常压下苯甲苯的气液平衡数据
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ABSTRACTCurrently，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目录摘要 (I)ABSTRACT (II)1 绪论 (1)2 设计方案的确定 (3)2.1 设计流程 (3)2.2 设计要求 (3)2.3 设计思路 (4)2.4 相关符号说明 (5)3 塔板的工艺设计 (6)3.1 设计方案的确定 (6)3.2 塔的工艺计算 (6)3.2.1 物料衡算 (6)3.2.2 精馏塔的气液相负荷 (8)3.2.3 操作线方程 (9)3.2.4 用逐板法算理论板数 (9)3.2.5 实际板数的求取 (10)3.3 精馏塔的工艺条件及有关物性数据的计算 (11)3.3.1 进料温度的计算 (11)3.3.2 操作压强 (11)3.3.3 平均摩尔质量 (11)3.3.4 平均密度计算 (12)3.3.5 液体平均表面张力的计算 (14)3.3.6 液体平均黏度计算 (14)3.4 精馏塔工艺尺寸的计算 (15)3.4.1 塔径的计算 (15)3.4.2 精馏塔有效高度的计算 (17)3.5 塔板主要工艺尺寸的计算 (18)3.5.1 精馏段溢流装置计算 (18)3.5.2 提馏段溢流装置计算 (20)3.6 塔板流体力学验算 (22)3.6.1 精馏段流体力验算 (22)3.6.2 提馏段流体力验算 (24)3.7 塔板负荷性能图 (26)3.7.1 精馏段负荷性能图 (26)3.7.2 提馏段负荷性能图 (29)4 热量衡算 (32)4.1 相关介质的选择 (32)4.1.1 加热介质的选择 (32)4.1.2 冷凝剂 (32)4.2 蒸发潜热衡算 (32)4.2.1 塔顶热量 (32)4.2.2 塔底热量 (33)4.3 焓值衡算 (35)5 辅助设备的选型 (38)5.1 冷凝器的选型 (38)5.2 冷凝器的传热面积和冷却水的用量 (38)5.3 选用釜式再沸器 (39)6 塔附件设计计算 (40)6.1 接管 (40)6.1.1 进料管 (40)6.1.2 回流管 (40)6.1.3 塔顶蒸汽接管 (41)6.1.4 釜液排出管 (41)6.1.5 塔釜进气管 (42)6.2 塔总体高度的设计 (42)7 安全与环保 (43)7.1 安全注意事项 (43)7.2 环境保护 (43)8 结论 (45)设计体会 (46)参考文献 (47)附录： (47)附录一：塔板 (47)附录二：精馏塔 (48)1 绪论为了加强工业技术的竞争力，长期以来，各国都在加大塔的研究力度。
苯甲苯精馏塔的课程设计说明书
《化工原理》课程设计设计题目苯-甲苯精馏塔的设计学生指导教师讲师年级专业系部课程设计任务书一、课题名称苯——甲苯混合液筛板精馏塔设计二、课题条件（原始数据）1、设计方案的选定原料：苯、甲苯原料苯含量：质量分率= 45.5%原料处理量：质量流量=20.5t/h产品要求：苯的质量分率：x D =98%，x W=1%2、操作条件常压精馏，泡点进料，塔顶全凝，泡点回流，塔底间接加热。
3、设备型式：筛板塔三、设计容1、设计方案的选择及流程说明2、工艺计算（物料衡算、塔板数、工艺条件及物性数据、气液负荷等）3、主要设备工艺尺寸设计（1）塔径（2）塔板（降液管、溢流堰、塔板布置等）（3）塔高4、流体力学验算与操作负荷性能图5、辅助设备选型（冷凝器、再沸器、泵、管道等）6、结果汇总表7、设计总结8、参考文献9、塔的设计条件图（A2）10、工艺流程图（A3）四、图纸要求1、带控制点的工艺流程图（2＃图纸）；2、精馏塔条件图（1＃图纸）。
摘要：本设计对苯—甲苯分离过程筛板精馏塔装置进行了设计，主要进行了以下工作：1、对主要生产工艺流程和方案进行了选择和确定。
2、对生产的主要设备—筛板塔进行了工艺计算设计,其中包括：①精馏塔的物料衡算；②塔板数的确定；③精馏塔的工艺条件及有关物性数据的计算；④精馏塔的塔体工艺尺寸计算；⑤精馏塔塔板的主要工艺尺寸的计算。
3、绘制了生产工艺流程图和精馏塔设计条件图。
4、对设计过程中的有关问题进行了讨论和评述。
本设计简明、合理，能满足初步生产工艺的需要，有一定的实践指导作用。
关键词：苯—甲苯；分离过程；精馏塔目录目录 .......................................................................... 1 1 文献综述 .................................................................... 3 1.1概述 ....................................................................... 3 1.2方案的确定及基础数据 ....................................................... 3 2 塔物料衡算 .................................................................. 5 2.1原料液及塔顶、塔底产品的摩尔分率 ........................................... 5 2.2原料液及塔顶、塔底产品的平均摩尔质量 ....................................... 6 2.3物料衡算 ................................................................... 6 3 塔板数的确定 ................................................................ 6 3.1理论板层数T N 的求取 ........................................................ 6 3.2求精馏塔气液相负荷 ......................................................... 7 3.3操作线方程 ................................................................. 8 3.4逐板计算法求理论板层数 ..................................................... 8 3.5全塔效率T E 估算 (8)3.6际板数 ..................................................................... 9 4 精馏塔的工艺条件及有关物性数据的计算 ......................................... 