苯-甲苯精馏塔课程设计说明书

1、精选优质文档-倾情为你奉上课 程 设 计 说 明 书 武 汉 工 程 大 学 化工与制药学院课程设计说明书课题名称 苯-甲苯溶液板式精馏塔设计 专业班级 化学工程与工艺 学生学号 学生姓名 学生成绩 指导教师 蔡宁 课题工作时间 2014年6月 武汉工程大学化工与制药学院专心-专注-专业武汉工程大学化工原理课程设计任务书专业 化工 班级 学生姓名 发题时间： 2014 年 6 月 16 日一.课题名称苯-甲苯溶液板式精馏塔设计二.课题条件n 参考文献1. 大连理工大学化工原理教研室. 化工原理课程设计. 大连：大连理工大学出版社，19942. 柴诚敬，刘国维，李阿娜. 化工原理课程设计. 天津

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3、,199810. 李功祥，陈兰英，崔英德. 常用化工单元设备设计. 广州：华南理工大学出版社, 200311. 童景山, 李敬. 流体热物理性质的计算. 北京：清华大学出版社，198212. 马沛生. 化工数据. 北京：中国石化出版社，200313. 靳士兰, 邢凤兰. 化工制图. 北京：国防工业出版社，200614. 朱有庭, 曲文海，于浦义.化工设备设计手册（上、下册). 北京：化学工业出版社,200415. 刘雪暖, 汤景凝.化工原理课程设计.北京：石油大学出版社，2001三.设计任务(含实验、分析、计算、绘图、论述等内容)1 确定设计方案。2 确定理论塔板数。3 计算精馏段、提馏段的塔

4、板效率，确定实际塔板数。4 估算塔径。5 计算板式塔的工艺尺寸，包括溢流装置与塔板的设计计算。6 校核塔板的流体力学性能，包括板压力降、液面落差、液沫夹带、漏液及液泛的校核。7 绘制塔板的负荷性能图。塔板的负荷性能图由液相负荷下限线、液相负荷上限线、漏液线、液沫夹带线和溢流液泛线确定。8 确定塔的结构，包括塔体结构与塔板结构。塔体结构：塔顶空间，塔底空间，人孔（手孔），支座，封头，塔高等。塔板结构：采用分块式塔板还是整块式塔板。9 塔的附属设备选型，包括塔顶冷凝器、塔底再沸器(蒸馏釜）的换热面积，原料预热器的换热面积与泵的选型（视情况而定）。10 确定精馏塔各接管尺寸。11 绘制精馏塔系统工艺

5、流程图。12 绘制精馏塔工艺条件图。13 编写设计说明书。14计算机要求：CAD绘图等。15 英语要求：撰写英文摘要。16 设计说明书要求：逻辑清楚，层次分明，书写工整，独立完成。四.设计所需技术参数1. 设计条件某苯-甲苯溶液精馏塔常压操作，塔内安装塔板(类型自选)，采用间接蒸汽加热，每年实际生产7 200 h，其它操作条件见下表。处理量/t.a-1料液组成(质量分数)/%塔顶产品(质量分数)/%塔顶产品收率5×10442960.99操作条件：塔顶压力：4kPa(表压)； 进料热状态：自选； 回流比：自选； 单板压降 0.7kPa。工作日：每年300天，每天24小时。2. 设计所需

6、基础数据物性数据：液相粘度、液相表面张力、汽液相密度、气体热容、汽化潜热等。五、设计说明书内容1 设计任务书2 目录(标出页码)3 前言4 设计方案论证5 按设计任务顺序说明6 设计结果汇总7 结语包括设计体会、收获、评述、建议、致谢等8 参考文献六、进度计划1 设计动员，下达设计任务书 0.5天2 搜集资料，阅读教材，拟订设计进度 0.5天3 设计计算(包括电算) 4天4 绘图 2天5 整理设计资料，撰写设计说明书 2天6 设计小结及答辩 1天指导教师签名： 蔡宁 教研室主任签名： 杜治平 2014年 6 月 16 日 2014 年 6 月 16 日化工与制药学院课程设计综合成绩评定表学生姓

