1/2 = 5计算，则u o =5/（ρV）1/2。

又知V S = （π/4）* d2o * N * u o，

则得V S = （π/4）* d2o * N *[5/（ρV）1/2 ]

以F o =5 作为规定气体最小负荷的标准，则

（V S）min = （π/4）* d2o * N * u o =（π/4）* d2o * N *[5/（ρV）1/2 ]

=（π/4）*（0.039 ）2 *90 *[5/（2.69 ）1/2 ] = 0.328 m3/s ⑷据此做出与液体流量无关的水平漏液线⑷。

⒌液相负荷下限线取堰上液层高度h OW= 0.006 m作为液相负荷下限条件，依

h OW的计算式计算出L S的下限值，依次做出液相负荷下限线，该线为与气相流量无关的竖直线⑸。

（2.184/1000）*E*[3600 （L S）min/ l W ]2/3= 0.006

取E=1，则（L S）min =[（0.006 *1000）/（2.84*1）]2/3*（0.6/3600）= 0.0005 m3/s ⑸

根据式⑶⑷⑸可分别做出塔板负荷性能图上的五条线，如附图四。

由塔板负荷性能图可以看出：

①任务规定的气，液负荷下的操作点P（设计点），处在适宜的操作区内的适中位置。

②塔板的气相负荷上限由雾沫夹带控制，操作下限由漏液控制。

③按照固定的液气比，由塔板负荷性能图查出塔板的气相负荷上限（V S）max= 1.258 m3/s ，气相负荷下限（V S）min = 0.39 m3/s ，所以操作弹性= 1.25 / 0.44 = 3.13

现将计算结果列表：

项目精馏段数值及说明备注

塔径D/m 1.00

板间距H T /m 0.45

塔板形式单溢流弓形降液管分快式塔板

空塔气速u /（m/s） 1.242

堰长l W /m 0.6

堰高h W/m 0.04

板上液层高度h L /m 0.05

降液管底隙高度h o

0.029

浮阀数N /个95 等腰三角形叉排

阀孔气速u o/（m/s）7.97

阀孔动能因数F o12

6.10

临界阀孔气速u

∞

（m/s）

孔心距t /m 0.075 指同一横排的孔心距

排间距t’/m 0.065 指相邻二横排的中心

线距离

单板压降△P P/Pa 725.0

17.59

液体在液降管内停留

时间θ/s

0.135

液降管内清液层高度

H d /m

泛点率% 58.36

1.25 雾沫夹带控制

气相负荷上限(V S)max/

（m3/s）

气相负荷下限(V S)min/

0.40 漏液控制

（m3/s）

操作弹性 3.13

㈡提馏段塔板工艺尺寸计算：

⒈塔径：欲求塔径应先求出空塔气速u ，而u =（安全系数）* u max

u max = C*[（ρL－ρV）/ρV]1/2C可由史密斯关联图查出，横标的数值为：

（L h / V h）*（ρL / ρV）1/2 = （0.0062/ 1.026）*（867.52/ 3.17）1/2 =0.10 取板间距H T =0.5 m ，取板上液层高度h L = 0.07m ，则图中参数值为

H T－h L= 0.43m

根据以上数值，由史密斯关联图查得C20 =0.095 。因物系表面张力σ=15 mN/m ，校正，即C = C20 (σ/20)0.2 = 0.090 ，则u max = 1.49 m/s

取安全系数为0.6，则空塔气速为u = 0.8 * u max =1.192m/s

塔径D = （4* V S/ πu）1/2 =（4*1.03 / π*1.00）1/2 = 1.04 m

按标准塔径圆整为D = 1.0 m ，则塔截面积A T = πD2 /4 = 0.7854 m2

实际空塔气速u = 1.026 /0.7854 = 1.306 m/s

⒉溢流装置选用单溢流弓形降液管，不设进口堰。各项计算如下：

①堰长l W ：取堰长l W = 0.8 D，即l W = 0.8 m

②出口堰高h W：h W =h L－h OW，采用平直堰，堰上液层高度h OW可依

h OW= （2.84/1000）*E*(L h/ l W )2/3计算，近似取E=1，则可根据《化工原理下册》列线图3-9查出h OW值。

因l W =0.8m，L h =0.0062*3600 = 22.32 m3 /h，由该图查得h OW= 0.026 m ，则h W = 0.07-0.026=0.044m 。堰高h W一般在0.03——0.05 m范围内，因此符合要求。

③弓形降液管宽度W d和面积A f：用《化工原理下册》图3-10求取W d及A f，因为

l W/ D = 0.716 ，由该图查得：A f/ A T= 0.106 ，W d/ D = 0.146 ，则A f =0.106*0.7854 =0.0835 m2

W d= 0.146D =0.146 m

依下式验算液体在降液管中停留时间，即

θ= 3600* A f * H T / L h= A f * H T / L S= 0.0835 *0. 5 /0.0062 =6.7 s

停留时间θ>5 s ,故降液管尺寸可用。

④降液管底隙高度h o：依下式知：h o=L h / （3600*l W * u’o）= L S / （l W * u’o）

取降液管底隙处液体流速u’o = 0.25 m/s ，则h o = 0.0062/ （0.8 *0.25 ）= 0.031m 符合要求

⒊塔板布置及浮阀数目与排列取阀孔动能因子F o = 12 ，用下式求孔速u o，

u o = F o / （ρV）1/2= 12/（3.18）1/2= 6.73 m/s

依下式求每层塔板上的浮阀数，即

N = V S / （π* d2o * u o /4 ）= 1.03 / （π* (0.039)2 * 6.73 /4 ）= 128.2≈129 取边缘区宽度W C = 0.04 m ，破沫区宽度W S =0.06 m 。依下式计算塔板上的鼓泡区面积，即

