设计任务书设计题目:苯一甲苯连续精馆浮阀塔设计设计条件：常压：p = \atni处理量：\OOKm叫h进料组成：亏=0.45憎出液组成：= 0.98釜液组成：忑=0.02 (以上均为摩尔分率)塔顶全凝器：泡点回流回流比：R = (l」一 2.0)/?n,n加料状态：§ = 0.96单板压降：< 0.7 kp a设计要求：(1)完成该精镭塔的工艺设计(包括物料衡算、热量衡算、筛板塔的设计•算)。
(2)画出带控制点的工艺流程图、塔板负荷性能图、精憎塔工艺条件图。
(3)写出该精憾塔的设计说明书，包括设计结果汇总和设计评价。
目录摘要 (1)绪论 (2)设计方案的选择和论证 (3)第一章塔板的工艺计算 (4)基础物性数据 (4)1.2精憎塔全塔物料衡算 (4)1.2.1已知条件 (4)1.2.2物料衡算 (5)1.2.3平衡线方程的确泄 (5)1.2.4求精餾塔的气液相负荷 (6)1.2.5操作线方程 (6)1.2.6用逐板法算理论板数 (6)1.2.7实际板数的求取 (7)1.3精憎塔的工艺条件及有关物性数据的计算 (8)1.3.1进料温度的汁算 (8)1.3.2操作压力的计算 (8)1.3.3平均摩尔质量的计算 (8)1.3.4平均密度计算 (9)1.3.5液体平均表而张力计算 (10)1.3.6液体平均粘度il•算 (10)1.4精慵塔工艺尺寸的计算 (10)1.4.1塔径的计算 (10)1.4.2精懾塔有效高度的计算 (11)1.5塔板主要工艺尺寸的计算 (12)1.5.1溢流装宜计算 (12)1.6浮阀数目、浮阀排列及塔板布宜 (13)1.7塔板流体力学验算 (14)1.7.1计算气相通过浮阀塔板的静压头降hf (14)1.7.2计算降液管中淸夜层高度Hd (15)1.7.3计算雾沫夹带量ey (15)1.8塔板负荷性能图 (16)1.&1雾沫夹带线 (16)1.&2液泛线 (17)1.&3液相负荷上限线 (18)1.&4漏液线 (18)1.&5液相负荷下限线 (18)1.9小结 (19)第二章热量衡算 (20)2.1相关介质的选择 (20)2.1.1加热介质的选择 (20)2.1.2冷凝剂 (20)2.2热量衡算 (20)第三章辅助设备 (23)3.1冷凝器的选型 (23)3.1.1计算冷却水流量 (23)3.1.2冷凝器的计算与选型 (23)3.2冷凝器的核算 (24)3.2.1管程对流传热系数＜辽 (24)3.2.2计算壳程流体对流传热系数0 (25)3.2.3污垢热阻 (26)3.2.4核算传热而积 (26)3.2.5核算压力降 (26)第四章塔附件设计 (29)4.1接管 (29)4.1.1进料管 (29)4.1.2回流管 (29)4.1.3塔底出料管 (29)4.1.4塔顶蒸气出料管 (30)4.1.5塔底进气管 (30)4.2筒体与封头 (30)4.2.1 筒体 (30)4.2.2 封头 (30)4.3除沫器 (31)4.4裙座 (31)4.5人孔 (31)4.6塔总体髙度的设计 (32)4.6.1塔的顶部空间高度 (32)4.6.2塔的底部空间高度 (32)4.6.3塔立体髙度 (32)设计结果汇总 (33)结束语 (34)参考文献 (35)主要符号说明 (36)附录 (38)化工生产常需进行二元液相混合物的分离以达到提纯或回收有用组分的U的，精镭是利用液体混合物中各组分挥发度的不同并借助于多次部分汽化和多次部分冷凝达到轻重组分分离忖的的方法。
精镭操作在化工、石油化工、轻工等工业生产中占有重要的地位。
为此，掌握气液相平衡关系，熟悉各种塔型的操作特性，对选择、设计和分析分离过程中的各种参数是非常重要的。
塔设备是化工、炼油生产中最重要的设备类型之一。
本次设计的浮阀塔是化工生产中主要的气液传质设备。
此设计•针对二元物系的精镭问题进行分析、选取、计算、核算、绘图等，是较完整的精憎设计过程，该设计方法被工程技术人员广泛的釆用。
本设计书对苯和屮苯的分离设备一浮阀精係塔做了较详细的叙述，主要包括：工艺计算，辅助设备计算，塔设备等的附图。
