1、前言此次课程设计是对苯-甲苯混合液分离系统进行的专项设计。苯与甲苯是重要的化工原料，苯与甲苯混合溶液的分离技术一直是一个重要的课题，本设计以优化的理念进行估算设计合算力求达到较高而进行的方案进行的方案设计。苯、甲苯溶液的分离原理：将苯和甲苯混合液进入原料罐，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。被加热到泡点温度后，混合体系中既有气相混合物，又有液相混合物，这时候原料混合物就分开了，气相混合物咋精馏塔中上升，而液相混合物在精馏塔中下降。气相混合物上升到塔顶上方的冷凝器中，部分液态进入到塔顶产品冷却器中，停留一定的时间然后进入苯的储罐，其中的气态部分
2、重新回到精馏塔中。部分液相混合物从塔底进入到塔底产品冷却器中，部分进入再沸器，在再沸器中被加热到泡点温度重新回到精馏塔。塔里的混合物不断重复上述过程，同时进料口不断有原料的加入，完成苯与甲苯的分离。苯-甲苯混合液分离主体采用筛板式精馏塔，精馏装置核心为精馏塔。常用的精馏塔有板式塔和填料塔两类，通城塔设备，和其他传质过程一样，精馏塔对塔设备的要求入下：一、生产力大：即单位塔截面大的汽液相流率，不会产生液泛等不正常流动。二、效率高：气液两相在塔内保持充分的密切接触，具有较高的塔板效率或传质效率。三、流体阻力小：流体通过塔设备时阻力降小，可以节省动力费用，在减压操作时，易于达到所要求的真空度。四、有
3、一定的操作弹性：当汽液相流率有一定波动时，两相均能维持正常的流动，而且不会是效率发生较大的变化。五、结构简单，造价低，安装检修方便。六、能满足某些工艺的特性：腐蚀性，热敏性，起泡性等。本设计是由方安琪，毕国庆，陈有敏，吴子龙，黄程光五人分工：苯-甲苯精馏塔的工艺设计，列管式料液预热的选型设计，作图，誊稿校对。设计中经过多次核算校对，力求数据准确。在设计过程中得到了徐继红老师的指导和帮助，同时对于在设计中给予帮助的同学，再次一并表示感谢！由于时间仓促，加之设计人员的水平有限，另在筛板塔的装配图中少部分数据缺失及诸多不可预见性因素，难免有设计的缺陷和人不足之处，衷心希望各位专家老师的批评指正，使设
4、计更趋完美。第 2 章 塔设备的工艺计算一、相平衡的数据表 7 常压下苯甲苯的气液平衡数据温度 t液相中苯的摩尔分率x气相中苯的摩尔分率y110.56 0.00 0.00109.91 1.00 2.50108.79 3.00 7.11107.61 5.00 11.2105.05 10.0 20.8102.79 15.0 29.4100.75 20.0 37.298.84 25.0 44.297.13 30.0 50.795.58 35.0 56.694.09 40.0 61.992.69 45.0 66.791.40 50.0 71.390.11 55.0 75.580.80 60.0 79.
