化工原理课程设计分离苯—苯乙烯混合液的浮阀塔工艺设计课程设计任务书苯－苯乙烯混合液的常压连续蒸馏塔设计一、工艺要求：日处理原料量80吨，一天按20小时工作时计算。

原料液中轻组分含量41%，要求塔顶馏出液中轻组分含量不低于96%，釜液中重组分含量不低于96%（以上均为质量含量）。

二、设计条件1、操作压力：常压2、进料热状况自选3、回流比自选三、塔板类型：浮阀塔设计任务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数据的计算4、精馏塔的塔体工艺尺寸计算5、塔板主要工艺尺寸的计算6、塔板的流体力学验算7、塔板负荷性能图8、精馏塔接管尺寸计算9、绘制工艺流程图10、对设计过程的评述和有关问题的讨论目录第一部分概述1.1设计目标 (4)1.2设计任务 (4)1.3设计条件 (5)1.4设计内容 (5)1.5工艺流程图 (5)第二部分工艺设计计算一、设计方案的确定 (7)二、精馏塔的物料衡算 (7)2.1原料液及塔顶、塔底产品的摩尔分数 (7)2.2原料液及塔顶、塔底产品的平均摩尔质量和质量分数 (7)2.3物料衡算原料处理量 (7)三、塔板数的确定 (8)N的求取 (9)3.1理论板层数T3.2相对挥发度 (9)3.3进料状态参数 (9)3.4最小回流比 (9)四、精馏塔的工艺条件及有关物性数据的计算 (11)4.1操作压强计算 (11)4.2操作温度计算 (12)4.3平均摩尔质量计算 (12)4.4平均密度计算 (13)4.5液相平均表面张力计算 (14)五、精馏塔的塔体工艺尺寸计算 (15)5.1精馏段塔径的计算....................................... - 14 -5.2精馏塔的有效高度的计算 (17)六、塔板主要工艺尺寸的计算 (17)6.1溢流装置计算 (17)6.2塔板布置 (21)6.3筛孔数n与开孔率 (23)七、筛板的流体力学验算 (24)7.1气体通过干板压降....................................... - 23 -e的验算 (26)7.2雾沫夹带量V7.3液泛验算 (27)八、塔板负荷性能图 (28)8.1漏液线 (28)8.2雾沫夹带线 (29)8.3液相负荷下限线 (29)8.4液相负荷上限线 (30)8.5液泛线 (30)九、接头管设计 (33)9.1接管尺寸 (33)9.2回流管管径 (34)9.3塔底进气管 (34)9.4加料管管径 (34)9.5料液排出管管径 (34)十一、有关问题的讨论 (36)设计一览表 (38)操作方案的说明： (38)总结 (38)参考文献 (39)第一部分概述1.1设计目标分离苯与苯乙烯混合液的浮阀式精馏塔设计1.2设计任务日处理原料量80吨，一天按20小时工作时计算。

原料液中轻组分含量41%，要求塔顶馏出液中轻组分含量不低于96%，釜液中重组分含量不低于96%（以上均为质量含量）。

1.3设计条件操作压力进料热状况回流比单板压降全塔效率1.4设计内容编制一份设计说明书，主要内容包括： 1、前言2、流程的确定和说明3、生产条件的确定和说明4、精馏塔的设计计算： （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数据的计算 （4）、精馏塔的塔体工艺尺寸计算 （5）、塔板主要工艺尺寸的计算 （6）、塔板的流体力学验算 （7）、塔板负荷性能图 （8）、精馏塔接管尺寸计算 （9）、绘制工艺流程图 5、设计结果列表6、设计结果的讨论和说明7、主要参考资料1.5工艺流程图精馏装置包括精馏塔，原料预热器，再沸器，冷凝器。

