化工原理课程设计设计题目：苯-甲苯连续精馏塔浮阀塔的设计设计人：班级：学号：指导老师：设计时间：目录设计任务书 (3)前言 (4)第一章工艺流程设计 (5)第二章塔设备的工艺计算 (6)第三章塔和塔板主要工艺尺寸计算 (15)第四章塔板的流体力学验算 (18)第五章塔板负荷性能图 (21)第六章换热器的设计计算与选型 (25)第七章主要工艺管道的计算与选择 (28)结束语 (30)参考文献 (32)附录 (33)化工原理课程设计任务书设计题目：苯—甲苯连续精馏塔（浮阀塔）的设计一、工艺设计部分（一）任务及操作条件1. 基本条件：含苯25％(质量分数，下同)的原料液以泡点状态进入塔内，回流比为最小回流比的1.25倍。

2. 分离要求：塔顶产品中苯含量不低于95％，塔底甲苯中苯含量不高于2％。

3. 生产能力：每小时处理9.4吨。

4. 操作条件：顶压强为4 KPa (表压)，单板压降≯0.7KPa，采用表压0.6 MPa的饱和蒸汽加热。

（二）塔设备类型浮阀塔。

（三）厂址：湘潭地区（年平均气温为17.4℃）（四）设计内容1. 设计方案的确定、流程选择及说明。

2. 塔及塔板的工艺计算塔高（含裙座）、塔径及塔板结构尺寸；塔板流体力学验算；塔板的负荷性能图；设计结果概要或设计一览表。

3. 辅助设备计算及选型（注意：结果要汇总）。

4. 自控系统设计（针对关键参数）。

5. 图纸：工艺管道及控制流程图；塔板布置图；精馏塔的工艺条件图。

6. 对本设计的评述或有关问题的分析讨论。

二、按要求编制相应的设计说明书设计说明书的装订顺序及要求如下：1. 封面（设计题目，设计人的姓名、班级及学号等）2. 目录3. 设计任务书4. 前言（课程设计的目的及意义）5. 工艺流程设计6. 塔设备的工艺计算（计算完成后应该有计算结果汇总表）7. 换热器的设计计算与选型（完成后应该有结果汇总表）8. 主要工艺管道的计算与选择（完成后应该有结果汇总表）8. 结束语（主要是对自己设计结果的简单评价）9. 参考文献（按在设计说明书中出现的先后顺序编排，且序号在设计说明书引用时要求标注）10. 设计图纸三、主要参考资料[1] 化工原理；[2] 化工设备机械基础；[3] 化工原理课程设计；[4] 化工工艺设计手册四、指导教师安排杨明平；胡忠于；陈东初；黄念东五、时间安排第17周～第18周前言化工原理课程设计是化工原理教学的一个重要环节，是综合应用本门课程和有关其他课程所学知识，完成以单元操作为主的一次设计实践。

通过课程设计使学生掌握化工设计的基本程序和方法，并在查阅技术资料、选用公式和数据、用简洁文字和图表表达设计结果、制图以及计算机辅助计算等能力方面得到一次基本训练，在设计过程中还应培养学生树立正确的设计思想和实事求是、严肃负责的工作作风。

通过课程设计，我们可以完全的掌握整个连续精馏过程的每一个细节，并且能够综合运用所学的知识处理工业生产中的实际问题。

为不久的将来把知识转化为生产力打下了坚实的基础。

本次课程设计主要是从以下四个方面进行的：工艺流程设计；塔设备的工艺计算；换热器的设计计算与选型；主要工艺管道的计算与选择。

课程设计还会有各种设计图纸和参考文献等。

特别感谢杨明平老师、胡忠于老师、陈东初老师、黄念东老师、周珊同学（生科院09微生物）。

在他们的支持下我的课程设计才顺利完成。

第一章工艺流程设计本设计任务为分离苯-甲苯混合物。

对于该二元混合物的分离，应采用连续精馏过程。

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入精馏塔内。

塔顶上升蒸汽采用全凝器冷凝，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1.25倍。

塔釜采用间接蒸汽加热，塔底产品经冷却后送至储罐。

苯-甲苯连续精馏塔浮阀塔的流程的组成包括原料贮槽、原料泵、甲苯贮槽、甲苯泵、甲苯冷凝器、原料液预热器、再沸器、原料加热器、全凝器、苯冷却器、精馏塔、事故槽、蒸汽分配缸、回流罐、苯中间贮槽、苯贮槽、苯泵等附属设备。