7、名学生班级设计题目苯-甲苯溶液板式精馏塔设计指导教师评语指导教师签字：年 月 日答辩记录答辩组成员签字： 记录人：年 月 日成绩综合评定栏设计情况答辩情况项 目权重分值项 目权重分值1、计算和绘图能力351、回答问题能力202、综合运用专业知识能力102、表述能力（逻辑性、条理性）103、运用计算机能力和外语能力104、查阅资料、运用工具书的能力55、独立完成设计能力56、书写情况（文字能力、整洁度）5综合成绩指导教师签名： 学科部主任签名： 年 月 日 年 月 日摘 要本次课程设计是针对二元物系苯-甲苯的精馏问题进行分析、选取、计算、核算、绘图等，是一个较为完整的精馏设计过程。本次设计，我们

8、对该精馏塔进行了工艺设计，包括工艺条件的确定、工艺设计计算，精馏塔及塔板的设计尺寸计算，其辅助设备及进出口管路的计算，并进行了流体力学性能的核算，绘出塔板负荷性能图，并对设计结果进行汇总。本次设计选用筛板塔，采用间接蒸汽加热。能量自塔釜输入，物料在塔内经多次部分汽化和部分冷凝进行精馏分离，由塔顶冷凝器中的冷凝介质将余热带走。本次设计将苯-甲苯原料液预热后加入，进料摩尔分数为0.46，要求塔顶产品苯的摩尔含量达到0.9659，塔底釜液摩尔分数为0.。由逐板计算法求得该理论塔板数为14块，由经验公式算的全塔效率为0.541，塔顶使用全凝器，回流比为2。实际塔板数为28，精馏段实际塔板数为12，提馏

9、段实际塔板数为15，第13快板为实际加料板。塔径为1.2米，通过板压降、漏液、液泛、液沫夹带的流体力学验算，均在安全操作范围内，确定了操作点符合操作要求。关键词：筛板塔；精馏；工艺设计；负荷性能图AbstractThis course is designed for the Binary System of benzene - toluene distillation conducted problem analysis, selection, calculation, accounting, graphics, etc., is a more complete distillation de

10、sign process. The design, we conducted the distillation column process design, including its auxiliary equipment, import and export pipeline calculations, draw tray load performance graphs, and the design results summary. This design choice sieve column, using indirect steam heating. Energy input fr

11、om the tower reactor, part of the material in the tower after repeated vaporization and condensation rectified partially separated from the overhead condenser of the condensing medium heat away. The design benzene - toluene was added preheating the raw material liquid, feed mole fraction of 0.46, th

12、e product requires overhead benzene content of 0.96588 mole, mole fraction of the kettle liquid column bottom is 0. Calculated by the method determined by the board for the 14 theoretical plates, the whole tower efficiency is calculated by the empirical formula of 0.541, the top using full condensat

13、e, a reflux ratio of 2. The actual plate number is 28, the actual number of trays rectifying section 12, the actual number of trays stripping section 15, section 13 Allegro is the actual feed plate. Tower diameter of 1.2 meters, the pressure drop through the plate, leakage, flooding, entrainment hyd

14、rodynamics checking, are within safe operating range, the operating point is determined to meet the operational requirements.Keywords: Sieve towers, Technology Calculation, dimension, load Performance Figure目 录前 言化工原理程设计是综合运用化工原理 物理化学和化工制图等课程知识，完成以一个单元设备设计为主的一次性实践教学，是连接理论和实际的重要桥梁，在整个教学过程中起到培养学生实际能力的

15、重要作用。化工原理课程设计要求学生更加熟悉化工工程设计的基本内容。宗旨是使学生能够熟练掌握化工生产单元的设计理念、设计程序和设计方法，锻炼学生分析问题、解决问题的能力。培养学生综合理论知识解决实际问题的能力，训练学生的计算能力和思考问题的能力，训练学生查阅技术资料、选用公式、搜集数据和制图的能力。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、液两相直接接触和分离，利用液相混合物中各组分挥发度的不同，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，实现原料混合物中各组分的分离。该过程

16、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。当代大学生应具有较高的综合能力，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。精馏所进行的是气、液两相之间的传质，而作为气、液两相传质用的塔设备首先必须要能使气、液两相得到充分接触，以达到较高的传质效率。塔设备设计要具备下列各种基本要求：1、 气、液处理量大，即当生产能力大时，仍不致发生大量的雾沫夹带，拦