采用浮阀精懈塔，塔高13.11米，塔径1.4米，按逐板计算理论板数为25。
算得全塔效率为0.534。
塔顶使用全凝器，部分回流。
精憎段实际板数为13,提谓段实际板数为12。
实际加料位置在第13块板（从上往下数），操作弹性为3・43。
通过板压降、漏液、液泛、雾沫夹带的流体力学验算，均在安全操作范围内。
塔的附属设备中，所有管线均釆用无缝钢管。
再沸器采用卧式浮头式换热器。
用140°C饱和蒸汽加热，用15°C循水作冷凝剂。
饱和蒸汽走管程，釜液走壳程。
关键词：苯一屮苯、精镭、图解法、负荷性能图、精镭塔设备结构化工生产中常需进行液体混合物的分离以达到提纯或回收有用组分的U的。
互溶液体混合物的分离有多种方法，蒸懾及精憎是其中最常用的一种。
蒸懈是分离均相混合物的单元操作之一，精镭是最常用的蒸憾方式，是组成化工生产过程的主要单元操作。
为实现高纯度的分离已成为蒸镭方法能否广泛应用的核心问题，为此而提出了精係过程。
精憎的核心是回流，精係操作的实质是塔底供热产生蒸汽回流，塔顶冷凝造成液体回流。
我们工科大学生应具有较高的综合能力、解决实际生产问题的能力和创新的能力。
课程设计是一次让我们接触并了解实际生产的大好机会，我们应充分利用这样的机会去认真去对待。
而新颖的设计思想、科学的设计方法和优秀的设计作品是我们所应坚持努力的方向和追求的目标。
浮阀塔盘自20世纪50年代初期开发以来，由于制造方便及其性能上的优点，很多场合已取代了泡罩塔盘。
这类塔盘的塔盘板开有阀孔，安置了能在适当范围内上下浮动的阀片，其形状有圆形、条形及方形等。
山于浮阀与塔盘板之间的流通面积能随气体负荷的变动而自动调节, 因而在较宽的气体负荷范圉内，均能保持稳定操作。
气体在塔盘板上以水平方向吹出，气液接触时间长，雾沫夹带量少，液面落差也较小。
与泡罩塔盘相比，处理能力较大，压力降较低，而塔板效率较高，缺点是阀孔易磨损，阀片易脱落。
操作气速不可能会很高，因为会产生严重的雾沫夹带，这就限制了生产能力的进一步提高。
具有代表性的浮阀塔有F1型（V1型）浮阀塔板、重盘式浮阀塔、盘式浮阀、条形浮阀及锥心形浮阀等。
准确的控制回流比。
此次设计是在常压下操作。
因为这次设计采用间接加热，所以需要再沸器。
回流比是精镭操作的重要工艺条件。
选择的原则是使设备和操作费用之和最低。
在设讣时要根据实际需要选定回流比。
图仁2设讣思路流程图仁本设计采用连续精係操作方式。
2、常压操作。
3、泡点进料。
4、间接蒸汽加热。
5、选R=2.0Rmino 6、塔顶选用全凝器。
7、选用浮阀塔。
在此使用浮阀塔，浮阀塔塔板是在泡罩塔板和筛孔塔板的基础上发展起来的，它吸收了两者的优点，其突出优点是可以根据气体的流量自行调节开度，这样就可以避免过多的漏液。
另外还具有结构简单，造价低，制造方便，塔板开孔率大，生产能力大等优点。
浮阀塔一直成为化工生中主要的传质设备，其多用不锈钢板或合金。
近年来所研究开发出的新型浮阀进一步加强了流体的导向作用和气体的分散作用，使气液两相的流动接触更加有效，可显著提高操作弹性和效率。
从苯一甲苯的相关物性中可看出它们可近似地看作理想物系。
而且浮阀与塔盘板之间的流通面积能随气体负荷的变动而自动调节，因而在较宽的气体负荷范圉内，均能保持稳定操作。
气体在塔盘板上以水平方向吹出，气液接触时间长，雾沫夹带量少，液面落差也较小。