第二章塔设备的工艺计算2.1 操作条件、基础数据及相关参数2.1.1 操作条件塔顶压力4KPA进料热状态泡点进料回流比为最小回流比的1.25倍塔底加热蒸气压力 0.6Mpa（表压）单板压降≯0.7kPa。

2.1.2 基础数据进料中苯含量（质量分数）25%塔顶苯含量（质量分数）95%塔釜苯含量（质量分数）2%生产能力（吨/小时）9.42.1.3相关物性参数苯和甲苯的物理参数见下表[1]：分子式相对分子质量沸点℃临界温度℃临界压力KPa 苯（A）C6H6 78.11g/mol 80.1 288.5 6833.4甲苯（B）C7H8 92.13g/mol 110.6 318.57 4107.7饱和蒸汽压：苯、甲苯的饱和蒸汽压可用Antoine方程计算[1]：A B C苯 6.023 1206.35 220.34甲苯 6.078 1343.94 219.58 苯、甲苯的相对密度见下表[1]：温度（℃）80 90 100 110 120 苯815 803.9 792.5 780.3 768.9甲苯810 800.2 790.3 780.3 770.0液体表面张力见下表[1]： 苯甲苯液体粘度见下表[1]：2.2 精馏塔的物料衡算2.2.1 原料液及塔顶、塔顶产品的摩尔分率 苯的摩尔质量 M A =78.11 kg/kmol 甲苯的摩尔质量 M B =92.13 kg/kmolx F =13.92/75.011.78/25.011.78/25.0+=0.281 x D =13.92/05.011.78/95.011.78/95.0+=0.957x W =13.92/98.011.78/02.011.78/02.0+=0.024 2.2.2 原料液及塔顶、塔底产品的平均摩尔质量M F = 0.281×78.11+（1-0.281）×92.13=88.19kg/kmol M D = 0.957×78.11+（1-0.957）×92.13=78.71 kg/kmol M W= 0.024×78.11+（1-0.024）×92.13=91.79kg/kmol 2.2.3 物料衡算 生产能力 9400kg/h塔顶产量 D=71.789400=11.943kmol/h 总物料衡算 F=119.43+W苯物料衡算 0.25F=0.95×11.943+0.02W温度（℃）80 90 100 110 120 苯 21.27 20.06 18.85 17.66 16.49 甲苯21.6920.5919.9418.4117.31mPa 80 90 100 110 120 苯 0.308 0.279 0.255 0.233 0.215 甲苯0.3110.2860.2640.2540.228联立解得 F =36.348 kmol/hW=24.045 kmol/h2.3全塔效率E T依据4-18[1] E T=0.17-0.616错误！未找到引用源。

根据塔顶、塔底液相组成查4-23[1],求得塔平均温度为95.15℃，该温度下料液相平均粘度为：μm=0.281μ苯+（1-0.281）μ甲苯=0.281×0.267+0.719×0.275=0.273mPa.s故ET=0.17-0.616错误！未找到引用源。

=0.517≈52%2.4 塔板数的确定2.4.1 理论塔板层数NT的求取苯—甲苯属理想物系，可采用图解法求理论板层数。

2.4.1.1.绘t-x-y图和x-y图由手册[1]查的苯-甲苯物系的气液平衡数据表一[苯（101.3KPa）/%（mol）]温度t℃液相中苯的摩尔分率x 气相中苯的摩尔分率y 110.56 0.00 0.00109.91 1.00 2.50108.79 3.00 7.11107.61 5.00 11.2105.05 10.00 20.8102.79 15.00 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 75.588.80 60.0 79.187.63 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 由上数据可绘出和t-x-y图和x-y图。

图一图二2.4.1.2.最小回流比及操作回流比的确定采用作图法求最小回流比。

因为是泡点进料，则x F =x q ，在图二中对角线上，自点（0.281,0.281）作垂线即为进料线（q 线），该线与平衡线的交点坐标为y q = 0.486 xq=0.281 故最小回流比为R min =q q qD x y y x --=281.0486.0486.0957.0--=2.298则操作回流比为R= 1.25R min =1.25×2.298=2.873 2.4.1.3精馏塔气、液相负荷的确定L=RD=2.873×119.43=343.12kmol/hV=(R+1)D=（2.873+1）×119.43=462.55 kmol/h L ′=L+F=343.12+363.48=706.60kmol/hV ′=V=462.55kmol/h2.4.1.4.求操作线方程精馏段操作线方程为=⨯+=+=0.95755.46243.11955.46212.343L x x V D x V y D 0.742x+0.247提馏段操作线方程为=⨯-=-=024.055.46205.244'55.46260.706'''''x x V W x V L y w 1.561x+0.0132.4.1.5.图解法求理论板层数采用图解法求理论板层数，如图二所示。

