化工原理课程设计院系：化学化工学院专业：化学工程与工艺班级： 11级化工2班*名：**学号：**********指导教师：**2013年12月15日——2014年01月3日课程设计任务书一、设计题目苯-甲苯分离过程浮阀板精馏塔设计二、设计任务1.原料名称:苯-甲苯二元均相混合物；2.原料组成：含苯42%（质量百分比）；3.产品要求：塔顶产品中苯含量不低于97%，塔釜中苯含量小于1.0%；4.生产能力：年产量5万吨/年；5.设备形式：浮阀塔；6.生产时间：300天/年，每天24h运行；7.进料状况：泡点进料；8.操作压力：常压；9.加热蒸汽压力：270kPa10.冷却水温度：进口20℃，出口45℃；三、设计内容1.设计方案的选定及流程说明2.精馏塔的物料衡算3.精馏塔的工艺条件及有关物性数据的计算（加热物料进出口温度、密度、粘度）4.塔板数的确定5.精馏塔塔体工艺尺寸的计算6.塔板主要工艺尺寸的计算7.塔板的流体力学验算8.塔板负荷性能图9.换热器设计10.馏塔接管尺寸计算11.绘制生产工艺流程图（带控制点、机绘，A2图纸）12.绘制板式精馏塔的总装置图（包括部分构件，A1图纸）13.撰写课程设计说明书一份四、设计要求1.工艺设计说明书一份2.工艺流程图一张，主要设备总装配图一张（采用AutoCAD绘制）五、设计完成时间2013年12月16日～2014年01月01日目录概述 (6)第一章塔板的工艺设计 (7)第一节精馏塔全塔物料衡算 (7)第二节基本数据 (8)第三节实际塔板数计算 (15)第四节塔径的初步计算 (16)第五节溢流装置 (17)第六节塔板布置及浮阀数目与排列 (19)第二章塔板的流体力学计算 (21)第一节气体通过浮阀塔的压降 (21)第二节液泛 (21)第三节雾沫夹带 (22)第四节塔的负荷性能图 (23)第三章塔附件设计 (28)第一节接管 (28)第二节筒体与封头 (30)第三节塔的总体高度 (31)第四章附属设备设计 (33)第一节原料预热器 (33)第二节塔顶冷凝器 (34)第三节再沸器 (34)第四节泵的计算与选型 (35)参考文献 (37)概述本设计任务为分离苯-甲苯混合物。