17、液或液泛等破坏操作的现象。2、 操作稳定，弹性大，即当塔设备的气、液负荷有较大范围的变动，仍能在较高的传质效率下进行稳定操作，并应保证长期连续操作所必须具有的可靠性。3、 流体流动的阻力少，可降低操作费用。4、 结构简单，材料耗用量小，制造和安装容易。5、 耐腐蚀和不易堵塞，方便操作，调节和检修。6、 塔内的滞留量要小。第1章 设计方案论证1.1 设计方案的确定1.1.1 确定设计方案的原则确定设计方案总的原则是在可能的条件下，尽量采用科学技术上的最新成就，使生产达到技术上最先进、经济上最合理的要求，符合优质、高产、安全、低消耗的原则。为此，必须具体考虑如下几点：(1) 满足工艺和操作的要求所

18、设计出来的流程和设备，首先必须保证产品达到任务规定的要求，而且质量要稳定，这就要求各流体流量和压头稳定，入塔料液的温度和状态稳定，从而需要采取相应的措施。其次所定的设计方案需要有一定的操作弹性，各处流量应能在一定范围内进行调节，必要时传热量也可进行调整。因此，在必要的位置上要装置调节阀门，在管路中安装备用支线。计算传热面积和选取操作指标时，也应考虑到生产上的可能波动。再其次，要考虑必需装置的仪表(如温度计、压强计，流量计等)及其装置的位置，以便能通过这些仪表来观测生产过程是否正常，从而帮助找出不正常的原因，以便采取相应措施。(2) 满足经济上的要求要节省热能和电能的消耗，减少设备及基建费用。如

19、前所述在蒸馏过程中如能适当地利用塔顶、塔底的废热，就能节约很多生蒸汽和冷却水，也能减少电能消耗。又如冷却水出口温度的高低，一方面影响到冷却水用量，另方面也影响到所需传热面积的大小，即对操作费和设备费都有影响。同样，回流比的大小对操作费和设备费也有很大影响。降低生产成本是各部门的经常性任务，因此在设计时，是否合理利用热能，采用哪种加热方式，以及回流比和其他操作参数是否选得合适等，均要作全面考虑，力求总费用尽可能低一些。而且，应结合具体条件，选择最佳方案。例如，在缺水地区，冷却水的节省就很重要；在水源充足及电力充沛、价廉地区，冷却水出口温度就可选低一些，以节省传热面积。(3) 保证安全生产例如酒精

20、属易燃物料，不能让其蒸汽弥漫车间，也不能使用容易发生火花的设备。又如，塔是指定在常压下操作的，塔内压力过大或塔骤冷而产生真空，都会使塔受到破坏，因而需要安全装置。以上三项原则在生产中都是同样重要的。但在化工原理课程设计中，对第一个原则应作较多的考虑，对第二个原则只作定性的考虑，而对第三个原则只要求作一般的考虑。1.1.2 设计方案简介本设计任务为分离苯甲苯混合物。对于二元混合物的分离，应采用连续精馏方法，设计中采用泡点进料，将混合料液经预热器加热至泡点后送入精馏塔内。塔顶上升器采用全凝器冷凝后，部分回流。其余部分作为塔顶产品经冷却后送入储罐。该物系属于易分离物系，最小回流比较小，故操作回流比取

21、最小回流比的1.5倍。塔釜部分采用间接蒸汽加热，塔底产品经冷却后送入储罐。工艺流程图如下。图1.1精馏塔的工艺流程图1.2 工艺条件的确定1.2.1 操作压力蒸馏操作通常可在常压、加压和减压下进行。确定操作压力时，必须根据所处理物料的性质，兼顾技术上的可行性和经济上的合理性进行考虑。例如，采用减压操作有利于分离相对挥发度较大组分及热敏性的物料，但压力降低将导致塔径增大，同时还需要使用抽真空的设备。对于沸点低、在常压下为气态的物料，则应在加压下进行蒸馏。当物性无特殊要求时，一般是在稍高于大气压下操作。但在塔径相同的情况下，适当地提高操作压力可以提高塔的处理能力。有时应用加压蒸馏的原因，则在于提高

