苯和甲苯混合体系分离过程.doc

《苯和甲苯混合体系分离过程.doc》由会员上传分享，免费在线阅读，更多相关内容在教育资源-天天文库。

1、潍坊学院化工原理课程设计2011-2012学年度化学化工学院化学工程与工艺专业班级2009级二班学号09071240231题目名称苯和甲苯混合体系分离过程设计学生姓名陈秋霖童松指导老师郭焕美2011年11月23日星期三一、课题名称苯和甲苯混合体系分离过程二、课题条件（原始数据）1、设计方案选定原料：笨-甲苯年处理量qn/D=22000tXD=99%XF=50%Xw<2%2、操作条件操作压力：常压进料热状态：泡点进料冷却水38℃加热蒸汽：0.2Mpa塔顶全凝器，中间泡点进料，连续精馏3、设备塔形：填料塔三、设计内容1

2、、概述2、流程的确定和说明3、精馏塔的设计计算4、附属设备及主要附件的选型计算5、设计结果记录6、工艺流程图设计内容摘要：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。本设计题目是苯—甲苯二元物系板式精馏塔的设计，在确定工艺要求下，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：填料塔；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。根据塔内气液接触部件的结构形

3、式，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，他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求是（1）生产能力大；（2）传热传质效率高；（3）气液摩擦阻力小；（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。苯的沸点80.1℃，熔点5.5℃，在常温下为无色、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，

4、苯难溶于水，1千克水中最高溶解1.7g苯，但苯是一种良好的有机溶剂，溶解有机分子和非极性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，苯只能不完全燃烧，火焰呈黄色，甲苯的熔点为-95℃，沸点111℃，有一种特殊芳香味，在常温常压下为无色透明液体，密度为0.866g/ml，对光有很强折射作用，几乎不溶于水，甲苯粘性为0.6mPa.s也就是说它粘性小于水，甲苯热值94KJ/Kg，燃点535℃.二、流程的确定和说明1、加料方式选用泵加料，泵和自动调节装置配合控制进料。2、进料状态泡点进料3、冷凝方式采用

5、全凝器4、回流方式重力回流5、加热方式间接加热6、加热器管壳式换热器三、精馏塔的设计计算第一节精馏塔工艺计算1、全塔物料衡算MA=78.11Kg/molMB=92.14Kg/molXF=XD=XW=原料液及塔顶、塔底的平均摩尔质量MD=0.9915X78.11+(1-0.9915)X92.14=78.23Kg/KmolMF=0.5412X78.11+(1-0.5412)X92.14=84.55Kg/KmolMW=0.0235X78.11+(1-0.0235)X92.14=91.81Kg/Kmol物料衡算F=D+W及F

6、*XF=D*XD+W*XW得D=39.06Kmol/hW=33.98Kmol/hF=73.04Kmol/h常压下苯—甲苯的气液平衡与温度的关系温度t/℃110.61o6.1102.298.695.292.189.486.884.482.381.280.2气相苯y/(mol%)021.237.050.061.871.078.985.391.495.797.9100.0液相苯x/(mol%)08.820.030.039.748.959.270.080.390.395.0100.0由于q=1，由气液平衡数据，用内插法求得进料

7、液温度=得tF=90.34℃苯的沸点为80.1℃，甲苯的沸点为110.8℃在tF下由安托尼方程得lgPA0=6.01-lgPB0=6.080-1、当温度为80.1℃时，PA0=101.4846KpaPB0=38.9656Kpaa1==2.60452、当温度为110.8℃时，PA0=239.3316KpaPB0=101.8357Kpaa2==2.35a===2.45372、最小回流比的求取由于是饱和液体进料，有q=1，q线为一条垂直线，故Xp=XF=0.5412根据相平衡方程yp==最小回流比为Rmin=[-]=1.23

8、取回流比为最小回流比的2倍，即R=2Rmin=2.463、精馏塔气液相负荷L=RD=2.46X39.06=96.09kmol/hV/=V=(1+R)D=(1+2.46)X39.06=135.15kmol/hL/=V/+W=135.15+33.98=169.12Kmol/h4、操作线方程精馏段操作线方程Yn+1=Xn+=Xn+=0.