9 4.1操作压力计算 ............................................................... 9 4.2安托尼方程计算 ............................................................ 10 4.3平均摩尔质量计算 .......................................................... 10 4.4平均密度计算 .............................................................. 11 4.5液体平均表面力计算 ........................................................ 12 4.6液体平均粘度计算 .......................................................... 13 4.7气液负荷计算 .............................................................. 14 5 精馏塔塔体工艺尺寸的计算 .................................................... 15 塔径的计算 .................................................................... 15 6 塔板主要工艺尺寸的计算 ...................................................... 16 6.1溢流装置计算 .. (16)6.2塔板布置 (18)6.3筛孔数n与开孔率 ： (19)7 筛板的流体力学验算 (19)7.1气体通过筛板压强相当的液柱高度计算（精馏段） (19)7.2气体通过筛板压强相当的液柱高度计算（提馏段） (21)8 塔板负荷性能图 (22)8.1精馏段： (22)8.2提馏段： (26)9 设备设计 (30)9.1塔顶全凝器的计算与选型 (30)9.2再沸器 (31)10 各种管尺寸确定 (31)10.1进料管 (31)10.2出料管 (31)d (32)10.3塔顶蒸汽管pd (32)10.4回流管Rd (32)10.5再沸返塔蒸汽管v11 塔高 (32)12.设计体会 (33)13.参考文献 (34)分离苯-甲苯混合液的筛板精馏塔1．文献综述1.1概述在常压操作的连续精馏塔分离苯-甲苯混合液，已知原料液的处理量为20.5t/h，组成为45.5%（苯的质量分率），要求塔顶馏出液的组成为98%（苯的质量分率）塔底釜的组成为1%。
苯甲苯精馏塔计算示例
求得 ： tW =108.97℃ c.进料液温度 t F
求得： t F =94.52℃
2
沈阳化工学院学士学位论文
第一部分 工艺计算
(3)回流比的确定 (3)
a、已知泡点进料 q = 1 且求得 tF =94.52℃
在此温度下，利用表 1-1 内插法计算苯和甲苯的饱和蒸汽压,
94.52 − 80.2 p 0 A − 760 p 0 B − 300 = = 100 − 80.2 1344 − 760 559 − 300
t F = 94.52 温度下，查表苯，甲苯的粘度分别是 0.265 和 0.285
µ
LF
= µ ∗ x F + µ ∗ (1 − x F )
1 2
=0.265*0.4402+0.285*（1-0.4402） =0.276
−0.245 ET = 0.49 × （2.43 × 0.276） = 0.539
= 1.51 d、R = 1.2 Rmin = 1.2 *1.51 = 1.81
1.3 物料衡算 物料衡算
已知： D ! =
2.8 × 10 7 =3607.5kg/h 330 × 24 × 0.98
M
D
=78.35kg/mol D! =46.04kmol/h MD
D=
根据物料恒算方程： F=D+W F=46.04+W
= 116.44*0.0352+142.20*(1 –0.0352) = 141.29
kj /(kmol*k)
tF 温度下：
Cp（F）= Cp1 * XF + Cp2(1 – XF)
= 119.93 * 0.4402 + 137.15*(1 – 0.4402) = 126.05
石油化学工程基础习题7答案
第七章 蒸 馏7-1 试根据表7-1所列出的苯-甲苯的饱和蒸汽压与温度的数据，作出总压为101.3kPa 下苯-甲苯混合溶液的t-x-y 相图及x-y 相图。
设此溶液服从拉乌尔定律。
解：由表7-1可得各温度下苯-甲苯的气液平衡数据：温度℃ 80.1 85.0 90.0 100.0 105.0 110.0 110.6液相组成 1.000 0.781 0.587 0.258 0.130 0.0168 0.000气相组成 1.000 0.901 0.770 0.456 0.262 0.039 0.0007-2 试根据上题的t-x-y 图，对含苯的摩尔分率为0.40的苯-甲苯混合气体，计算：⑴气体开始冷凝的温度及此时冷凝液的组成；⑵若将气相冷凝，冷却至100℃，物系的相态及各相组成；⑶将全部气相刚好冷凝下来的温度及此时液相及气相的瞬间组成。
解：在t-x-y 相图中可求解：⑴开始冷凝温度为103℃，冷凝液组成220.x =；⑵冷却至100℃时，物系为气液混合物，液相组成为260.x =，气相组成为480.y =；⑶全部冷凝时温度为96℃，液相组成40.x =，气相组成60.y =。
7-3 已知某精馏塔塔顶气相的温度为82℃，使用全凝器时，其馏出液的摩尔组成为含苯0.95及甲苯0.05，试求该塔塔顶的操作压力。
苯及甲苯的饱和蒸汽压可按下述安托万公式计算，即：C t B A gp o+-=式中 t----系统的温度，℃；p o ----饱和蒸汽压，mmHg;A 、B 、C----物系的安托万常数，无因次。
苯及甲苯的安托万常数如下表：解：苯的饱和蒸汽压：237220897406.t .gp o+-= 甲苯的饱和蒸汽压：3772199431343953346.t ..gp o+-= 蒸汽在塔顶全凝，则冷凝液的组成为塔顶气相组成，即950.y = 在82℃时安托万公式计算出苯、甲苯饱和蒸汽压为：mmHg .p mmHg .p o B o A 89311 37805==甲苯：苯：由露点方程：()()o B o A o B o Ap p p p p p y --= 得 ()()kPa.mmHg .......p p y p p p P o B o A o A o B o A 50299327746 8931137805950378058931137805==--⨯=--= 即塔顶的操作压力为746.876mmHg(绝压)。
苯—甲苯混合体系分离过程设计方案