22、平衡温度后，便于利用蒸汽冷凝时的热量，或可用较低品位的冷却剂使蒸汽冷凝，从而减少蒸馏的能量消耗。本次设计为一般物料，为降低塔的操作费，采用常压操作。1.2.2 进料状况进料状态有五种：过冷液，饱和液（即泡点），气液混合物，饱和气（即露点），过热气。但在实际操作中一般将物料预热到泡点或近泡点，才送入塔内。饱和液体进料时进料温度不受季节、气温变化和前段工序波动的影响，塔的操作比较容易控制；此外，泡点进料精馏段与提馏段的塔径相同，在设计和制造上也较方便。所以，本次设计采用泡点进料，即q=1。1.2.3 加热方式蒸馏釜的加热方式一般采用间接加热方式，塔底设置再沸器。若塔底产物基本上就是水，而且在浓度极

23、稀时溶液的相对挥发度较大，便可以直接采用直接加热。直接蒸汽加热的优点是：可以利用压力较低的蒸汽加热，在釜内只需安装鼓泡管，不需安装庞大的传热面，这样，操作费用和设备费用均可节省一些，然而，直接蒸汽加热，由于蒸汽的不断涌入，对塔底溶液起了稀释作用，在塔底易挥发物损失量相同的情况下。塔釜中易于挥发组分的浓度应较低，因而塔板数稍微有增加。但对有些物系。当残液中易挥发组分浓度低时，溶液的相对挥发度大，容易分离故所增加的塔板数并不多，此时采用直接蒸汽加热是合适的。本次设计采用间接蒸汽加热。1.2.4 冷却方式塔顶的冷却方式通常水冷却，应尽量使用循环水。只有要求的冷却温度较低，考虑使用冷却盐水或深井水来冷

24、却。如果能用常温水作冷却剂，是最经济的。水的入口温度由气温决定，出口温度由设计者确定。冷却水出口温度取得高些，冷却剂的消耗可以减少，但同时温度差较小，传热面积将增加。冷却水出口温度的选择由当地水资源确定，但一般不宜超过50，否则溶于水中的无机盐将析出，生成水垢附着在换热器的表面而影响传热。考虑能耗及操作条件，本次设计用循环水冷却。因此，根据以上设计方案的讨论及设计任务书的要求，本设计采用常压操作，泡点进料，间接蒸汽加热以及水冷的冷却方式。第2章 精馏塔的工艺计算2.1 基础数据查阅有关资料得知苯和甲苯的一些理化性质如下：(1)苯和甲苯的理化性质表2.1 苯和甲苯的物理性质物质分子式分子量M沸点

25、/临界温度tC/临界压强PC/kPa苯（A）甲苯（B）C6H6C6H5CH378.1192.1380.1110.6288.5318.576833.44107.7(2)苯和甲苯的饱和蒸汽压表2.2 苯和甲苯的饱和蒸汽压温度80.1859095100105110.6/kPa/kPa101.3340.0116.946.0135.554.0155.763.3179.274.3204.286.0240.0(3)苯和甲苯的气液平衡数据（常温）表2.3 常温下苯甲苯气液平衡数据温度80.1859095100105110.6液相摩尔分率汽相摩尔分率1.0001.0000.7800.9000.5810.7770

26、.4120.6300.2580.4560.1300.26200(4)苯和甲苯纯组分表面张力表2.4 纯组分的表面张力温度8090100110120苯(mN/m)甲苯(Mn/m)21.221.72020.618.819.517.518.416.217.3(5)苯和甲苯的液相密度表2.5 组分的液相密度温度()8090100110120苯,kg/甲苯,kg/814809805801791791778780763768纯组分在任何温度下的密度可由下式计算：苯甲苯其中：温度，(6)苯和甲苯组分液体粘度表2.6 液体粘度µ温度()8090100110120苯（mP.s）甲苯（mP.s）0.30

27、80.3110.2790.2860.2550.2640.2330.2540.2150.228(7)常压下苯-甲苯的气液平衡数据表2.7常压下苯甲苯的气液平衡数据温度/苯摩尔分数xy110.560109.9112.5108.7937.11107.61511.2105.051020.8102.791529.4100.752037.298.842544.297.133050.795.583556.694.094061.992.694566.791.45071.390.115575.580.86079.187.636582.586.527085.785.447588.584.48091.283.338