求解结果为总理论塔板数 N T =17（包括再沸器）进料板位置 N F =82.4.2.实际塔板数的求取精馏段实际板层数 N 精=7/0.52=13.46≈14提馏段实际板层数 N 提=10/0.52=19.23≈202.5 精馏塔的工艺条件及有关物性的计算2.5.1操作压力计算塔顶操作压力 P D =4+101.3=105.3kPa每层塔板压降 ΔP=0.70 kPa进料板压力 P F =105.3+0.70×14=115.1kPa精馏段平均压力 P m =（105.3+115.1）/2=110.2 kPa2.5.2. 操作温度计算由图二得出塔顶温度 t D =81.10 ºC进料板温度 t F =97.56 ºC精馏段平均温度 t m =（81.10+97.56）/2=89.32 ºC2.5.3. 平均摩尔质量计算塔顶平均摩尔质量计算由x D =y 1=0.957，查图二得x 1=0.90M VDm =0.957×78.11+（1-0.957）×92.13=78.71 kg/kmolM LDm = 0.90×78.11+（1-0.90）×92.13=79.51 kg/kmol进料板平均摩尔质量计算由图二解理论板，得M VFm =0.4282×78.11+（1-0.4282）×92.13=86.13 kg/kmolM LFm =0.2665×78.11+（1-0.2665）×92.13=88.25kg/kmol精馏段平均摩尔质量M Vm =（78.71+86.13）/2=82.42 kg/kmolM Lm =（79.51+88.25）/2=83.88 kg/kmol2.5.4.平均密度计算2.5.4.1. 气相平均密度计算由理想气体状态方程计算，即ρVm =m Vm mP M RT = 88.2)15.27332.89314.842.8215.105=+⨯⨯（kg/m3 2.5.4.2. 液相平均密度计算液相平均密度依下式计算，即1/ ρLm =∑i i a ρ/塔顶液相平均密度的计算有t D =81.10 ºC ，查手册[1]得ρA =812 kg/m3 ρB =809 kg/m3ρLDm =55.883809/043.0812/957.01=+ kg/m3 进料板液相平均密度计算 有t F =97.46 ºC ，查手册[1]得ρA =789kg/m3 ρB =797kg/m3进料板液相的质量分率αA= 238.013.927335.011.782665.011.782665.0=⨯+⨯⨯ρLFm =91.794797/762.0789/238.01=+ kg/m3 精馏段液相平均密度为 ρLm =（883.55+794.91）/2=839.23kg/m32.5.5 液体平均表面张力计算液相平均表面张力依下式计算，即∑=i i Lm x σσ塔顶液相平均表面张力的计算有t D =81.10 ºC ，查手册[1]得σA =21.10 mN/m σB =21.30 mN/mσLDm =0.957×21.10+0.043×21.30=21.11 mN/m进料板液相平均表面张力的计算有t F =97.46 ºC ，查手册[1]得σA =19.10 mN/m σB =19.60 mN/mσLFm =0.323×19.10+0.677×19.60=19.44 mN/m精馏段液相平均表面张力为σLm = （21.11+19.44）/2=20.28 mN/m2.5.6.液体平均黏度计算液相平均粘度依下式计算，即∑=i i Lm x μμ塔顶液相平均粘度的计算由t D =81.10ºC ，查[1]得μA =0.302 μB =0.304LDm μ=0.957×0.302+0.043×0.304=0.302 mPa •s进料板液相平均粘度的计算由t F =97.46ºC ，查手册[1]得μA =0.26 μB =0.29L F m μ=0.2665×0.26+0.7225×0.29=0.280 mPa •s精馏段液相平均粘度为μm =（0.302+0.280）/2=0.291 mPa •s2.6 精馏段气液负荷计算V=(R+1)D=(2.873+1) ×11.943=46.255 kmol/h精馏段的气、液相体积流率为368.088.2360042.8255.4623600=⨯⨯==VmVms VM V ρm 3/s 00095.023.839360088.83312.343600=⨯⨯==Lm Lms LM L ρm 3/s L h =3.4.2 m 3/s第三章 塔和塔板主要工艺尺寸计算3.1 塔径D参考表4-1[1]初选板间距HT=0.40m,取板上液层高度hl=0.06m 。