A a = 2*{x*（R2—x2）1/2 + [π* R2 * arcsin（x/R）]/ 180}

R =D/2 —W C = 1.0/2 —0.04 = 0.56m

x = D/2 —（W d + W S）=1.0/2—（0.146+0.06）= 0.294 m

A a =2*{0.294*（0.562—0.2942）1/2 + [π* 0.562 * arcsin（0.294/0.56）]/ 180} =0.742 m2

浮阀排列方式采用等腰三角形叉排。取同一横排的孔心距t =75 mm=0.075 m ，则可按下式估算排间距t’，即t’ = A a / (N*t) =0.756/(129*0.075) = 0.077 m=77 mm 考虑到塔的饿直径较大,必须采用分快式塔板,而各分快板的支承与衔接也要占去一部分鼓泡区面积，因此排间距不宜采用77mm，而应小于此值，故取t’ =65 mm = 0.065

m 。

按t=75 mm，t’= 65 mm 以等腰三角形叉排方式作图，如附图五，排得阀数107 个。

按N= 129 重排核算孔速及阀孔动能因数：

u o = 1.03 / [π*（0.039 ）2* 107 /4] = 7.06 m/s

F o=7.06 *（3.17 ）1/2 = 12.0

阀孔动能因数F o变化不大，仍在9——12范围内。

塔板开孔率= u / u o= 0.912 / 7.06 * 100% = 12.9 %

塔板流体力学验算：

⒈气相通过浮阀塔板的压强降可根据下式计算塔板压强降，即h P = h C + h1 + hσ

①干板阻力：由下式计算，即u oc =（73.1 /ρV）1.825 = (73.1/3.17）1.825=5.58 m/s

因u o >u oc，故按下式计算干板阻力，即

h C =5.34*ρV *u 2o/（ρL *2 *g）= 5.34*3.17*6.692/（867.52*2 *9.81）= 0.045 m 液柱

②板上充气液层阻力：本设备分离苯和乙苯的混合液，即液相为碳氢化合物，可取充气系数εo = 0.5 。根据下式知，h1 =εo * h L =0.5 * 0.07= 0.035 m液柱

③液体表面张力所造成的阻力：此阻力很小，可忽略不计。

因此，与气体流经一层浮阀塔板的压强降所相当的液柱高度为

h P =0.045 + 0.035 = 0.080 m液柱

则单板压降△P P= h P *ρL *g = 0.080 *867.52 *9.81 = 680.83 Pa

⒉淹塔为了防止淹塔现象的发生，要求控制降液管中清液层高度，H d≤φ（H T+

h W）。H d可用下式计算，即H d = h P + h L + h d

①与气体通过塔板的压强降所相当的液柱高度h P：前已算出h P = 0.080 m液柱

②液体通过降液管的压头损失：因不设进口堰，故按下式计算，即

h d = 0.153*（L S/ l W * h o）2 = 0.153*（0.0062 / 0.8* 0.03）2= 0.0589 m 液柱

③板上液层高度：前以选定板上液层高度为h L =0.07 m

则H d = 0.080 + 0.07 +0.00589 = 0.160 m

取φ= 0.5 ，又已选定H T = 0.5 m，h W=0.044 m。则

φ（H T + h W）= 0.5 （0.5 +0.044 ）= 0.272 m

可见H d≤φ（H T + h W），符合防止淹塔的要求。

⒊雾沫夹带按下式计算泛点率，即

泛点率={ V S *[ρV/（ρL—ρV）]1/2 +1.36 L S Z L }/K C F A T*100%

或泛点率= V S *[ρV/（ρL—ρV）]1/2/0.78K C F A T*100%

板上液体流径长度Z L =D—2 W d = 1.2 —2* 0.146 = 0.708 m

板上液流面积A b = A T—2 A f = 0.785 —2* 0.0835 = 0.618 m2

苯和乙苯正常系统，可按表史密斯关联图取物性系数K=1.0，又由《化工原理下册》图3-13查得泛点负荷系数C F = 0.126 ，将以上数值代入下式得

泛点率={1.03*[ 3.17 /（867.52 —3.17）]1/2 +1.36 *0.0062 * 0.708}/ [1.0*0.126* 0.618] *100%

= 77.28 %

又得泛点率=1.03*[3.17 /（867.52— 3.17）]1/2/ [0.78 *1.0 *0.126* 0.785] *100%

=70.4%

根据上式计算出的泛点率都在80%以下，故可知雾沫夹带量能够满足e V < 0.1Kg（液）/Kg（气）的要求。

塔板负荷性能计算：

⒈雾沫夹带线依下式做出，即

泛点率={ V S *[ρV/（ρL—ρV）]1/2 +1.36 L S Z L }/K C F A T*100%

按泛点率为80%计算如下：

泛点率={ V S*[ 3.17 /（867.52 —3.17 ）]1/2+1.36 * L S* 0.888}/ [1.0*0.126 *0.618] *100%