化工工程设计训练题目：苯—甲苯混合体系分离过程设计姓名：张招勤学院：应用技术学院专业：石油化工生产技术学号： 0 8 1 5 0 1 0 1 4 2指导教师：邹长军2018年12月6日一、设计题目：苯—甲苯混合体系分离过程设计二、设计任务及操作条件1、设计任务生产能力<进料量）： 142ⅹ103吨/年操作周期： 300ⅹ24=7200小时进料组成： 50%<质量分率，下同）塔顶产品组成： >99%塔底产品组成： < 2%2、操作条件操作压力：常压<表压）进料热状态：泡点进料冷却水：20℃加热蒸汽： 0.2Mpa塔顶为全凝器，中间泡点进料，连续精馏。
3、设备型式筛板式三、设计内容1、概述2、设计方案的选择及流程说明3、塔板数的计算<板式塔）4、主要设备工艺尺寸设计板式塔：<1）塔径及提馏段塔板结构尺寸的确定<2）塔板的流体力学校核<3）塔板的负荷性能图<4）总塔高、总压降及接管尺寸的确定5、辅助设备选型与计算<泵、塔顶冷凝器和塔釜再沸器）6、设计结果汇总7、工艺流程图8、设计评述四、图纸要求工艺流程图带控制点<用A4纸）五、设计时间：2018年11月15日至2018年12月10日摘要：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—甲苯混合体系分离过程设计。
在确定的工艺要求下，确定设计方案，设计内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，设计说明书。
关键词：板式塔、苯-甲苯、工艺计算、工艺流程图第一章概述塔设备是炼油、化工、石油化工等生产中广泛应用的气液传质设备。
根据塔内气液接触部件的结构型式，可分为板式塔和填料塔。
板式塔塔内装有一定数量的塔盘,是气液接触和传质的基本构件。
属逐级(板>接触的气液传质设备，气体自塔底向皮鼓泡或喷射的形式穿不定过塔板上的液层,使气液相密切接触而进行传质与传热,两相的组份浓度呈阶梯变化。
精馏 课后习题
第五章蒸馏1.已知含苯0.5（摩尔分率）的苯-甲苯混合液，若外压为99kPa，试求该溶液的饱和温度。
苯和甲苯的饱和蒸汽压数据见例1-1附表。
t（℃） 80.1 85 90 95 100 105x 0.962 0.748 0.552 0.386 0.236 0.11解：利用拉乌尔定律计算气液平衡数据查例1-1附表可的得到不同温度下纯组分苯和甲苯的饱和蒸汽压P B*，P A*，由于总压P = 99kPa，则由x = (P-P B*)/(P A*-P B*)可得出液相组成，这样就可以得到一组绘平衡t-x图数据。
以t = 80.1℃为例 x =（99-40）/（101.33-40）= 0.962同理得到其他温度下液相组成如下表根据表中数据绘出饱和液体线即泡点线由图可得出当x = 0.5时，相应的温度为92℃2.正戊烷（C5H12）和正己烷（C6H14）的饱和蒸汽压数据列于本题附表，试求P = 13.3kPa 下该溶液的平衡数据。
温度 C5H12 223.1 233.0 244.0 251.0 260.6 275.1 291.7 309.3 K C6H14 248.2 259.1 276.9 279.0 289.0 304.8 322.8 341.9 饱和蒸汽压(kPa) 1.3 2.6 5.3 8.0 13.3 26.6 53.2 101.3 解：根据附表数据得出相同温度下C5H12（A）和C6H14（B）的饱和蒸汽压以t = 248.2℃时为例，当t = 248.2℃时 P B* = 1.3kPa查得P A*= 6.843kPa得到其他温度下A¸B的饱和蒸汽压如下表t(℃) 248 251 259.1 260.6 275.1 276.9 279 289 291.7 304.8 309.3P A*(kPa) 6.843 8.00012.472 13.30026.600 29.484 33.42548.873 53.200 89.000101.300 P B*(kPa) 1.300 1.634 2.600 2.826 5.027 5.300 8.000 13.300 15.694 26.600 33.250 利用拉乌尔定律计算平衡数据平衡液相组成以260.6℃时为例当t= 260.6℃时 x = (P-P B*)/(P A*-P B*)=（13.3-2.826）/（13.3-2.826）= 1平衡气相组成以260.6℃为例当t= 260.6℃时 y = P A*x/P = 13.3×1/13.3 = 1同理得出其他温度下平衡气液相组成列表如下t(℃) 260.6 275.1 276.9 279 289x 1 0.3835 0.3308 0.0285 0y 1 0.767 0.733 0.524 0根据平衡数据绘出t-x-y曲线3.利用习题2的数据，计算：⑴相对挥发度；⑵在平均相对挥发度下的x-y数据，并与习题2 的结果相比较。
苯和甲苯
毕业设计（论文）任务书设计（论文）题目：年产11万吨乙苯精馏塔工艺设计函授站：陕西工业技术学院函授站专业：应用化工技术班级：双工艺1250班指导老师：何升明1、设计（论文）的主要任务和目标2、设计（论文）的基本要求和内容(1)目录和摘要(2)设计方案的选择及流程说明(3)工艺计算：物料衡算和热量衡算(4)主要设备选型与计算(5)辅助设备选型与计算(6)计算结果汇总(7)绘制带控制点的工艺流程图和主题设备结构图各一张（2号图纸）(8)主要参考文献3、进度安排年产30万吨苯精馏塔工艺设计摘要本设计任务书为年产30万吨苯的精馏设计，采用浮阀精馏塔，常压、泡点进料。
将原料经过预热器预热至泡点温度 94O C后送入精馏塔内。
塔顶上升蒸汽采用全凝器冷凝，冷凝成的饱和液体，其中一部分回流到塔内，其余部分回流至塔内，其余部分经产品冷却器冷却后送入储罐。
该物系属于易分离物系。
塔釜采用间接蒸汽加热，塔底产品冷却后送入储罐。
同时在设计过程中为了节省能耗，将冷却器产生的蒸汽用来加热原料液或用产品的余热来加热原料。
从而，节省能量，节省资金投入。
本设计就是对此精馏塔的一些主要的设计数据进行计算。
关键词：浮阀塔，泡点进料，全冷凝器，常压第1章绪论1.1设计背景为了加强工业技术的竞争力，长期以来，各国都在加大塔的研究力度。
如今在我国常用的板式塔中主要为泡罩塔、浮阀塔、筛板塔和舌型塔等。
填料种类出拉西、环鲍尔环外，阶梯环以及波纹填料、金属丝网填料等规整填料也常采用。
更加强了对筛板塔的研究，提出了斜空塔和浮动喷射塔等新塔型。
同时我国还进口一些新型塔设备，这些设备的引进也带动了我国自己的塔设备的科研、设计工作，加速了我国塔技术的开发。
国外关于塔的研究如今已经放慢了脚步，是因为已经研究出了塔盘的效率并不取决与塔盘的结构，而是主要取决与物系的性质，如：挥发度、黏度、混合物的组分等。
国外已经转向研究“在提高处理能力和简化结构的前提下，保持适当的操作弹性和压力降，并尽量提高塔盘的效率。
化工原理课程设计苯甲苯的分离