28、593.682.259095.981.11959880.669798.880.219999.6180.011001002.2 物料衡算通过全塔物料衡算，可以求出精馏产品的流量、组成和进料流量、组成之间的关系。物料衡算主要解决以下问题：(1)根据设计任务所给定的处理原料量、原料浓度及分离要求（塔顶、塔底产品的浓度）计算出每小时塔顶、塔底的产量；(2)在加料热状态q和回流比R选定后，分别算出精馏段和提馏段的上升蒸汽量和下降液体量；(3)写出精馏段和提馏段的操作线方程，通过物料衡算可以确定精馏塔中各股物料的流量和组成情况，塔内各段的上升蒸汽量和下降液体量，为计算理论板数以及塔径和塔板结构参数提供依据

29、。2.2.1 分离要求的摩尔转换通常，原料量和产量都以kg/h或 吨/年来表示，但在理论板计算时均以摩尔分数为准，需先把设计要求中的质量分数转化为摩尔分数。工作日：每年300天，每天24小时，每年实际生产7200 h，(1)设计要求原料进料质量流量：F=5×104t7200h=6944kg/h进料组成质量分数：42%塔顶产品质量分数：96%(2)摩尔转化进料摩尔流量：F=5×104t×42%78.11gmol-1/7200h+5×104t×(1-42%)92.14gmol-1/7200h=81.05418kmol/h进料摩尔分数：xF=x/MA

30、xMA+(1-x)MB=42%/78.1142%78.11+1-42%92.14=0.同理，塔顶摩尔分数为xD=96%/78.1196%78.11+1-96%92.14=0.965882.2.2 全塔物料衡算总物料F= D+W易挥发组分FxF= DxD + WxD若以塔顶易挥发组分为主要产品，则回收率为=DxDWxD×100%式中 F、D、W分别为原料液、馏出液和釜残液流量，kmol/h；xF、xD、xD分别为原料液、馏出液和釜液中易挥发组分的摩尔分率。带入数据81.0542=D+W81.0542×0.4607=37.3405=0.9659D+Wxw=DxDWxw=D0.3

31、405=0.99解得D=38.2722kmol/hW=42.782kmol/hxw=0.2.3 理论塔板数的确定2.3.1 操作线方程(1)精馏段上升蒸汽量： 下降液体量： 操作线方程： 或： 式中R 回流比；xn 精馏段内第n层板下降液体中易挥发组分的摩尔分率；yn+1精馏段内第n+1层板上升蒸汽中易挥发组分的摩尔分率。(2)提馏段上升蒸汽量： 或： 下降液体量： 操作线方程： 式中：xm' 提馏段内第m层板下降液体中易挥发组分摩尔分率；ym'提馏段内第m+1层板上升蒸汽中易挥发组分摩尔分率。进料线方程（ q线方程）2.3.2 最小回流比的计算在最小回流比时，精馏段的操作线斜

32、率为RminRmin+1=xD-yexD-xe泡点进料q=1时，xe=xFye=xF1+(-1)xF=2.47×0.461+(2.47-1)×0.46=0.6784Rmin=xD-yeye-xe=0.96588-0.67840.6784-0.=1.3199最适回流比一般取：Ropt=(1.22)R为了便于计算，这里取R=1.515Rmin=22.3.3 最小理论版数的计算相平衡方程：y=xn1+(-1)xnxn=y-1y=y2.47-1.47y精馏段操作线方程：yn+1=RR+1xn+xDR+1=23xn+0.32196提馏段操作线方程：yn+1=RD+FR+1Dxn-F-

33、DR+1Dxw=RDF+1R+1DFxn-1-DFR+1DFxw由=DxDWxD×100%得：DF=xFxD=0.96588×0.99=0.4722所以提馏段操作线方程为：yn+1=0.4722×3+13×0.4722-1-0.47223×0.4722×0.=1.7059xn-0.用逐板计算法求最小理论板数，计算结果如下表2.8逐板计算法求最小理论板数结果理论版yx10.965880.9197620.935130.8537230.891110.7681540.834060.6705150.768970.5740260.704640.4