= 80 %

整理得V S = 1.529 —15.90 * L S ⑴

由式⑴知雾沫夹带线为直线，则在操作范围内任取两个L S值，依式⑴算出相应的V S 值列与下表中。据此可做出雾沫夹带线⑴。

L S/ （m3/s）0.001 0.002

V S/ （m3/s） 1.527 1.497

⒉液泛线联立三式，得

φ（H T + h W）= h P + h L + h d= h C + h1 + h o + h L + h d

由上式确定液泛线。忽略式中h o，将各式带入上式，得

φ（H T + h W）=5.34*ρV *u 2o/（ρL *2 *g）+0.153（L S / l W h o）2 +（1+εo）[h W +（2.184/1000）*E（3600 L S / l W）2/3]

因物系一定，塔板结构尺寸一定，则H T ，h W，h o，l W，ρV，ρL，εo及φ等均为定值，而u o与V S又有如下关系，即u o= V S /（π* d2o * N /4）式中阀孔数N 与孔径d o亦为定值，因此可将上式简化成V S与L S的如下关系：

V S2= 4.905—6324.40 L S2—38.33 L S2/3⑵

在操作范围内任取若干个L S值，依式⑵算出相应的V S值列入下表：

0.001 0.002 0.003 0.004

L S/

（m3/s）

2.13 2.07 2.02 1.96

V S/

（m3/s）

根据表中数据做出液泛线⑵。

⒊液相负荷上限线液体的最大流量应保证在降液管中停留时间不低于3——5 s 。易下式知液体停留时间为θ=3600* A f * H T / L h= 3——5 s

以θ=5s作为液体在降液管中停留时间的下限，则

（L S）max= A f* H T/5 = 0.0836 * 0.45 / 5 = 0.00835 m3/s ⑶

求出上限液体流量L S值（常数）。在V S——L S图上液相负荷上限线为与气体流量V S无关的竖直线⑶。

⒋漏液线对于F1型重阀，依式F o= u o *（ρV）1/2 = 5计算，则u o =5/（ρV）1/2。

又知V S = （π/4）* d2o * N * u o，

则得V S = （π/4）* d2o * N *[5/（ρV）1/2 ]

以F o =5 作为规定气体最小负荷的标准，则

（V S）min = （π/4）* d2o * N * u o =（π/4）* d2o * N *[5/（ρV）1/2 ]

=（π/4）*（0.039 ）2 * 129 *[5/（3.17 ）1/2 ] = 0.433 m3/s ⑷据此做出与液体流量无关的水平漏液线⑷。

⒌液相负荷下限线取堰上液层高度h OW= 0.006 m作为液相负荷下限条件，依

h OW的计算式计算出L S的下限值，依次做出液相负荷下限线，该线为与气相流量无关的竖直线⑸。

（2.184/1000）*E*[3600 （L S）min/ l W ]2/3= 0.006

取E=1，则（L S）min =[（0.006 *1000）/（2.84*1）]2/3*（0.792/3600）= 0.00071 m3/s⑸

根据式⑶⑷⑸可分别做出塔板负荷性能图上的五条线，如附图六。

由塔板负荷性能图可以看出：

①任务规定的气，液负荷下的操作点P（设计点），处在适宜的操作区内的适中位置。

②塔板的气相负荷上限由雾沫夹带控制，操作下限由漏液控制。

③按照固定的液气比，由塔板负荷性能图查出塔板的气相负荷上限（V S）max= 1.25 m3/s ，气相负荷下限（V S）min =0.433m3/s ，所以操作弹性= 1.25 / 0.433 = 2.89

现将计算结果列表：

项目精馏段数值及说明备注

塔径D/m 1.20

板间距H T /m 0.45

塔板形式单溢流弓形降液管分快式塔板

空塔气速u /（m/s）0.912

堰长l W /m 0.792

堰高h W/m 0.044

板上液层高度h L /m 0.07

0.03

降液管底隙高度h o

浮阀数N /个107 等腰三角形叉排

阀孔气速u o/（m/s） 6.73

阀孔动能因数F o12.0

5.58

临界阀孔气速u

∞

（m/s）

孔心距t /m 0.075 指同一横排的孔心距

排间距t’/m 0.065 指相邻二横排的中心

线距离

单板压降△P P/Pa 680.83

6.7

液体在液降管内停留

时间θ/s

液降管内清液层高度

0.156

H d /m

泛点率% 70.4

1.25 雾沫夹带控制

气相负荷上限(V S)max/

（m3/s）

0.433 漏液控制

气相负荷下限(V S)min/

（m3/s）

操作弹性 2.89

参考文献

⒈《化学工程手册》编辑委员会：化工基础数据，化学工业出版社，1979

⒉《化学工程手册》编辑委员会：气液传质设备，化学工业出版社，1979

⒊刘道德等编著《化工设备的选择与工艺设计》中南工业大学出版社，1992

苯-甲苯精馏塔课程设计报告书

课程设计任务书一、课题名称苯——甲苯混合体系分离过程设计二、课题条件（原始数据） 1、设计方案的选定原料：苯、甲苯年处理量：108000t 原料组成（甲苯的质量分率）：0.5 塔顶产品组成：%99>D x 塔底产品组成：%2