第一章塔板的工艺设计1.1基础物性数据表温度°C0 20 40 60 80 100 120苯mPas0.638 0.485 0.381 0.308 0.255 0.215甲苯mPas0.758 0.58 0.459 0.373 0.311 0.264 0.228 表1・2 苯、屮苯的密度温度°C0 20 40 60 80 100 120■ ■877.4 857.3 836.6 815.0 792.5 767.9 苯kg / nr885.6 867.0 848.2 829.3 810.0 790.3 770.0 甲苯kg / nt1 3温度°C0 20 40 60 80 100 120苯mN / n t31.60 28.80 26.25 23.74 21.27 1&85 16.49甲苯〃tN/m30.89 28.54 26.22 23.94 21.69 19.49 17.34 表「4 苯、中苯的摩尔定比热容温度°C0 50 100 15072.7 89.7 104.8 118.1苯kJ / (kmohk)甲苯kJ/(kmol^k)93.3 113.3 131.0 146.6表1・5 苯、甲苯的汽化潜热温度°C20 40 60 80 100 120苯kJ/kg431.1 420.0 407.7 394.1 379.3 363.2甲苯kJ/kg412.7 402.1 391.0 379.4 367.1 354.2 1・2物料衡算1.2.1塔的物料衡算(1)苯的摩尔质量:M A=lSA\kg/kmol屮苯的摩尔质量：叽=92」3 kg / kmolW.(2) 原料液及塔顶、塔底产品的平均摩尔质量:M T= 0.45 x78.11 + (1-0.45) x92.13 = 85.82^ / kmolM D= 0.98 x78.11 + (1-0.98) x 92.13 = 78.39焙 / kmolM w = 0.02 x78.11 + (1-0.02) x92.13 = 91.86 畑 / kmol(3)物料衡算总物料衡算：F = D + W即D+W = 100 (1)易挥发组分物料衡算：叽+叭=%即 D x 0.98 + W x 0.02 = 100x 0.45 (2)塔的物料衡算总物料衡算：D+W=100苯物料衡算：0.98D+0.02W=0.45x100解得：D= 44.79 hnol/h W=55.21 kmolIh1.2.2平衡线方程的确定曲文献⑴中苯与屮苯的汽•液平衡组成可以找出殓…弧算出。
如表1・6苯一屮苯(101.3kPa)的1・丫相平衡数据a,0.212/(1-0.212)，2?9 y A/y H " 0.088 /(I-0.088) " *同理可算出其它的&从而推出a w = 2.50所以平衡线方程尸 EHE 因为q=0・96即/ =x F同理可算出如下值:2.5x0.451 + 1.5x0.45= 0.672= 1.39取操作回流比R = 2心祖=2.78 o1.2.4求精馅塔的气液相负荷L = RxD = 2.78 x 44.79 = 124.52kmol/h V=(R + \)D = (2.78 + l)x 44.79 = 169.3 \kmoUh厶'=厶+尸=124.52+100 = 224.52km (川 hV =V = \69.3\kmollh1.2.5操作线方程精懈段操作线方程为:R x D 2.78 0.98 ------- X n ------- = ----------------- X n + ------------- R + 1 R + \ 2.78 + 1 2.78 + 1y /f+i = 0.735+0.259提懈段操作线方程为:=百一 - x 0.02 = 1.326A ;, 一 0.0065 169.31169.311.2.6用逐板法算理论板数x x al + (a-l)X]空L_»严―—1 + 1・5册 a-(a-l)x D0.98 2.5-1.5x0.98= 0.951儿=0.735 x 0.951 + 0.259 = 0.9580.9582.5-1.5x0.958= 0.9010.98 - 0.672"0.672-0.42L Wx,a-(a-i )y 2y 3 =0.921;X 3 =0.824 y 4 =0.865;X 4 =0.719 y 5 =0.787;X 5 =0.597 y 6 = 0・69&%6 = 0.480 y 7 = 0.612; x 7 = 0.387 < x f =0.45所以第7块板上进料，以后将魏居代入提懾段方程中。