34、913270.649510.4286580.585120.3634590.495630.28461100.387400.20384110.276540.13401120.180700.08197130.109260.04731140.061690.02593150.032340.01335160.015070.00616由以上计算结果可知，总理论塔板数为16块，第7块加料，精馏段6块。2.4 实际塔板数的确定板效率：实际塔板分离效果与理论塔板分离效果的比值。2.4.1 塔板的效率的估算塔板总效率一般由下列估计方法确定：(1)参考生产现场同类型的塔板，物系件质相同（或相近）的塔板效率的经验数据；

35、(2)在生产现场对同类型塔板，类似物系实际查定，得出可靠的塔板效率数据；(3)采用奥康内尔关联图估算。目前公认的比较符合实际的是美国化工学会的预测板效率的A. I. Ch. E法和奥康奈尔（o'connell）法。奥康奈尔法：ET=0.49(L)-0.245L=xiLi塔顶与塔底的平均温度下的相对挥发度L塔顶与塔底的平均温度下的液相粘度,mPasxi 液相中组分i 的摩尔分率(1)全塔效率估算由气液平衡数据查得塔顶塔釜的温度分别为：xD=0.9659时，TD=80.88xw=0.0087时，Tw=110.04xF=0.4607时，TF=93.04塔顶与塔底的平均温度为：t=TD+Tw2

36、=80.88+110.042=95.46此时的液相组成为xA=0.4047在此平均温度下，根据基础数据，用线性插值法查的该温度下组分黏度为：A=0.266mPa s，B=0.274mPa s平均温度下的液相粘度为L=xiLi=0.4047×0.266+1-0.4047×0.274=0.271mPas则全塔效率为ET=0.49(L)-0.245=0.49×（2.47×0.271）-0.245=0.5406即全塔效率为54.06%(2)精馏段的塔板效率精馏段平均温度t=80.88+93.042=86.96在此平均温度下，根据基础数据，用线性插值法查的该温度下

37、组分数和黏度为：xB=0.6934A=0.2878mPa s，B=0.2936mPa s平均温度下的液相粘度为L=xiLi=0.6934×0.2878+1-0.6934×0.2936=0.2896mPas则精馏段的塔板效率为ET=0.49(L)-0.245=0.49×（2.47×0.2896）-0.245=0.5319(2)提馏段的塔板效率提馏段平均温度t=110.04+93.042=101.54在此平均温度下，根据基础数据，用线性插值法查的该温度下组分数和黏度为：xB=0.2183A=0.252mPa s，B=0.262mPa s平均温度下的液相粘度为

38、L=xiLi=0.2183×0.252+1-0.2183×0.262=0.2598mPas则提馏段的塔板效率为ET=0.49(L)-0.245=0.49×（2.47×0.2598）-0.245=0.54632.4.2 实际塔板数的计算实际塔板数N=NT-1ET全塔实际塔板数为N=16-10.5406=27.728精馏段实际塔板数：N=60.5319=11.2812实际加料板位置：Nm=11.28+1=12.2813提馏段实际塔板数：N=80.5463=14.615Nm与实际情况有一定的偏差，设计时在Nm上下各多设计一个加料口，待开车调试时确定最佳加料位置

39、。第3章 精馏塔的尺寸计算3.1 精馏塔有关物性数据的计算3.1.1 操作压力计算塔顶操作压力（绝对）P4+101.325kPa=105.325kpa每层塔板压降 P0.7kPa进料板压力105.325+0.7×13114.425kPa塔底操作压力PW=105.325+0.7×15115.825kPa精馏段平均压力Pm1=PD+PF2=105.325+114.4252=109.875kPa提馏段平均压力Pm2=PF+PW2=114.425+115.8252=115.125kPa3.1.2 操作温度计算依据操作压力，由泡点方程通过试差法计算出泡点温度，其中苯、甲苯的饱和蒸气压

40、由 安托尼方程计算，计算过程略。计算结果如下：苯-甲苯的安托因（Antoine）方程苯lg(pAs/kPa)=6.031-.8+(t/)甲苯lg(pBs/kPa)=6.080-.5+(t/)泡点方程xA=p-pBspAs-pBs试差得：塔顶温度TD=82.0，进料板温度TF=97.43塔底温度TW=114.98精馏段平均温tm1=TD+TF2=82.0+97.432=89.71提馏段平均温度tm2=TW+TF2=114.98+97.432=106.23.1.3 平均摩尔质量计算(1)塔顶平均摩尔质量计算由,代入相平衡方程得x1=0.9197MV,Dm=y1M1+1-y1M2=0.966