设计容摘要：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；结构图一、简介塔设备是炼油、化工、石油化工等生产中广泛应用的气液传质设备。根据塔气液接触部件的结构型式，可分为板式塔和填料塔。板式塔设置一定数目的塔板，气体以鼓泡或喷射形式穿过板上液层进行质热传递，气液相组成呈阶梯变化，属逐级接触逆流操作过程。填料塔装有一定高度的填料层，液体自塔顶沿填料表面下流，气体逆流向上（也有并流向下者）与液相接触进行质热传递，气液相组成沿塔高连续变化，属微分接触操作过程。工业上对塔设备的主要要：（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。板式塔大致可分为两类：（1）有降液管的塔板，如泡罩、浮阀、筛板、导向筛板、新型垂直筛板、蛇形、S型、多降液管塔板；（2）无降液管的塔板，如穿流式筛板（栅板）、穿流式波纹板等。工业应用较多的是有降液管的塔板，如浮阀、筛板、泡罩塔板等。苯的沸点为80.1℃，熔点为5.5℃，在常温下是一种无色、味甜、有芳香气味的透明液体，易挥发。苯比水密度低，密度为0.88g/ml，但其分子质量比水重。苯难溶于水，1升水中最多溶解1.7g苯；但苯是一种良好的有机溶剂，溶解有机分子和一些非极性的无机分子的能力很强。甲苯是最简单，最重要的芳烃化合物之一。在空气中，甲苯只能不完全燃烧，火焰呈黄色。甲苯的熔点为-95 ℃，沸点为111 ℃。甲苯带有一种特殊的芳香味（与苯的气味类似），在常温常压下是一种无色透明，清澈如水的液体，密度为0．866克／厘米3，对光有很强的折射作用（折射率：1,4961）。甲苯

苯-甲苯体系板式精馏塔设计

化工原理课程设计设计题目:苯-甲苯体系板式精馏塔设计化工原理课程设计任务书 ?设计任务分离含苯35% ，甲苯65%的二元均相混合液，要求所得单体溶液的浓度不低于97% 。（以上均为质量分率）物料处理量：20000吨/年。（按300天/年计）物料温度为常温（可按20℃计）。 ?设计内容设计一常压下连续操作的板式精镏塔，设计内容应包含：方案选择和流程设计；工艺计算（物料、热量衡算，操作方式和条件确定等），主要设备的工艺尺寸计算（塔高、塔径）；主体设备设计，塔板选型和布置，流体力学性能校核，操作负荷性能图，附属设备选型；绘制工艺流程示意图、塔体结构示意图、塔板布置图；（设计图纸可手工绘制或CAD绘图） ?计算机辅助计算要求物性计算 ①编制计算二元理想混合物在任意温度下热容的通用程序；

②编制计算二元理想混合物在沸腾时的汽化潜热的通用程序。气液相平衡计算 ①编制计算二元理想混合物在任意温度下泡点、露点的通用程序； ②编制计算二元理想混合物在给定温度、任意组成下气液分率及组成的通用程序。精馏塔计算 ①编制计算分离二元理想混合液最小回流比的通用程序； ②编制分离二元理想混合液精馏塔理论塔板逐板计算的通用程序。采用上述程序对设计题目进行计算 ?报告要求设计结束，每人需提交设计说明书（报告）一份，说明书格式应符合毕业论文撰写规范，其内容应包括：设计任务书、前言、章节内容，对所编程序应提供计算模型、程序框图、计算示例以及文字说明，必要时可附程序清单；说明书中各种表格一律采用三线表，若需图线一律采用坐标纸（或计算机）绘制；引用数据和计算公式须注明出处（加引文号），并附参考文献表。说明书前后应有目录、符号表；说明书可作封面设计，版本一律为十六开(或 A4幅面)。摘要化工生产和现在生活密切相关，人类的生活离不开各色各样的化工产品。设计化工单元操作，一方面综合了化学，物理，化工原理等相关理论知识，根据课程任务设计优化流程和工艺，另一方面也要结合计算机等辅助设备和机械制图等软件对数据和图形进行处理。本次设计旨在分离苯和甲苯混合物，苯和甲苯化学性质相同，可按理想物系处理。通过所学的化工原理理论知识，根据物系物理化学特性及热力学参数，对精馏装置进行选型和优化，对于设备的直径，高度，操作条件（温度、压力、流量、组成等）对其生产效果，如产量、质量、消耗、操作费用

年处理量18万吨苯—甲苯混合液的连续精馏塔的设计

BeiJing JiaoTong University HaiBin College 化工原理课程设计说明书题目：年处理量18万吨苯—甲苯混合液的连续精馏塔的设计院（系、部）：化学工程系姓名：班级：学号：指导教师签名： 2015 年4 月12 日

摘要目前用于气液分离的传质设备主要采用板式塔，对于二元混合物的分离，应采用连续精馏过程。浮阀塔在操作弹性、塔板效率、压降、生产能力以及设备造价等方面都比较优越。其主要特点是在塔板的开孔上装有可浮动的浮阀，气流从浮阀周边以稳定的速度水平进入塔板上液层进行两相接触，浮阀可根据气体流量的大小上下浮动，自行调节。其中精馏塔的工艺设计计算包括塔高、塔径、塔板各部分尺寸的设计计算，塔板的布置，塔板流体力学性能的校核及绘出塔板的性能负荷图。关键词：气液传质分离；精馏；浮阀塔

ABSTRACT Currently，the main transferring equipment that used for gas-liquid separation is tray column. For the separation of binary, we should use a continuous process. The advantages of the float value tower lie in the flexibility of operation, efficiency of the operation, pressure drop, producing capacity, and equipment costs. Its main feature is that there is a floating valve on the hole of the plate, then the air can come into the tray plate at a steady rate and make contract with the level of liquid, so that the flow valve can fluctuate and control itself according to the size of the air. The calculations of the distillation designing include the calculation of the tower height, the tower diameter, the size of various parts of the tray and the arrangement of the tray, and the check of the hydrodynamics performance of the tray. And then draw the dray load map. Key words：gas-liquid mass transfer；rectification；valve tower