对于该二元均相混合物的分离，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1.2～2倍。

塔釜采用间接蒸汽加热，塔底产品经冷却后送至储罐。

本设计的目的是分离苯～甲苯二元均相混合物，选用板式浮阀塔。

工艺流程确定及说明1.塔板类型精馏塔的塔板类型有三种：泡罩塔板，筛孔塔板，浮阀塔板。

浮阀塔板具有结构简单，制造方便，造价低等优点，且开孔率大，生产能力大，操作弹性大，汽液接触时间长，因此塔板效率高。

本设计采用板式浮阀塔2.加料方式本精馏塔加料选择泵直接加料，结构简单，安装方便，而且可以引入自动控制系统来实时调节流量及流速。

3.进料状况本精馏塔选择泡点进料。

4.塔顶冷凝方式苯与甲苯不反应，且容易冷凝，故本精馏塔塔顶选择全凝器，用水冷凝。

5.回流方式本设计处理量大，所需塔板数多，塔较高，回流冷凝器不适宜塔顶安装，故采用强制回流。

6. 进料状况加热方式可分为：直接蒸汽加热和间接蒸汽加热。

直接蒸汽加热在一定的回流比条件下，塔底蒸汽对回流液有一定的稀释作用，从而使理论板数增加，设备费用上升，所以本设计采用间接蒸汽加热（135℃）。

7. 操作压力苯-甲苯在常压下相对挥发度较大，因此在常压下也比较容易分离，故本设计采用常压精馏。

第一章 塔板的工艺设计第一节 精馏塔全塔物料衡算1.原料液级塔顶、塔底产品的摩尔分率已知苯的摩尔质量Kmol Kg M A /11.78= 甲苯的摩尔质量Kmol Kg M B /13.92= 原料液组成XF (摩尔分数，下同) 4607.013.92/58.011.78/42.011.78/42.0=+=F X 塔顶组成 9744.013.92/03.011.78/97.011.78/97.0=+=D X 塔底组成 0118.013.92/99.011.78/01.011.78/01.0=+=W X 2. 原料液及塔顶、塔底产品的平均摩尔质量Kmol Kg M F /67.8513.92)4607.01(11.784607.0=⨯-+⨯=Kmol Kg Md /47.7813.92)9744.01(11.789744.0=⨯-+⨯=0.011878.11(10.0118)92.1391.96/W M Kg Kmol =⨯+-⨯=3. 物料衡算一年以300天，一天以24小时计，计算可得塔顶产品流率：D=5×10000×1000／（78.47×300×24）=88.50Kmol/h全塔物料衡算：F=88.50＋W F ×0.4607=88.50×0.9744＋W ×.0118 解的F ＝189.78kmol/h W ＝101.28kmol/h第二节 基本数据1.各种定性温度由下表中的数据，采用内插法计算一下温度(液相温度)t 94.0992.6994.09=454046.0740F ---- 得F t =92.39℃ t 80.0180.2180.01=9910097.44100D ---- 得D t =80.52℃ t 108.79109.91108.79=13 1.183W ---- 得W t =109.81℃ 精馏段的平均温度为： 12F D t t t +==86.46℃ 提馏段的平均温度为： 22F W t t t +==101.10℃ 精馏段：1t =86.46℃ 由表1内差法可得1x =69.44% 1y =85.86%精馏段液相平均摩尔质量：10.694478.11(10.6944)92.13L M =⨯+-⨯=82.39kg/kmol精馏段气相平均摩尔质量：10.858678.11(10.8586)92.13V M =⨯+-⨯=80.09 kg/kmol提馏段：2t =101.10℃ 由表1内差法可得2x =22..96% 2y =40.99% 提馏段液相平均摩尔质量：20.229678.11(10.2296)92.13L M =⨯+-⨯=88.91kg/kmol提馏段气相平均摩尔质量：20.409978.11(10.4099)92.13V M =⨯+-⨯=86.38kg/kmol表1 苯-甲苯汽液平衡数据2.密度表2不同温度苯-甲苯的密度对于混合液体的密度 ：A B L B B 1a a ρρρ=+（其中a A 为质量分率）对于混合气体的密度 ：0022.4V T pM Tp ρ=（其中M 为平均摩尔质量） ①精馏段： 1t =86.46℃由表2内差法可得 3807.83Kg.m ρ-=苯 3803.67Kg.m ρ-=甲苯11178.11a 78.1192.13(1)A x x x =+-=0.658 a 1a B A =-=0.342 由A B L B B 1a a ρρρ=+计算得 L ρ=806.403Kg.m - 由0022.4V T pM Tp ρ=计算得 V ρ=2.723Kg.m - ②提馏段： 2t =101.10℃ 由表2内差法可得 3791.16Kg.m ρ-=苯 3789.20Kg.m ρ-=甲苯22278.11a 78.1192.13(1)A x x x =+-=0.2017 a 1a B A =-=0.7983 由A B L B B 1a a ρρρ=+计算得 L ρ=783.343Kg.m - 由0022.4V T pM Tp ρ=计算得 V ρ=2.823Kg.m - 3.粘度表3不同温度苯-甲苯的密度由内差法分别求得精馏段与提馏段平均温度下苯和甲苯的粘度 ①精馏段： 1t =86.46℃计算得 μ苯=0.289mPa ·s μ甲苯=0.295 mPa ·s 则精馏段平均粘度为：()11=x μμμ+1苯甲苯1-x =0.291mPa ·s ②提馏段： 2t =101.10℃计算得 μ苯=0.251mPa ·s μ甲苯=0.262 mPa ·s 则提馏段平均粘度为：()222=x μμμ+苯甲苯1-x =0.260 mPa ·s 4.表面张力表4不同温度苯-甲苯的表面张力液相平均表面张力依下式计算，即：∑==ni ii Lm x 1σσ①精馏段： 1t =86.46℃由内差法计算得 σ苯=20.88mN/m σ甲苯=20.98 mN/m精馏段平均表面张力为：()20.850.694420.9410.6944Lm σ=⨯+⨯-=20.90 mN/m②提馏段： 2t =101.10℃由内差法计算得 σ苯=18.72 mN/m σ甲苯=19.77 mN/m 提馏段平均表面张力为：()18.650.229619.6810.2296Lm σ=⨯+⨯-=19.23mN/m5.