41、5;78.11+1-0.966×92.14=78.589kg/kmolML,Dm=x1M1+1-x1M2=0.9197×78.11+0.0803×92.14=79.24kg/kmol(2)进料板平均摩尔质量计算已知0.46，由上面理论板的算法，得0.54MV,Fm=y1M1+1-y1M2=0.54×78.11+1-0.54×92.14=85.69kg/kmolML,Fm=x1M1+1-x1M2=0.46×78.11+1-0.46×92.14=84.56kg/kmol(3)塔底平均摩尔质量计算由,由相平衡方程，得MV,wm=0

42、.02096×78.11+1-0.02096×92.14=91.846kg/kmolML,wm=0.0087×78.11+1-0.0087×92.14=92.017kg/kmol(4)精馏段平均摩尔质量Mv,m1=MV,Dm+MV,Fm2=78.589+85.692=81.576kg/kmolML,m1=ML,Dm+ML,Fm2=79.236+84.562=82.46kg/kmol(5)提馏段平均摩尔质量MV,m2=MV,Fm+MV,Wm2=85.69+81.5762=88.205kg/kmolML,m2=ML,Fm+ML,Wm2=92.017+82.4

43、62=88.85kg/kmol3.1.4 平均密度计算表3.1 组分的液相密度温度()8090100110120苯,kg/甲苯,kg/814809805801791791778780763768(1)气相平均密度计算由理想气体状态方程计算精馏段的平均气相密度即 Vm1=Pm1VVm1RTm1=2.97kg/m3提馏段的平均气相密度 Vm2=Pm2VVm2RTm2=3.22kg/m3(2)液相平均密度计算液相平均密度依下式计算，即 由，采用线性内差法得TD=82.0， TF=97.43， TW=114.98， 塔顶液相的质量分率A=0.96塔顶液相平均密度 L,Dm=1(0.96812.2+1-

44、0.96807.4)=812.01kg/m3进料板液相的质量分率A=0.42 进料板液相平均密度的计算 L,Fm=1(0.42794.589+0.58793.57)=793.998kg/m3塔底液相的质量分率A=0.0074 塔底液相平均密度的计算 L,Wm=1(0.53+1-0.57)=773.99kg/m3精馏段液相平均密度为 Lm1=812.01+793.9982=803.0kg/m3提馏段液相平均密度为 Lm2=793.998+773.992=783.99kg/m33.1.5 液体平均表面张力计算液相平均表面张力计算公式： 表3.2 纯组分的表面张力温度8090100110120苯，m

45、N/m甲苯，Mn/m21.221.72020.618.819.517.518.416.217.3（1） 塔顶TD=82.0，用线性内插法得LAD=20.96mNm-1，LBD=21.92mNm-1LDm=0.9197×20.96+1-0.9197×21.92=21.04mNm-1（2） 进料板TF=97.43，用线性内插法得LAD=19.11mNm-1， LBD=20.88mNm-1LFm=0.46×19.11+1-0.46×20.88=20.07mNm-1（3） 塔底 TW=114.98，用线性内插法得LAD=16.85mNm-1， LBD=17.85

46、mNm-1 LFm=0.0087×16.85+1-0.0087×17.85=17.84mNm-1（4）精馏段平均表面张力： Lm1=21.04+20.072=20.55mNm-1 提馏段平均表面张力： Lm1=20.07+17.842=18.95mNm-13.1.6 塔内的摩尔流率精馏段L=RD=2×38.27=76.54kmol/hV=R+D=R+1D=114.81kmol/h提馏段L=L+qF=76.54+81.05=157.59kmol/hV=V-1-qF=V=114.81kmol/h3.2 估算塔径(1)精馏段的气、液相体积流率为Vs=VMVm13600v