化工原理课程设计题目：姓名：班级：学号：指导老师：设计时间：序言化工原理课程设计是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 (3)二、设计计算 (3)1.设计方案的确定 (3)2.精馏塔的物料衡算 (3)3.塔板数的确定 (4)4.精馏塔的工艺条件及有关物性数据的计算 (8)5.精馏塔的塔体工艺尺寸计算 (10)6.塔板主要工艺尺寸的计算 (11)7.筛板的流体力学验算 (13)8.塔板负荷性能图 (15)9.接管尺寸确定 (30)二、个人总结 (32)三、参考书目 (33)一化工原理课程设计任务书板式精馏塔设计任务书一、设计题目：设计分离苯―甲苯连续精馏筛板塔二、设计任务及操作条件1、设计任务：物料处理量： 7万吨／年进料组成： 37％苯,苯-甲苯常温混合溶液质量分率,下同分离要求：塔顶产品组成苯≥95％塔底产品组成苯≤6%2、操作条件平均操作压力： kPa平均操作温度：94℃回流比：自选单板压降： <= kPa工时：年开工时数7200小时化工原理课程设计三、设计方法和步骤：1、设计方案简介根据设计任务书所提供的条件和要求,通过对现有资料的分析对比,选定适宜的流程方案和设备类型,初步确定工艺流程;对选定的工艺流程,主要设备的形式进行简要的论述;2、主要设备工艺尺寸设计计算1收集基础数据2工艺流程的选择3做全塔的物料衡算4确定操作条件5确定回流比6理论板数与实际板数7确定冷凝器与再沸器的热负荷8初估冷凝器与再沸器的传热面积9塔径计算及板间距确定10堰及降液管的设计11塔板布置及筛板塔的主要结构参数12塔的水力学计算13塔板的负荷性能图14塔盘结构15塔高16精馏塔接管尺寸计算3、典型辅助设备选型与计算略包括典型辅助设备换热器及流体输送机械的主要工艺尺寸计算和设备型号规格的选定;4、设计结果汇总5、工艺流程图及精馏塔工艺条件图6、设计评述四、参考资料化工原理课程设计天津大学化工原理教研室,柴诚敬刘国维李阿娜编；化工原理第三版化学工业出版社,谭天恩窦梅周明华等编；化工容器及设备简明设计手册化学工业出版社,贺匡国编；化学工程手册上卷化学工业出版社,化工部第六设计院编；常用化工单元设备的设计华东理工出版社;二、设计计算1.设计方案的选定及基础数据的搜集本设计任务为分离苯一甲苯混合物;由于对物料没有特殊的要求,可以在常压下操作;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人精馏塔内;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;该物系属易分离物系,最小回流比较小,故操作回流比取最小回流比的2倍;塔底设置再沸器采用间接蒸汽加热,塔底产品经冷却后送至储罐;其中由于蒸馏过程的原理是多次进行部分汽化和冷凝,热效率比较低,但塔顶冷凝器放出的热量很多,但其能量品位较低,不能直接用于塔釜的热源,在本次设计中设计把其热量作为低温热源产生低压蒸汽作为原料预热器的热源之一,充分利用了能量;塔板的类型为筛板塔精馏,筛板塔塔板上开有许多均布的筛孔,孔径一般为3~8mm,筛孔在塔板上作正三角形排列;筛板塔也是传质过程常用的塔设备,它的主要优点有：１结构比浮阀塔更简单,易于加工,造价约为泡罩塔的60％,为浮阀塔的80％左右; ２处理能力大,比同塔径的泡罩塔可增加10～15％;３塔板效率高,比泡罩塔高15％左右;４压降较低,每板压力比泡罩塔约低30％左右;筛板塔的缺点是：１塔板安装的水平度要求较高,否则气液接触不匀;２操作弹性较小约2～3;３小孔筛板容易堵塞;下图是板式塔的简略图表1 苯和甲苯的物理性质项目分子式分子量M 沸点℃临界温度t C℃临界压强P C kPa苯A 甲苯BC6H6C6H5—CH3表2 苯和甲苯的饱和蒸汽压温度C085 90 95 100 105 0AP,kPaBP,kPa表3 常温下苯—甲苯气液平衡数据2：8P例1—1附表2 温度C085 90 95 100 105 液相中苯的摩尔分率汽相中苯的摩尔分率表4 纯组分的表面张力1：378P附录图7温度80 90 100 110 120 苯,mN/m甲苯,Mn/m20表5 组分的液相密度1：382P附录图8温度℃80 90 100 110 120 苯,kg/3m814 805 791 778 763甲苯,kg/3m809 801 791 780 768表6 液体粘度μL 1：365P温度℃80 90 100 110 120 苯a甲苯a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y2 精馏塔的物料衡算1 原料液及塔顶、塔底产品的摩尔分率苯的摩尔质量甲苯的摩尔质量0.37/78.110.4090.37/78.110.63/92.13Fx==+2原料液及塔顶、塔底产品的平均摩尔质量0.40978.110.59192.1386.39F M kg kmol =⨯+⨯=3物料衡算原料处理量70000000121.5486.39*7200F kmol h ==总物料衡算 =D ＋W 苯物料衡算 ×＝＋ W 联立解得 D ＝ kmol ／h W= kmol ／h式中 F------原料液流量 D------塔顶产品量 W------塔底产品量3 塔板数的确定1理论板层数N T 的求取苯一甲苯属理想物系,可采用图解法求理论板层数;①由手册查得苯一甲苯物系的气液平衡数据,绘出x ～y 图,见下图 ②求最小回流比及操作回流比;采用作图法求最小回流比;在上图中对角线上,自点e,作垂线ef 即为进料线q 线,该线与平衡线的交点坐标为q y ＝ , q x ＝故最小回流比为min 0.9570.5671.460.5670.346q q D qx y R y x --===--取操作回流比为min 2 2.92R R ==③求精馏塔的气、液相负荷 2.9242.99125.53L R D =⨯=⨯=kmol h'(1)(1)(2.921)42.99168.52/V R D q F kmol h =+--=+⨯= 泡点进料：q=1④求操作线方程 精馏段操作线方程为 提馏段操作线方程为 2逐板法求理论板又根据min (1)1[]11d D F fx x R x x α-=-α-- 可解得 α= 相平衡方程 2.4751(1)1 1.475x xy x xαα==+-+1D y x = = 1111111(1) 2.475(1)y y x y y y y ==+α-+-=320.7450.24420.850y x =+= 3333(1)y x y y ==+2.475-因为6x ＜f x 精馏段理论板 n=5555''5''0.042(1)y x y y ==+2.475-<w x 所以提留段理论板 n=4全塔效率的计算查表得各组分黏度1μ=,2μ= 捷算法求理论板数min 11/ln {ln[()()]}19.89818.8981W D m D Wx xN x x α-=-=-=-由公式 0.5458270.5914220.002743/Y X X =-+ 代入 Y= 由min0.3165,102N N N N -==+ 精馏段实际板层数5/=≈,提馏段实际板层数4/=≈8进料板在第11块板4 精馏塔的工艺条件及有关物性数据的计算1操作压力计算塔顶操作压力D P ＝ kPa 