1苯-甲苯工艺设计

引言 1.1 塔设备的分类塔设备是能够实现蒸馏的气液传质设备，广泛应用于化工、石油化工、石油等工业中，其结构形式基本上可以分为板式塔和填料塔两大类。板式塔内设置一定数量的塔板，气体以鼓泡或喷射的方式穿过板上的液层，进行传质于传热。在正常操作下，气相为分散相，液相为连续相，气相组成呈阶梯变化，属于逐级接触逆流操作过程。填料塔内装有一定高度的填料层，液体自塔顶沿填料表面下流，气体逆流向上(有时也采用并流向下)流动，气体两相密切接触进行传热与传质。在正常操作过程中，气相为连续相，液相为分散相，气相组成呈连续变化，属于微分接触逆流操作过程。 1.2 塔设备在化工生产中的作用和地位精馏过程的实质是利用混合物中各组分具有不同的挥发度。即在同一温度下，各组分的饱和蒸汽压不同这一性质，使液相中的轻组分转移到汽相中，汽相中的重组分转移到液相中，从而达到分离的目的。因此精馏塔操作弹性的好坏直接关系到石油化工企业的经济效益。在化工生产中，塔设备的性能对于整个装置的产品产量、质量、生产能力和消耗定额，以及三废处理和环境保护等各个方面，都有非常重大的影响。 1.3 设计条件进料量每小时160千摩尔，原料中含苯55%（摩尔分率），以沸点状态送入塔内。要求塔顶馏出物含苯96%（摩尔分率），塔釜残液中含苯不大于4%，操作回流比取最小回流比的2.5倍。 1.4 问题研究本设计是针对苯—甲苯的分离而专门设计的塔设备。根据设计条件以及给出的数据描述出塔温度的分布，求得最小回流比以及塔顶的相对挥发度、塔釜的相对挥发度、全塔平均相对挥发度，又根据物料平衡公式分别计算出精馏段和提馏段的汽、液两相的流量。之后，计算塔板数、塔径等。根据这些计算结果进行了塔板结构的设计等。计算和设计这些之后进行了有关的力学性能计算和一系列的校核。 2．板式塔的设计 2.1 工业生产对塔板的要求： ①通过能力要大，即单位塔截面能处理的气液流量大。 ②塔板效率要高。

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)

苯甲苯

应化2006-2 太井超课程设计- 1 - - 1 -化学工程学院应化2006-2 太井超化工原理课程设计化工原理课程设计苯―甲苯双组分连续精馏筛板塔的设计学院、系：化学工程学院专业班级：应用化学0６级2班学生姓名：太井超（120063301005）指导教师：张泉泓赵振宁成绩： 200９年６月２日应化2006-2 太井超课程设计- 2 - - 2 -化学工程学院应化2006-2 太井超化工原理课程设计

目录序言 (3) 第一部分工艺设计物料衡算 (4) 塔顶温度、塔底温度及R min (4) 确定最佳操作回流比及塔板层数 (7) 第二部分结构设计塔顶实际气液相体积流量 (18) 塔板间距H T 的选择 (19) 确定液泛的动能参数 (19) 计算液泛速度U F （U max ） (19) 空塔气速U G (19) 确定溢流方式 (19) 根据V G 求D (20) 计算圆整后实际气速 (20) 确定溢流堰高度h w 及堰上液层高度h ow (20) 板面筛孔位置设计 (21) 水力学性能参数的计算、校核 (21) 负荷性能图及操作性能评定 (25) 筛板塔工艺设计计算结果总表 (27) 第三部分结束语结束语………………………………………………………………… 28 应化2006-2 太井超课程设计- 3 -

序言 - 3 -化学工程学院应化2006-2 太井超化工原理课程设计应化2006-2 太井超课程设计- 4 -

苯—甲苯双组分连续精馏筛板塔的设计第一部分工艺设计一、物料衡算原料苯（78/Mkgkmol=）甲苯（92/Mkgkmol=）馏出液中低沸点组分的含量不低于0.97(质量分率) 进料组成0.6780.63890.60.47892F x==+ 流出液组成0.97780.97440.970.037892D x==+ 14000/Fkgh= 将F换成/kmolh 平均摩尔质量0.6389780.36119283.055/Mkgkmol=×+×= 14000/168.563/83.055/kghFkmolhkgkmol== 回收率0.98DAF DxFxη== 0.97440.98168.5630.6389D×=× 流出液的流量0.98168.5630.6389108.314/0.9744Dk××== 釜底流量168.563108.31460.249/WFDkmolh=?=?= 易挥发组分（苯）物料衡算 FD FxDxWx=+ 釜底组成 168.5630.6389108.3140.974460.2490.03575FDw FxDxxW?×?×=== 二、塔顶温度、塔底温度及min R 1、确定操作压力 760PmmHg=顶 - 4 -化学工程学院应化2006-2 太井超化工原理课程设计应化2006-2 太井超课程设计- 5 -

分离苯-甲苯筛板式精馏塔设计[优秀]