47、m1=114.82×81.×2.97=0.8757m3/sLs=LMLm13600Lm1=76.54×82.×803.0=0.m3/s(2)提馏段汽、液相体积流率为Vs'=VMVm23600Vm2=114.81×88.×3.22=0.8737m3/sLs'=LMLm23600Lm2=157.59×88.×783.99=0.m3/s板式塔的塔径依据流量公式计算，即式中 D 塔径m ；Vs 塔内气体流量m3/s ；u 空塔气速m/s。由式（4-2）可见，计算塔径的关键是计算空塔气速u。设计中，空塔气速u

48、的计算方法是，先求得最大空塔气速umax，然后根据设计经验，乘以一定的安全系数，即 (4-3)最大空塔气速umax可根据悬浮液滴沉降原理导出，其结果为 式中 umax允许空塔气速，m/s；V，L分别为气相和液相的密度，kg/m3 ； C气体负荷系数，m/s；C=C20(/20)0.2由于精馏段、提馏段的汽液流量不同，故两段中的气体速度和塔径也可能不同。在初算塔径中，精馏段的塔径可按塔顶第一块板上物料的有关物理参数计算，提馏段的塔径可按釜中物料的有关物理参数计算。也可分别按精馏段、提馏段的平均物理参数计算。斯密斯图中的气体负荷因子C的计算要用到C20（液体表面张力为20mN/m时的负荷因子），需

49、要从史密斯关联图查取。精馏段横坐标LhVh(LV)1/2=0.87569(803.02.971)1/2=0.041提馏段横坐标LhVh(LV)1/2=0.87374(783.993.2197)1/2=0.0886取板间距HT =0.40m,板上液层高度hL=0.06m ( 对常压塔一般HThL=0.40-0.06=0.34m查史密斯关联图，得精馏段 C20=0.072 C=C20(L20)0.2=0.072×(20.5520)0.2=0.07239umax=0.0-2.9712.971=1.1879m/s取安全系数为0.7(一般0.60.8),则空塔气速u=0.7×1.18

50、79=0.8315m/sD1=4Vsu=4×0.8757×0.8315=1.158m圆整为标准塔径D=1.2m提馏段 C20=0.068C=C20(L20)0.2=0.068×(18.9520)0.2=0.06727umax=0.99-3.21973.2197=1.0476m/s取安全系数为0.8(一般0.60.8),则空塔气速u=0.8×1.0476=0.838m/sD2=4Vsu=4×0.8737×0.838=1.15m圆整为标准塔径D=1.2m图3.1塔截面积： AT=4D2=4×1.22=1.13m2精馏段实际空塔气

51、速为：u=VsAT=0.87571.13=0.774m/s 提馏段实际空塔气速为：u=VsAT=0.87371.13=0.773m/s安全系数：u/umax=0.774/1.1879=0.65，u/umax=0.773/1.0476=0.74，在0.60.8之间，符合要求。3.3 塔高的计算精馏塔的有效高度Z=NTETHT式中Z塔的有效段高度，m；NT理论塔板数；ET总板效率；HT塔板间距，m。所以塔的有效高度：Z=160.5406×0.4=11.84m精馏段：Z精=N精-1HT=28-1×0.4=10.8m提馏段：Z提=N提-1HT=15-1×0.4=5.6m则

52、有效塔高为Z有效=Z精+Z提=10.8+5.6=16.4m 3.4 精馏塔塔板的工艺尺寸3.4.1 溢流装置的计算3.4.1.1堰参数设计因D=1.2m，可采用单溢流弓型降液管，采用凹形受液盘，不设进口堰，各项计算如下：(1)溢流堰长一般堰长取塔径的0.60.8倍lw=0.8D=0.8×1.2=0.96m(2) 溢流堰高度 选平直堰，堰上的液流高度可用Francis公式计算，近似取E=1精馏段h0w1=2.E(lslw)23=2.×1×(0.×36000.96)23=0.m提馏段h0w2=2.E(lslw)23=2.×1×(0.00496×36000.96)23=0.0199m取板上清液层高度 故 精馏段hw1=hL-how1=0.06-0.01154=0.04846m提馏段hw2=hL-how2=0.06-0.0199=0.m(3)弓形降液管的宽度与降液管的面积由Lw/D=0.80，查弓型降液管图得 Wd/D=0.2，Af/AT=0.14故Wd=0.2×1.2=0.24mAf=0.14×1.131=0.1583m2 (4)液体在降液管中停留时间降液管的容积与液相流量之比，有