5、187.63 65.0 82.586.52 70.0 85.785.44 75.0 88.584.40 80.0 91.283.33 85.0 93.682.25 90.0 95.981.11 95.0 98.080.66 97.0 98.880.21 99.0 99.6180.01 100.0 100.0按要求作：t-x（y）图，见附图 2-1二、物料衡算（一）原料液及塔顶、塔底产品的摩尔分率苯的摩尔质量 kmolgMA/1.78甲苯的摩尔质量 /l3.92B料液组成 491.013.92/5.01.78/45.0/ FX塔顶产品的组成 9.013.92/0.1.78/9.0/D塔底产品的组
6、成 4././2.XW（二）原料液及塔顶、塔底产品的平均摩尔质量kmolgFM/25.813.92)41.01(.78491.0 kolgD /12.7813.92)9.01(.789.0 kmolgW /79.13.92)024.1(.78024. （三）物料衡算原料处理量 hkmolF/13025.8430总物料衡算 lWD/苯物料衡算 WDF024.9.0491.0联立解得：hkghkmol/7.521/73.6lD/6./2.表 2-2物料衡算结果一览表组分 1 苯（A） 甲苯（） 合计质量分数 Fia0.45 0.55 1.00质量流量（FiM）4999.95 6111.05 111
7、11摩尔分率 Fix0.491 0.509 1.00进料摩尔流量i（molh）63.83 66.17 130质量分数 Dia0.99 0.01 1.00质量流量（kg/h）DiM5658.60 57.16 5715.76摩尔分率 Dix0.999 0.001 1.00塔顶摩尔流量 i62.21 0.06 62.273、塔板板数的确定（一）最小回流比及操作回流比XF=0.4911 查表由内插法得 t F=91.68当 tF=91.68时，泡点进料，在进料板前加一个加热器，所以 q=1查数据由内插法得 7048.ey恒沸点为 ），（ .91.0E（Kmol/h）质量分数 wia0.02 0.98
8、1.00质量流量 WiM105.82 5185.25 5291.07摩尔分率 Wix0.024 0.976 1.00塔底摩尔流量 i1.63 66.10 67.73Rmin= = =1.36 R=1.2Rmin=1.63Xd-yeye-Xe99.15-70.4870.48-49.11（二）求理论塔板数 NT精馏段方程：376.0621.3.596.211y xxRxD进料为泡点进料，q=1所以精馏段提馏段的交点为（0.4911，0.6812）b（x w,xw）=(0.02315,0.02315),所以提馏段的方程 015.49.yx又逐板计算法，取 =2.475y1=xD=0.9915 972
9、.015.47.5.290)1(x1 yy2=0.9839 x2=0.9611 y3=0.9727 x3=0.9350y4=0.9565 x4=0.8988 y5=0.9340 x5=0.8511y6=0.9045 x6=0.8243 y7=0.8878 x7=0.7617y8=0.8490 x8=0.6944 y9=0.8073 x9=0.6286y10=0.7665 x10=0.5701 y11=0.7302 x11=0.5295y12=0.7050 x12=0.4911 y13=0.6814 x13=0.4636y14=0.6424 x14=0.4175 y15=0.5775 x15=0
10、.3558y16=0.4906 x16=0.2801 y17=0.3840 x17=0.2012y18=0.2729 x18=0.1496 y19=0.1750 x19=0.0789y20=0.1007 x20=0.0433 y21=0.0504 x21=0.0210xwNT=21-1=20 块塔板。其中精馏段理论塔板数为 12 层，提馏段为 8 层。第 12 块为进料版。（三）全塔效率 ET mTElg61.07根据塔顶塔底液相组成图，求得塔顶温度 ，塔底温度： 18.0Dt15.09Wt则塔平均温度 67.9425.18.02WDmtt该温度下进料液相平均粘度为 甲 苯苯 ）（ 402.-
11、140.m查表 sPa2678.0苯 sPam75.甲 苯 2.075.)402.1(.4.m则 .7.l6.017gET（四）实际塔板数 N精馏段：N 精 =12/0.52=24提馏段：N 提 =8/0.52=16第 3 章 塔的工艺条件及物性参数计算以精馏段为例一、操作压强 Pm塔顶压强 =4+101.3=105.3kPa 取每层塔板压强降P=0.7kPa D则进料板压强： =105.3+240.7=122.1kPaF精馏段平均操作压强 Pm= 13.72.+105.3二、温度 tm根据操作压强依下式计算操作温度： BxAxPP00试差计算结果，塔顶 t D=80.18 tF=91.68
12、85.9321.6+80.=t塔m三、平均摩尔质量915.0yDX972.01XkmolgMkolgmlMLFVFLDV /24.8513.9)42.01(.78492.07551.x70y /40.7813.927.01(.892.塔/.)5. 进 料 板 ）塔底： .=X .63=yWwMvwm=0.0263378.11+（ 1-0.02633） 92.13=92.01kgkmolMlwm=0.0108178.11+（ 1-0.01081） 92.13=92.98kgkmol则精馏段平均摩尔质量MVm(精 )=78.23+82.252 =80.24kgkmolMLm(精 )=78.40+85.242 =81.82kgkmol