食品工程原理课程设计说明书筛板式精馏塔设计

目录第一部分概述一、设计题目 (3) 二、设计任务 (3) 三、设计条件 (3) 四、工艺流程图 (3) 第二部分工艺设计计算一、设计方案的确定 (4) 二、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) 2.原料液及塔顶、塔底产品的平均摩尔质量 (4) 3.物料衡算原料处理量 (4) 三、塔板数的确定 (4) N的求取 (4) 1.理论板层数 T 2.实际板层数的求取 (6) 四、精馏塔的工艺条件及有关物性数据的计算 (6) 1.操作压力计算 (6) 2.操作温度计算 (6) 3.平均摩尔质量计算 (6) ⑴塔顶摩尔质量计算 (6) ⑵进料板平均摩尔质量计算 (6) ⑶提馏段平均摩尔质量 (7) 4.平均密度计算 (7) ⑴气相平均密度计算 (7) ⑵液相平均密度计算 (7) 5.液相平均表面张力计算 (7) ⑴塔顶液相平均表面张力计算 (7) ⑵进料板液相平均表面张力计算 (7) 6.液相平均粘度计算 (8) ⑴塔顶液相平均粘度计算 (8) ⑵进料板液相平均粘度计算 (8) 五、精馏塔的塔体工艺尺寸计算 (8) 1.塔径的计算 (8) 2.精馏塔有效高度计算 (9) 六、塔板主要工艺尺寸的计算 (9) 1.溢流装置计算 (9) l (9) ⑴堰长 W h (9) ⑵溢流堰高度 W

⑶弓形降液管宽度d W 和截面积f A ..........................9 2.塔板布置....................................................................................................9 ⑴塔板的分块.............................................9 ⑵边缘区宽度确定.........................................9 ⑶ 开孔区面积计算........................................9 ⑷筛孔计算及其排列 (10) 七、筛板的流体力学验算 (11) 1.塔板压降....................................................................................................11 ⑴干板阻力c h 计算........................................11 ⑵气体通过液层的阻力L h 计算..............................11 ⑶液体表面张力的阻力 h 计算..............................11 2.液面落差...................................................................................................12 3.液沫夹带...................................................................................................12 4.漏液...........................................................................................................12 5.液泛.. (12) 八、塔板负荷性能图 (13) 1.漏液线.......................................................................................................13 2.液沫夹带线...............................................................................................13 3.液相负荷下限线.......................................................................................14 4.液相负荷上限线.......................................................................................14 5.液泛线.......................................................................................................14 九、设计一览表.. (16) 十、参考文献 (17)

苯、甲苯安全生产要点正式样本

文件编号：TP-AR-L1435 There Are Certain Management Mechanisms And Methods In The Management Of Organizations, And The Provisions Are Binding On The Personnel Within The Jurisdiction, Which Should Be Observed By Each Party. （示范文本）编制：_______________ 审核：_______________ 单位：_______________ 苯、甲苯安全生产要点正式样本

苯、甲苯安全生产要点正式样本使用注意：该操作规程资料可用在组织/机构/单位管理上，形成一定的管理机制和管理原则、管理方法以及管理机构设置的规范，条款对管辖范围内人员具有约束力需各自遵守。材料内容可根据实际情况作相应修改，请在使用时认真阅读。 1工艺简述苯、甲苯是重要的基本有机原料。采用环丁砜抽提法制苯、甲苯（联产品）的生产工艺是以重整液为原料，环丁砜作溶剂，用抽提和提馏相结合的方法除去其中的非芳烃后，将苯、甲苯抽提出来，以达到分离芳烃的目的。其工艺过程主要由抽提、提馏、白土处理和分离工序组成。抽提工艺是将含碳六、碳七芳烃组分的重整液，从抽提塔下部入塔，与自上而下的环丁砜溶剂在塔内逆流接触，非芳烃在塔顶导出，塔底富溶剂送至提馏塔上部，含有非芳烃和苯的塔顶蒸汽冷凝和冷却后送

至水汽提塔，除去溶剂中的水分去抽提塔。塔底富溶剂则送至溶剂回收塔蒸出碳六、碳七，再通过白土塔除去其中的微量烯烃，然后经苯塔分离出高纯度的苯和甲苯。本装置生产中所接触的物料苯、甲苯和非芳烃碳五等均为易燃、易爆、有毒物质。 2重点部位 2.1抽提塔系用环丁砜作萃取溶剂萃取苯、甲苯的设备，是本装置生产的关键部位。该塔操作比较复杂，工艺参数控制要求严格。操作失误及维护保养不当造会成事故，环丁砜冰点较高（27.4— 27.8℃），非常容易冻结管线，特别是仪表管线的堵塞，可造成生产控制紊乱。 2.2苯塔是本装置的成品塔。苯和甲苯都极易燃、易爆，且毒性大，苯的冰点又高（5.4℃），容

程设计(苯—甲苯分离板式精馏塔).