塔底操作压力w P = kPa 每层塔板压降 △P ＝ kPa 进料板压力F P ＝＋×10＝精馏段平均压力 P m ＝＋／2＝ kPa 提馏段平均压力P m =+/2 = kPa 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、甲苯的饱和蒸气压由 安托尼方程计算,计算过程略;计算结果如下： 塔顶温度w t ＝℃进料板温度F t ＝℃ 塔底温度w t =℃精馏段平均温度m t = ＋/2 = ℃提馏段平均温度m t =+/2 =℃ 3平均摩尔质量计算 塔顶平均摩尔质量计算 由x D=y 1=,代入相平衡方程得x 1=,0.90178.11(10.901)92.1379.50L Dm M kg kmol=⨯+-⨯=,0.95778.11(10.957)92.1378.71V Dm M kg kmol =⨯+-⨯=进料板平均摩尔质量计算由上面理论板的算法,得F y ＝, F x ＝,,0.63278.11(10.368)92.1383.27V F m M kg kmol=⨯+-⨯=,0.40978.11(10.409)92.1390.08L Fm M kg kmol =⨯+-⨯=塔底平均摩尔质量计算 由xw=,由相平衡方程,得yw=,0.07078.11(10.070)92.1390.59L wm M kg kmol =⨯+-⨯=精馏段平均摩尔质量,78.7183.2780.992V m M kg kmol kg kmol +==提馏段平均摩尔质量 4平均密度计算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,3,97.780.972.638.314(273.1588.45)m v m v m mP M kg m RT ρ⨯===⨯+提馏段的平均气相密度 ②液相平均密度计算 液相平均密度依下式计算,即塔顶液相平均密度的计算 由t D ＝℃,查手册得33812.7,806.7A B kg m kg m ρρ==塔顶液相的质量分率 0.95778.110.8850.95778.1192.130.043A α⨯==⨯+⨯,,10.885812.70.115807.6,813.01L Dm L Dm kg kmol ρρ=+=进料板液相平均密度的计算 由tF ＝,查手册得33799.1,796.0A B kg m kg m ρρ==进料板液相的质量分率0.40978.110.370.40978.1192.130.591A α⨯==⨯+⨯塔底液相平均密度的计算 由t w ＝℃,查手册得33786.13,785.2A B kg m kg m ρρ==塔底液相的质量分率 0.0778.110.060.0778.1192.130.93A α⨯==⨯+⨯,,10.06/786.130.94/785.2,783.4L wm L wm kg kmol ρρ=+=精馏段液相平均密度为,813.01781.25797.132L m kg kmol ρ+==提馏段液相平均密度为',781.25785.54783.42L m kg kmol ρ+==5 液体平均表面张力计算液相平均表面张力依下式计算,即塔顶液相平均表面张力的计算 由 tD ＝℃,查手册得 σA=m σB= mN/m σLDm=×+×= mN/m进料板液相平均表面张力的计算 由t F ＝℃,查手册得 σA= m N/m σB= m N/m σLFm=×+×= mN/m塔底液相平均表面张力的计算由 tD＝℃,查手册得σA= mN/m σB= mN/mσLwm=×+×=m精馏段液相平均表面张力为σLm=+/2= mN/m提馏段液相平均表面张力为σ‘Lm=+/2= mN/m6 液体平均粘度计算液相平均粘度依下式计算,即lgμLm=Σxi lgμi塔顶液相平均粘度的计算由tD＝℃,查手册得μA= mPa·s μB= mPa·slgμLDm=×lg+ ×lg解出μLDm= mPa·s进料板液相平均粘度的计算由tF＝℃,查手册得μA= mPa·s μB= mPa·slg μLFm=×lg+ ×lg解出μLFm= mPa·s塔底液相平均粘度的计算由tw＝℃,查手册得μA= mPa·s μB= mPa·slgμLwm=×lg+ ×lg解出μLwm= mPa·s精馏段液相平均粘度为μLm=+/2= mPa·s提馏段液相平均粘度为μ‘Lm=+/2= mPa·s7 气液负荷计算精馏段：提馏段：5 精馏塔的塔体工艺尺寸计算 1 塔径的计算塔板间距H T的选定很重要,它与塔高、塔径、物系性质、分离效率、塔的操作弹性,以及塔的安装、检修等都有关;可参照下表所示经验关系选取;表7 板间距与塔径关系塔径D T,m ～～～～～板间距200～300 250～350 300～450 350～600 400～600H T ,mm对精馏段：初选板间距0.40T H m =,取板上液层高度m h L 06.0=, 故0.400.060.34T L H h m -=-=；11220.0037797.130.04231.606 2.36S Lm S vm L V ρρ⎛⎫⎛⎫⎛⎫=⨯=⎪⎪ ⎪⎝⎭⎝⎭⎝⎭查教材P131图 得C 20=；依式2.02020⎪⎭⎫⎝⎛=σC C校正物系表面张力为20.42/mN m 时2020.980.0720.07132020C C σ⎛⎫⎛⎫==⨯=⎪ ⎪⎝⎭⎝⎭可取安全系数为,则安全系数—,max 0.80.8 1.2390.991/m s μμ==⨯=故 1.44D m ===按标准,塔径圆整为,则空塔气速s; 对提馏段：初选板间距0.40T H m =,取板上液层高度m h L 06.0=, 故0.400.060.34T L H h m -=-=；11220.0075783.40.0901.37 2.90S Lm S vm L V ρρ⎛⎫⎛⎫⎛⎫=⨯=⎪⎪ ⎪⎝⎭⎝⎭⎝⎭查2：165P 图3—8得C 20=；依式2.02020⎪⎭⎫⎝⎛=σC C校正物系表面张力为19.58/mN m 时0.22019.580.1060.1032020C C σ⎛⎫⎛⎫==⨯= ⎪⎪⎝⎭⎝⎭可取安全系数为,则安全系数—,'max 0.80.8 1.69 1.35/m s μμ==⨯=故 1.02D m ===按标准,塔径圆整为,则空塔气速s;将精馏段和提溜段相比较可以知道二者的塔径不一致,根据塔径的选择规定,对于相差不大的二塔径取二者中较大的,因此在设计塔的时候塔径取6 塔板主要工艺尺寸的计算1 溢流装置计算因塔径D ＝,可选用单溢流弓形降液管,采用平行受液盘;对精馏段各项计算如下：a 溢流堰长w l ：单溢流去l W =～D,取堰长w l 为=×=b 出口堰高W h ：OW L W h h h -=由/0.66W l D =, 2.5 2.536000.0037/13.3531.056h W L l m ⨯==查2：169P 图3—11,知E=,依式232.841000h ow w L h E l ⎛⎫= ⎪⎝⎭可得22332.84 