相对挥发度查相关化工手册可得苯的安托因常数为： A=6.0355 B=1211.033 C=220.79 甲苯的安托因常数为：A=6.07954 B=1344.8 C=219.482①精馏段 1t =86.46℃（A 代表苯，B 代表甲苯，下同）1211.033lg 6.0355 2.09286.46220.79A P =-=+ 123.6A P KPa=1344.8lg 6.07954 1.68486.46219.482B P =-=+ 48.98B P KPa=则1123.62.5648.3A BP P α=== ②提馏段 2t =101.10℃1211.033lg 6.0355 2.28101.10220.79A P =-=+ 190.55A P KPa=1344.8lg 6.07954 1.88101.10219.482B P =-=+ 76.70B P KPa=则2190.552.4876.70A BP P α===全塔的相对挥发度为： 2.52α=== 6.实际回流比由于是泡点进料，有q=1，q 线为一垂直线，X=Xf=0.4607根据相平衡方程有() 2.520.4607111 1.520.4607q q q x y x αα⨯==+-+⨯=0.6828 则最小回流比为min 0.97440.68280.68280.4607D q q qx y R y x --==--=1.31取实际回流比为最小回流比的1.6倍: R=1.6×1.31=2.096 7.精馏塔的气、液相负荷 ①精馏段液相流量 ： 2.09688.50185.50/L RD Kmol h ==⨯= 气相流量 ：(1)(2.0961)88.50274.00/V R D Kmol h =+=+⨯=液相体积流量：3185.5082.390.00527/36003600806.08Lm S Lm LM L m s ρ⨯===⨯气相体积流量：380.09274.002.241/36003600 2.72Vm S Vm VM V m s ρ⨯===⨯馏段操作线方程：1 2.0960.97440.6770.314711 2.0961 2.0961D n n n n x R y x x x R R +=+=+=+++++ ②提馏段液相流量： '185.50189.78375.28/L L qF Kmol h =+=+= 气相流量： '274.00/V V Kmol h ==液相体积流量：3375.2888.910.01118/36003600789.57Lm S Lm L M L m s ρ'⨯===⨯气相体积流量：386.64185.381.582/360036002.82Vm S Vm V M V m s ρ'⨯===⨯提馏段操作线方程：1375.28101.28 1.3700.00436375.28101.28375.28101.28w m m m m Wx L qFy x L qF W L qF Wx x ++=-+-+-=-=---表5精馏段提馏段数据汇总第三节 实际塔板数计算1.理论塔板数由芬斯克方程可知 min1lg 11lg W D D W mx x x x N α⎡⎤⎛⎫⎛⎫-⎢⎥⎪ ⎪-⎝⎭⎝⎭⎣⎦=-= min0.974410.0118lg 10.97440.01181lg 2.52N ⎡-⎤⎛⎫⎛⎫ ⎪⎪⎢⎥-⎝⎭⎝⎭⎣⎦=-=7.80min 2.096 1.311 2.0961R R R --=++=0.254 由吉利兰图可查的min2N N N -=+0.415 (天大化工原理下册P37)解得N=14.76 圆整N=15（不包括再沸器） 精馏段最小理论塔板数：min11lg 11lg D F D F x x x x N α⎡⎤⎛⎫⎛⎫-⎢⎥ ⎪⎪-⎝⎭⎝⎭⎣⎦=-= min 0.974410.4607lg 10.97440.46071lg 2.56N ⎡-⎤⎛⎫⎛⎫ ⎪⎪⎢⎥-⎝⎭⎝⎭⎣⎦=-=3.04 前面已计算得min2N N N -=+0.415 ⇒N=6.615所以进料板为自塔顶向下第7块板精馏段理论板数为7块，提馏段理论板数为8块（不包括再沸器）2.实际塔板数精馏段和提馏段粘度的平均值为：L μ=（0.291+0.260）/2=0.275mPa ·s全塔效率估算: 0.2450.49()TL E αμ-==0.2450.49(0.275 2.52)-⨯=53.9%精馏段实际板数为：7==13.00.539N 精 提馏段实际板数为：8==14.8150.539N ≈提（不包括再沸器） 此精馏塔实际塔板数为 N=13+15=28块（不包括再沸器）第四节 塔径的初步计算本精馏塔设计：板间距取HT=0.44m 板上液层高度取HL=0.06m HT-HL=0.39m ①精馏段11220.00527806.400.04052.241 2.72S L SV L V ρρ⎛⎫⎛⎫== ⎪ ⎪⎝⎭⎝⎭查史密斯关联图(天大化工原理下册P158)得：20C =0.082物系表面张力修正：0.20.2ml 2020.91=0.082=0.0822020C C σ⎛⎫⎛⎫=⨯ ⎪ ⎪⎝⎭⎝⎭max 1.42m/s μ== 取1max =0.7=0.7 1.42=0.995m/s μμ⨯1D 1.39m ===②提馏段11220.01118783.340.07992.331 2.82S L SV L V ρρ⎛⎫⎛⎫== ⎪ ⎪⎝⎭⎝⎭查史密斯关联图(天大化工原理下册P158)得：20C =0.077物系表面张力修正：0.20.2ml 2019.53=0.077=0.07672020C C σ⎛⎫⎛⎫=⨯ ⎪ ⎪⎝⎭⎝⎭max 1.276m/s μ==取2max =0.7=0.7 1.276=0.893m/s μμ⨯2D 1.824m ===经圆整取D=1750mm ，则塔截面积为2T A 4D π==2.4041m 2精馏段实际空塔气速为：10.932/STV u m s A == 馏段实际空塔气速为：20.97/STV u m s A == 第五节 溢流装置1.堰长由计算的塔径及塔内液体流量，本精馏塔选用单溢流，弓形降液管，溢流堰选择平直堰。