课程设计任务书 2009～2010学年第二学期学生姓名：_石华端专业班级：_07级应用化学_ 指导老师：_______ 工作部门：_______ 一．课程设计题目设计一台苯—甲苯分离板式精馏塔二．设计要求 1、设计一座苯-甲苯连续精馏塔，具体工艺参数如下：原料苯含量(m/m)：（25+0.5）% 原料处理量：2万t/a 产品要求（m/m）：x D = 0.98，x W=0.02 2、操作条件塔顶压力：常压进料热状况：泡点进料回流比：自选单板压降：≤0.7kPa 加热方式：间接蒸气加热冷凝方式：全凝器，泡点回流年操作时数：8000h 3、塔板类型浮阀塔板（F1重阀）三．课程设计内容 1、精馏塔的物料衡算及塔板数的确定 2、精馏塔的工艺条件及有关物性数据的计 3、精馏塔的塔体及塔板工艺尺寸计算 4、塔板的流体力学验算 5、塔板的负荷性能图的绘制 6、精馏塔接管尺寸计算 7、绘制带控制点的生产工艺流程图(A3 图纸) 8、绘制主体设备图(A2图纸) 四．进度安排 1.课程设计准备阶段：收集查阅资料，并借阅相关工程设计书； 2.设计分析讨论阶段：确定设计思路，正确选用设计参数，树立工程观点，小组分工协作，较好完成设计任务； 3.计算设计阶段：物料衡算，热量衡算，主要设备工艺尺寸计算，塔盘工艺尺寸计算及流体力学计算;

4.课程设计说明书编写阶段：整理文字资料计算数据，用简洁的文字和适当的图表表达自己的设计思想及设计成果。

1. 课程设计的目的化工原理课程设计是一个综合性和实践性较强的教学环节，也是培养学生独立工作的有益实践，更是理论联系实际的有效手段。通过课程设计达到如下目的： 1．巩固化工原理课程学习的有关内容，并使它扩大化和系统化； 2．培养学生计算技能及应用所学理论知识分析问题和解决问题的能力； 3．熟悉化工工艺设计的基本步骤和方法； 4．学习绘制简单的工艺流程图和主体设备工艺尺寸图； 5．训练查阅参考资料及使用图表、手册的能力； 6．通过对“适宜条件”的选择及对自己设计成果的评价，初步建立正确的设计思想，培养从工程技术观点出发考虑和处理工程实际问题的能力； 7．学会编写设计说明书。 ⒉课程设计题目描述和要求本设计的题目是苯-甲苯浮阀式连续精馏塔的设计，即需设计一个精馏塔用来分离易挥发的苯和不易挥发的甲苯，采用连续操作方式，需设计一板式塔，板空上安装浮阀，具体工艺参数如下：生产能力：2万吨/年(料液) 原料组成： 25%苯，60%甲苯（摩尔分数，下同）产品组成：馏出液98%苯，釜液2%苯操作压力：塔顶压强为常压进料温度：泡点进料状况：泡点加热方式：间接蒸汽加热回流比：R=（1.2～2）Rmin 3．课程设计报告内容 3.1 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→甲苯的储罐→甲苯 3.2 流程和方案的说明及论证 3.2.1 流程的说明首先，苯和甲苯的原料混合物进入原料罐，在里面停留一定的时间之后，通过泵进入原料预热器，在原料预热器中加热到泡点温度，然后，原料从进料口进入到精馏塔中。因为被加热到泡点，混合物中既有气相混合物，又有液相混合物，

苯甲苯精馏塔课程设计说明书

西北师大学化工原理课程设计学院: 化学化工学院专业: 化学工程与工艺年级:2011 题目: 苯—甲苯精馏塔设计

前言课程设计是化工原理课程的一个重要的实践教学容，是在学习过基础课程和化工原理理论与实践后，进一步学习化工设计的基础知识、培养化工设计能力的重要环节。通过该设计可初步掌握化工单元操作设计的基本程序和方法、得到化工设计能力的基本锻炼，更能从实践中培养工程意识、健全合理的知识结构。此次化工原理设计是精馏塔的设计。精馏塔是化工生产中十分重要的设备，它是利用两组分挥发度的差异实现连续的高纯度分离。在精馏塔中，料液自塔的中部某适当位置连续的加入塔，塔顶设有冷凝器将塔顶蒸汽冷凝为液体。冷凝液的一部分（称回流液）回入塔顶，其余作为塔顶产品（称馏出液）连续排出。塔釜产生的蒸汽沿塔板上升，来自塔顶冷凝器的回流液从塔顶逐渐下降，气液两相在塔实现多次接触，进行传质传热过程，使混合物达到一定程度的分离。精馏塔的分离程度不仅与精馏塔的塔板数及其设备的结构形式有关，还与物料的性质、操作条件、气液流动情况等有关。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贮存、输送、传热、分离、控制等的设备、仪表。由这些设备、仪表等构成精馏过程的生产系统，即本次所设计的精馏装置。课程设计是让同学们理论联系实践的重要教学环节，是对我们进行的一次综合性设计训练。通过课程设计能使我们进一步巩固和加强所学的专业理论知识，还能培养我们独立分析和解决实际问题的能力。更能培养我们的创新意识、严谨认真的学习态度。当代大学生应具有较高的综合能力，特别是作为一名工科学生，还应当具备解决实际生产问题的能力。课程设计是一次让我们接触实际生产的良好机会，我们应充分利用这样的时机认真去对待每一项任务，为毕业论文等奠定基础。更为将来打下一个稳固的基础。虽然为此付出了很多，但在平常的化工原理课程学习中总是只针对局部进行计算，而对参数之间的相互关联缺乏认识，所以难免有不妥之处，望垂阅者提出意见，在此表示深切的意。作者 2013年12月

苯与甲苯精馏塔课程设计

《化工原理课程设计》报告年处理5.4万吨苯-甲苯精馏装置设计学院：化学化工学院班级：应用化学101班姓名：董煌杰学号：10114308（14）指导教师：陈建辉完成日期：2013年1月17日