2.8413.3531.0420.01710001000 1.056h OW W L h E m l ⎛⎫⎛⎫==⨯⨯= ⎪ ⎪⎝⎭⎝⎭ 故0.060.0170.043w h m =-=c 降液管的宽度d W 与降液管的面积f A ：由66.0/=D l w 查2：170P 图3—13得124.0/=D W d ,0722.0/=T f A A 故0.1240.124 1.60.198d W D m ==⨯=,2223.140.07220.0722 1.60.145244f A D m π=⨯=⨯⨯= 利用2：170P 式3—10计算液体在降液管中停留时间以检验降液管面积, 即0.14520.4015.700.0037f T sA H s L τ⨯===大于5s,符合要求d 降液管底隙高度o h ：取液体通过降液管底隙的流速'0.08/o m s μ= 依2：171P 式3—11：'0.00370.0351.060.09s o w o L h m l μ===⨯⨯符合00.006w h h =- e 受液盘采用平行形受液盘,不设进堰口,深度为60mm 同理可以算出提溜段a 溢流堰长w l ：单溢流去l W =～D,取堰长w l 为=×=b 出口堰高W h ：OW L W h h h -=由/0.8W l D = 2.5/23.34h W L l m =查2：169P 图3—11,知E=,依式232.841000h ow w L h E l ⎛⎫= ⎪⎝⎭可得232.840.0261000h OW W L h E m l ⎛⎫== ⎪⎝⎭故0.060.0260.034w h m =-=c 降液管的宽度d W 与降液管的面积f A ：由/0.8w l D =查2：170P 图3—13得/0.124d W D =,/0.0722f T A A = 故0.1240.20d W D m ==, 220.07220.1454f A D m π=⨯=利用2：170P 式3—10计算液体在降液管中停留时间以检验降液管面积, 即11.6f T sA H s L τ==大于5s,符合要求d 降液管底隙高度o h ：取液体通过降液管底隙的流速'0.08/o m s μ= 依2：171P 式3—11：'0.032so w oL h m l μ==⨯符合00.006w h h =- 2 塔板布置精馏段①塔板的分块因D ≥800mm,故塔板采用分块式;查表3-7得,塔极分为4块;对精馏段：a 取边缘区宽度W c =30～50mm,安定区宽度0.075s W m =,当D 〈时,W s =60～75mm 〉b 依2：173P 式3—18：⎥⎦⎤⎢⎣⎡+-=-R x R x R x A a 1222sin 1802π计算开空区面积 1.60.050.7522C D R W m =-=-=,()()1.60.1850.0750.5422d s D x W W =-+=-+= c 筛孔数n 与开孔率ϕ：取筛空的孔径0d 为mm 5,正三角形排列,一般碳的板厚为mm 3,取0.3/0=d t ,故孔中心距mm t 0.1550.3=⨯= 筛孔数3322115810115810 1.467755115.0a n A t ⨯⨯=⨯=⨯=个,则0200.907%%10.08%()a A t A d φ===在5—15范围内 则每层板上的开孔面积0A 为00.1008 1.4670.148a A A φ=⋅=⨯= 气体通过筛孔的气速为0 1.60610.85/0.148S o V m s A μ=== 提馏段：a 取边缘区宽度W c =30～50mm,安定区宽度0.075s W m =,当D 〈时,W s =60～75mm 〉b 依2：173P 式3—18：⎥⎦⎤⎢⎣⎡+-=-R x R x R x A a 1222sin 1802π计算开空区面积 0.752C DR W m =-=, ()0.5252d s D x W W =-+= c 筛孔数n 与开孔率ϕ：取筛空的孔径0d 为mm 5,正三角形排列,一般碳的板厚为mm 3,取0.3/0=d t ,故孔中心距mm t 0.1550.3=⨯=筛孔数321158105729a n A t⨯=⨯=个, 则0200.907%%10.08%()a A t A d φ===在5—15范围内 则每层板上的开孔面积0A 为'00.1124a A A φ=⋅= 气体通过筛孔的气速为012.189/So V m s A μ== 7 筛板的流体力学验算塔板的流体力学计算,目的在于验算预选的塔板参数是否能维持塔的正常操作,以便决定对有关塔板参数进行必要的调整,最后还要作出塔板负荷性能图;1 气体通过筛板压强相当的液柱高度计算精馏段：a 干板压降相当的液柱高度c h ：依67.13/5/0==σd ,查干筛孔的流量系数图得,C 0=由式220011.15 2.630.0510.0510.0330.78797.13V c L h m C μρρ⎛⎫⎛⎫⎛⎫⎛⎫==⨯⨯= ⎪ ⎪ ⎪ ⎪⎝⎭⎝⎭⎝⎭⎝⎭b 气体穿过板上液层压降相当的液柱高度l h ：1.6060.86/2.010.145S a T f V m s A A μ===--,0.86 1.395a F u === 由o ε与a F 关联图查得板上液层充气系数o ε=,依式0.610.060.037l o L h h m ε==⨯=c 克服液体表面张力压降相当的液柱高度σh ： 依式304420.42100.002797.139.810.005L h mgd σσρ-⨯⨯===⨯⨯,故0.0340.0370.0020.073p h m =++=则单板压强：0.073797.139.81571.50.9P p L P h g Pa kPa ρ∆==⨯⨯=<2 液面落差 对于筛板塔,液面落差很小,且本例的塔径和液流量均不大,故可忽略液面落差的影响;3 雾沫夹带3.23.26635.710 5.7100.860.022/0.1/20.46100.40 2.50.06av Tf e kg kg kg kgH h μσ---⎛⎫⨯⨯⎛⎫===< ⎪ ⎪ ⎪-⨯-⨯⎝⎭⎝⎭故在设计负荷下不会发生过量雾沫夹带;4 漏液由式()V L L ow h h C ρρμσ/13.00056.04.40-+= 筛板的稳定性系数012.1891.777 1.56.38OW K μμ===>,故在设计负荷下不会产生过量漏液;5 液泛为防止降液管液泛的发生,应使降液管中清液层高度()w T d h H H +≤φ 依式dl p d h h h H ++=, 而2200.00370.153()0.153()0.0011.0560.0415s d w l h l h =⨯=⨯=⋅⨯ H d =++=取5.0=φ,则()()0.50.400.04330.223T w H h m ϕ+=+= 故()w T d h H H +<φ在设计负荷下不会发生液泛;根据以上塔板的各项液体力学验算,可认为精馏段塔径及各项工艺尺寸是适合的;提溜段：a 干板压降相当的液柱高度c h ：依67.13/5/0==σd ,查干筛孔的流量系数图得,C 0=由式2000.0510.046V c L h m C μρρ⎛⎫⎛⎫== ⎪ ⎪⎝⎭⎝⎭b 气体穿过板上液层压降相当的液柱高度l h ：0.735/Sa T fV m s A A μ==-, 1.252a F u == 由o ε与a F 关联图查得板上液层充气系数o ε=,依式0.039l o L h h m ε== c 克服液体表面张力压降相当的液柱高度σh ： 依式040.002L h m gd σσρ==, 故0.052p h m = 则单板压强：399.60.9P p L P h g Pa kPa ρ∆==<2 液面落差 对于筛板塔,液面落差很小,且本例的塔径和液流量均不大,故可忽略液面落差的影响;3 液沫夹带3.265.7100.0092/0.1/av Tf e kg kg kg kg Hh μσ-⎛⎫⨯==< ⎪ ⎪-⎝⎭故在设计负荷下不会发生过量雾沫夹带;4 漏液由式()V L L ow h h C ρρμσ/13.00056.04.40-+= 筛板的稳定性系数01.99 1.5OWK μμ==>,故在设计负荷下不会产生过量漏液;5 液泛为防止降液管液泛的发生,应使降液管中清液层高度()w T d h H H +≤φ 依式d l p d h h h H ++=, 而20.153()0.0075s d w l h l h =⨯=⋅ H d =取5.0=φ,则()0.217T w H h m ϕ+=故()w T d h H H +<φ在设计负荷下不会发生液泛;根据以上塔板的各项液体力学验算,可认为精馏段塔径及各项工艺尺寸是适合的;8 塔板负荷性能图 精馏段： 1 漏液线由,得2/32/32.840.00560.130.00211000797.134.40.780.00560.130.04330.6720.002)2.63w w c L V w S L h E h l L ρ⎛⎫⎡⎤⎛⎫ ⎪⎢⎥++⨯⨯-- ⎪ ⎪⎢⎥⎝⎭⎣⎦⎝⎭⎡⎤=⨯++-⎣⎦2/3,min 0.416 6.467SVo L =+在操作范围内,任取几个Ls 值,依上式计算出Vs 值,计算结果列于表3-19; 表3-19L s /m 3/sV s /m 3/s由上表数据即可作出漏液线; 2 雾沫夹带线以 ev ＝液/kg 气为限,求 Vs-Ls 关系如下：由2/32/336002.841 1.6531000 1.056s w s L h L ⎛⎫=⨯⨯= ⎪⎝⎭2/332/336002.5 2.8410 1.0560.1110.676s f w s L h h E L -⎡⎤⎛⎫=+⨯⎢⎥ ⎪⎝⎭⎢⎥⎣⎦=+ 0.5362.010.145s sa s t f V V u V A A ===--联立以上几式,整理得2/32.978 6.963s s V L =-在操作范围内,任取几个Ls 值,依上式计算出Vs 值,计算结果列于表3-20; 表3-20L s /m 3/sV s /m 3/s由上表数据即可作出液沫夹带线2;3 液相负荷下限线对于平直堰,取堰上液层高度h OW ＝作为最小液体负荷标准;由式3-21得2/3,min 33,min 3600 2.84, 1.035101000s w s w L h E L m s l -⎛⎫==⨯ ⎪⎝⎭据此可作出与气体流量无关的垂直液相负荷下限线3; 4 液相负荷上限线以θ＝4s 作为液体在降液管中停留时间的下限3,max 40.40.470.01464f T SS A H L L m s θ==⨯==据此可作出与气体流量元关的垂直液相负荷上限线; 5 液泛线 令由联立得忽略h σ,将h OW 与L s,h d 与L s,h c 与V s 的关系式代人上式,并整理得式中：2/332/336002.84100.6722.04S owS L h L -⎛⎫=⨯⨯= ⎪⎝⎭将有关的数据代入整理,得222/311.4146815.11380.751S s s V L L =--在操作范围内,任取几个Ls 值,依上式计算出Vs 值,计算结果列于表3-22; 表3-22L s /m 3/sV s /m 3/s由上表数据即可作出液泛线5; 根据以上各线方程,可作出筛板塔的负荷性能图,如图所示;图3-23 精馏段筛板负荷性能图在负荷性能图上,作出操作点P,连接OP,即作出操作线;由图可看出,该筛板的操作上限为液泛控制,下限为漏液控制;由上图查得V s,max= m 3/s V s,min= m 3/s故操作弹性为 V s,max / V s,min=所设计筛板的主要结果汇总于表3-23; 提馏段 1 漏液线由,得2/3,min 0.1067 2.209SVo L =+在操作范围内,任取几个Ls 值,依上式计算出Vs 值,计算结果列于表3-19; 表3-19L s /m 3/sV s /m 3/s由上表数据即可作出漏液线; 2 液沫夹带线以 ev ＝液/kg 气为限,求 Vs-Ls 关系如下：由2/31.95618.593s s V L =-在操作范围内,任取几个Ls 值,依上式计算出Vs 值,计算结果列于表3-20; 表3-20L s /m 3/sV s /m 3/s1．66由上表数据即可作出液沫夹带线2; 3 液相负荷下限线对于平直堰,取堰上液层高度h OW ＝作为最小液体负荷标准;由式3-21得2/3,min 43,min 36002.84,9.0101000s w s w L h E L m s l -⎛⎫==⨯ ⎪⎝⎭据此可作出与气体流量无关的垂直液相负荷下限线3; 4 液相负荷上限线以θ＝4s 作为液体在降液管中停留时间的下限3,max 40.0145f T SS A H L L m sθ===据此可作出与气体流量元关的垂直液相负荷上限线; 5 液泛线 令由联立得忽略h σ,将h OW 与L s,h d 与L s,h c 与V s 的关系式代人上式,并整理得将有关的数据代入整理,得222/36.365319.242.36S s s V L L =--在操作范围内,任取几个Ls 值,依上式计算出Vs 值,计算结果列于表3-22; 表3-22L s /m 3/s由上表数据即可作出液泛线5; 根据以上各线方程,可作出筛板塔的负荷性能图,如图所示;所设计筛板的主要结果汇总于表;设计结果一览表项目符号单位计算数据精馏段提留段各段平均压强P m kPa 各段平均温度t m℃平均流量气相V S m3/s 液相L S m3/s实际塔板数N 块10 8板间距H T m塔的有效高度Z m塔径 D m空塔气速u m/s塔板液流形式单流型单流型溢流管型式弓形弓形堰长l w m堰高h w m溢流堰宽度W d m管底与受业盘距离h o m板上清液层高度h L m孔径d o mm孔间距t mm孔数n 个7551 5729 开孔面积m2筛孔气速u o m/s塔板压降h P kPa液体在降液管中停留时间τs降液管内清液层高度H d m 雾沫夹带 e Vkg 液/kg 气 负荷上限 雾沫夹带控制雾沫夹带控制负荷下限漏液控制 漏液控制气相最大负荷 V S ·max m 3/s 气相最小负荷 V S ·minm 3/s操作弹性9. 