序言化工原理课程设计是化学工程与工艺类相关专业学生学习化工原理课程必修的三大环节之一，起着培养学生运用综合基础知识解决工程问题和独立工作能力的重要作用。综合运用《化工原理》课程和有关先修课程（《物理化学》，《化工制图》等）所学知识，完成一个单元设备设计为主的一次性实践教学，是理论联系实际的桥梁，在整个教学中起着培养学生能力的重要作用。通过课程设计，要求更加熟悉工程设计的基本内容，掌握化工单元操作设计的主要程序及方法，锻炼和提高学生综合运用理论知识和技能的能力，问题分析能力，思考问题能力，计算能力等。精馏是分离液体混合物（含可液化的气体混合物）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应用。精馏过程在能量剂驱动下（有时加质量剂），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，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。本设计的题目是苯-甲苯连续精馏筛板塔的设计，即需设计一个精馏塔用来分离易挥发的苯和不易挥发的甲苯，采用连续操作方式，需设计一板式塔将其分离。

目录一、化工原理课程设计任书 (1) 二、设计计算 (3) 1）设计方案的选定及基础数据的搜集 (3) 2) 精馏塔的物料衡算 (7) 3) 塔板数的确定 (9) 4) 精馏塔的工艺条件及有关物性数据的计算 (15) 5) 精馏塔的塔体工艺尺寸计算 (21) 6) 塔板主要工艺尺寸的计算 (23) 7) 塔板负荷性能图 (27) 三、个人总结 (36) 四、参考书目 (37)

苯甲苯

化工原理与化工设备机械基础课程设计课题名称：分离苯-甲苯混合液的浮阀式精馏塔工艺设计专业：化学工程与工艺姓名：胡晓雪学号：040740226 指导老师：谭志斗老师、周红艳老师设计日期：2010-06-14

摘要精馏操作对塔设备的基本要求：精馏是气.液两相间的传质过程，所以作为气——液传质的塔设备，就必须使气，液两相得到最密切而又最充分的接触。浮阀塔广泛用于精馏，吸收和解吸等过程。其主要特点是在塔板的开孔上装有可浮动的浮阀，气流从浮阀周边以稳定的速度水平进入塔板上液层进行两相接触，浮阀可根据气体流量的大小上下浮动，自行调节。浮阀塔的主要有点是生产能力大，操作弹性较大，塔板效率高，气体压强降及液面落差较小，塔的造价低，塔板结构较简单。关键词：精馏传质浮阀塔 Abstract: The operation of rectification on the equipment required is ：rectification is the two of the quality gas –liquid of mass–transfer course, as gas –liquid the spread of the equipment, it must be made, the two are closest and most fully. The valve tower is widely used to absorbtion and desorption rectification, etc. Its main characteristic is on board the hole with a change of the valve stem from the surrounding a steady rate of the tower on the level of layer 2 in contact with valve in the size of the flow of gases The valves are of the tower is large in capacity, the operation, the greater efficiency and its pressure fall down and the level of smaller, low cost, the structure is simple. Key words：rectification mass–transfer valve tower

苯甲苯分离装置设计解析

中南民族大学化学工程与工艺专业化工原理课程设计苯—甲苯分离装置设计设计者: 田源学号: 10081220 班级: 10级3班指导老师: 刘冰设计时间:2013.11.18—2013.12.22

课程设计任务书指导教师（签名）：教研室主任（签名）：

目录 1概述 (5) 1.1 与物性有关的因素 ............................................................................................................ 5 1.2 与操作条件有关的因素 .................................................................................................... 5 2流程的确定及说明 (5) 2.1塔板形式 ........................................................................................................................... 5 2.2精馏方式 ........................................................................................................................... 5 2.3进料状态 ........................................................................................................................... 6 2.4冷凝方式 ........................................................................................................................... 6 2.5加热方式 ........................................................................................................................... 6 2.6加热器 ............................................................................................................................... 6 2.7操作压力 ........................................................................................................................... 7 2.8 回流方式 ........................................................................................................................... 7 3精馏塔的设计计算 ................................................................................................................ 7 3.1基础数据 ........................................................................................................................... 7 3.2物料衡算 . (7) 3.3塔顶气相、液相，进料和塔底的温度分别为： VD t 、LD t 、F t 、 W t (8) 3.4平均相对挥发度α ................................................................................................... 9 3.5回流比的确定 ..................................................................................................................... 9 3.6热量衡算 .. (9) 3.6.1加热介质的选择 ...................................................................................................... 9 3.6.2冷却剂的选择 ........................................................................................................ 10 3.6.3热量衡算 ................................................................................................................ 10 3.7理论塔板数计算 (12) 3.7.1板数计算 ................................................................................................................ 12 3.7.2塔板效率 ................................................................................................................ 13 3.8精馏塔主要尺寸的设计计算 . (14) 3.8.1流量和物性参数的计算 ........................................................................................ 14 3.8.2塔径设计计算 .. (16) 4附属设备及主要附件的选型计算 (19) 4.1．冷凝器 ............................................................................................................................ 19 4.2再沸器 ............................................................................................................................... 20 4.3塔内其他构件 . (20) 4.3.1.塔顶蒸汽管 ............................................................................................................ 20 4.3.2.回流管 .................................................................................................................... 21 4.3.3.进料管 .................................................................................................................... 21 4.3.4.塔釜出料管 ............................................................................................................ 21 4.3.5除沫器 .................................................................................................................... 22 4.3.6液体分布器 ............................................................................................................ 22 4.3.7液体再分布器 ........................................................................................................ 23 4.3.8填料支撑板的选择 (24)

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