各接管尺寸的确定 1 进料管进料体积流量33112.5486.3912.44/0.0035/781.25fSf fFM V m h m s ρ⨯====取适宜的输送速度 2.0/f u m s =,故经圆整选取热轧无缝钢管YB231-64,规格：573mm φ⨯实际管内流速：240.00351.7/0.051f u m s π⨯==⨯2 釜残液出料管釜残液的体积流量：取适宜的输送速度 1.5/W u m s =,则经圆整选取热轧无缝钢管YB231-64,规格：503mm φ⨯ 实际管内流速：240.00221.45/0.044W u m s π⨯==⨯ 3 回流液管回流液体积流量利用液体的重力进行回流,取适宜的回流速度0.5/L u m s =,那么 经圆整选取热轧无缝钢管YB231-64,规格：1086mm φ⨯ 实际管内流速：240.00341.88/0.096W u m s π⨯==⨯ 4 塔顶上升蒸汽管塔顶上升蒸汽的体积流量： 取适宜速度20/V u m s =,那么经圆整选取热轧无缝钢管YB231-64,规格：32510mm φ⨯ 实际管内流速：24 1.2717.4/0.305SV u m s π⨯==⨯ 5 再沸气产生的蒸汽进口管通入塔的水蒸气体积流量： 取适宜速度020/u m s =,那么经圆整选取热轧无缝钢管YB231-64,规格：32010mm φ⨯ 实际管内流速：024 1.10325.43/0.235u m s π⨯==⨯ 二、个人总结课程设计是化工原理课程的一个总结性教学环节,是培养学生综合运用本门课程及有关选修课程的基本知识去解决某一设计任务的一次训练;在整个教学计划中,它也起着培养学生独立工作能力的重要作用;课程设计不同于平时的作业,在设计中需要学生自己做出决策,即自己确定方案,选择流程,查取资料,进行过程和设备计算,并要对自己的选择做出论证和核算,经过反复的分析比较,择优选定最理想的方案和合理的设计;所以,课程设计是培养学生独立工作能力的有益实践;通过课程设计,学生应该注重以下几个能力的训练和培养：1. 查阅资料,选用公式和搜集数据包括从已发表的文献中和从生产现场中搜集的能力；2. 树立既考虑技术上的先进性与可行性,又考虑经济上的合理性,并注意到操作时的劳动条件和环境保护的正确设计思想,在这种设计思想的指导下去分析和解决实际问题的能力；3. 迅速准确的进行工程计算的能力；整个设计是由论述、计算和绘图三部分组成;论述应该条理清晰,观点明确；计算要求方法正确,误差小于设计要求,计算公式和所用数据必须注明出处；图表应能简要表达计算的结果;设计后期的答辩,及时了解学生设计能力的补充过程,也是提高设计水平,交流心得和扩大收获的重要过程;答辩通常包括个别答辩和公开答辩两种形式;个别答辩的目的不仅是对学生进行全面考核,更主要的是促进学生开动脑筋,提高设计水平;所以,在个别答辩后,应允许学生修改补充自己的图纸和说明书;公开答辩是在个别答辩的基础上,选出几个有代表性的学生在全班公开答辩,实际上是以他们的中心发言来引导全班性的讨论,目的是交流心得、探讨问题和扩大收获;三、参考书目⑴匡国柱,史启才主编化工单元过程及设备课程教材,化学工业出版社,⑵天津大学华工学院柴诚敬主编化工原理下册,高等教育出版社,⑶大连理工大学主编化工原理下册,高等教育出版社,⑷谭天恩,李伟等编着过程工程原理,化学工业出版社,⑸大连理工大学化工原理教研室主编化工原理课程设计;⑹汤金石等着化工原理课程设计,化学工业出版社,⑺化学工业物性数据手册,有机卷。
化工原理(下)蒸馏章节例题
或
1 1.4 x ym m 0.0093
该操作线的斜率为 1.4，在 y 轴上的截距为－0.0093。由计算结果可看出，本 题提馏段操作线的截距值是很小的，一般情况下也是如此。 【例 5-5】 用一常压操作的连续精馏塔，分离含苯为 0.44（摩尔分率，以下同）
的苯—甲苯混合液，要求塔顶产品中含苯不低于 0.975，塔底产品中含苯不高于 0.0235。操作回流比为 3.5。试用图解法求以下两种进料情况时的理论板层数及 加料板位置。 （1）原料液为 20℃的冷液体。 （2）原料为液化率等于 1/3 的气液混合物。 已知 数据如 下 ：操作条 件下苯的 汽化 热为 389kJ/kg ；甲苯的汽化 热为 360kJ/kg。苯—甲苯混合液的气液平衡数据及 t-x-y 图见例 5-1 和图 5-1。 解： （ 1）温度为 20℃的冷液进料 ①利用平衡数据， 在直角坐标图上绘平衡曲线及对角线， 如本例附图 1 所示 。 在图上定出点 a（xD，xD） 、点 e（xF，xF）和点 c（xW，xW）三点。 ②精馏段操作线截距= x D 0.975 0.217 ，在 y 轴上定出点 b。连 ab，即得到
第五章 蒸馏
【例 5-1】 苯（A）与甲苯（B）的饱和蒸气压和温度的关系数据如本题附表 1 所示。试利用拉乌尔定律和相对挥发度，分别计算苯—甲苯混合液在总压 P 为 101.33kPa 下的气液平衡数据，并作出温度—组成图。该溶液可视为理想溶液。 例 5-1 附表 1 温度，℃ 80．1 85 116．9 46．0 90 135．5 54．0 95 155．7 63．3 100 179．2 74．3 105 204．2 86．0 110．6 240．0 101．33
t，℃ a x y
80．1
苯和甲苯物性参数
下图是板式塔的简略图:
表1苯和甲苯的物理性质
项目 分子式 分子量M 沸点（C ） 临界温度tc （C ）
临界压强F C （kPa ）
苯A
GH s 78.11 80.1 288.5 6833.4 甲苯B C 6H 5— CH 92.13 110.6
318.57 4107.7
表2 苯和甲苯的饱和蒸汽压
温度
c
80.1 85 90 95 100 105 110.6 r o P A ,kPa 101.33 116.9 135.5 155.7 179.2 204.2 240.0
P B , kPa
40.0
46.0 54.0 63.3 74.3 86.0 表3常温下苯一甲苯气液平衡数据（[2] :
P 8例1 — 1附表2）
温度
c
80.1 85 90 95 100 105 液相中苯的摩尔分率 1.000 0.780 0.581 0.412 0.258 0.130 汽相中苯的摩尔分率 1.000 0.900 0.777
0.630
0.456
0.262
表4 纯组分的表面张力（[1] : R 78附录图7）
温度
80
90
100
110
120
T
T
--■ - ■ .
1:
T
*- a 1
i - II ■
-厂
•冷凝水 T 苇長盂舉）
回潇躍
V m
I
再沸器
一塔顶产品 （或冷遥为谓出加热水蒸汽
表5 组分的液相密度（[1] : P382附录图8）
表6液体粘度比（[1] : P365）
表7常压下苯——甲苯的气液平衡数据
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