釜液冷却器和产品冷凝器等设备。

热量自塔釜输入，物料在塔内经多次部分汽化与与部分冷凝器进行精馏分离，由冷凝器和冷却器中的冷却介质将余热带走。

在此过程中，热能利用率很低，为此，在确定流程装置时应考虑余热的利用，注意节能。

另外，为保持塔的操作稳定性，流程中除用泵直接送入塔原料外，也可以采用高位槽送料以免受泵操作波动的影响。

常压气液混 合进料0.8980.7kPa %81.42E T原料液由高位槽经过预热器预热后进入精馏塔内。

操作时连续的从再沸器中取出部分液体作为塔底产品（釜残液）再沸器中原料液部分汽化，产生上升蒸汽，依次通过各层塔板。

塔顶蒸汽进入冷凝器中全部冷凝或部分冷凝，然后进入贮槽再经过冷却器冷却。

并将冷凝液借助重力作用送回塔顶作为回流液体，其余部分经过冷凝器后被送出作为塔顶产品。

为了使精馏塔连续的稳定的进行，流程中还要考虑设置原料槽。

产品槽和相应的泵,有时还要设置高位槽。

且在适当位置设置必要的仪表（流量计、温度计和压力表）。

以测量物流的各项参数。

塔顶冷凝装置根据生产状况以决定采用全凝器，以便于准确地控制回流比。

若后继装置使用气态物料，则宜用全分凝器。

总而言之确定流程时要较全面，合理的兼顾设备，操作费用操作控制及安全因素。

连续精馏操作流程图第二部分 工艺设计计算一、设计方案的确定本设计任务书为分离苯与苯乙烯混合物。

对于二元混合物的分离，应采用连续精馏流程。

设计中采用气液混合进料，将原料液通过预热器加热至90℃后送入精馏塔内，其余部分经产品冷却器冷却后送至储罐。

二、精馏塔的物料衡算2.1原料液及塔顶、塔底产品的摩尔分数苯的摩尔质量 A M =78kg/mol 苯乙烯的摩尔质量 B M =104.21kg/mol 原料处理量为：F=4000Kg/h2.2原料液及塔顶、塔底产品含正己烷摩尔分数和平均相对分子质量苯的摩尔质量为78，苯乙烯的摩尔质量为104.21481.021.104/5978/4178/41=+=F x97.021.1044/78/9678/96=+=D x530.021.410/9678/478/4=+=W xF M =0.48⨯78+ 0.52⨯104.21=91.52kg/kmol 原料液的处理量F=4000/91.52=43.71kmol/h 2.3物料衡算原料处理量mol g M F /91.52k =取一年工作日为300天 则h kmol F /43.7191.524000==W D F +=XW XD XF W D F += 联立解得D=20.39kmol/h W=23.77kmol/h三、塔板数的确定3.1理论板层数T N 的求取苯与苯乙烯物系的饱和蒸汽压查下表：（kpa ）3.2求相对挥发度在某一温度下由表1.1可查的该温度下纯组分苯和甲苯的饱和蒸气压A P 和B P ，由于总压P 为定值，即P=101.33KPa ，由拉乌尔定律可求得液相组成x,平衡气相组成y 。

α=b aP P ;x =B A B P P P P --;y = x P P A物质 蒸汽压 温度80.190100110120130140145苯 P a 101.33 135.5 179.2 234.3 300.34 379.58 473.62 534.4 苯乙烯 P b12.2817.96 25.72 36.02 49.4266.5588.11101.3T/℃ 80.1 90 100 110 120 130 140 145 α 7.546.976.476.085.705.385.27 x10.709 0.493 0.329 0.207 0.111 0.034315.6...321==N n m a a a a a3.3进料状态参数有内插法可求出进料126℃，.4810=f X 时泡点为88℃，平均温度 （126℃+88℃)/2=107℃下苯的比热熔CpA=2.140kJ/（kg ∙K ） 苯乙烯的比热容CpB=3.014kJ/（kg ·K ）平均比热Cpm=2.140×78×0.481+0.519×104×3.014=242.97kJ/（kmol ·K ）苯的汽化热A r =380kJ/kg 苯乙烯的汽化热b r =379.7kJ/kg平均汽化rm=380×0.481×78+0.519×104×379.7=34751.53kJ/kmol0.734)(1,=-+=t T rC q pm 3.4最小回流比由q 线斜率：k=q /（q -1）=0.734/（0.734-1）=-2.76 设q 线方程为y=－2.76x+b 过（x F ，xF ）即过（0.481,0.481） 所以q 线方程为y=－2.76x+1.81利用x —y 图，将q 线方程作出，由交点读出xq=0.3248,yq=0.7573 由Rmin=（xD －yq ）/（yq －xq ）=0.49 取R=2Rmin=1.0 精馏段操作线：y=0.5x+0.5×0.97=0.5x+0.485 提馏段操作线：y=1.80x-0.043将两条操作线画在x-y 图上，并画出阶级图。

y 1 0.998 0.872 0.761 0.613 0.416 0.159 0（0.97，0.97）（0.053，0.053）（0.481，0.481）（0，0.485）由图可知总理论板数NT=6块，进料板是第3块。

液相平均粘度计算液相平均粘度依下式计算：i i ni Lm x μμ1=∑=由t m =(w d t t +)/2 ℃，查附表得 s mPa ∙=231.0苯μs mPa ∙=2928.0苯乙烯μs mPa L ∙=⨯-+⨯=652.02928.0)457.01(231.0457.0μ 全塔效率T E=T E 0.49245.0)(-L αμ=0.4218根据塔顶、塔底液相组成查图，求得平均温度为（80.1+145.2）/2度，该温度下进料液相平均黏度为)(249.0709.0291.0s mPa m ⋅=+=苯苯乙烯μμμα=6.97实际板层数的求取：精馏段实际板层数：N 精=2/0.422=4.74 取5块 提馏段实际板层数：N 提=4/0.422=9.5 取10块 所以实际板层数N=15块四、精馏塔的工艺条件及有关物性数据的计算4.1操作压强计算塔顶操作压强 3.10543.101=+=D p kPa 每层塔板压降 kpa 7.0=∆p塔顶压强 kpa 3.10543.101=+=d p 进料板压强 4kpa .0817.05p p D F =⨯+=塔底压强 kpa 925.1117.010p p w =⨯+=F 精馏段平均压强 6.85kpa 102/)08.413.105(=+=m p 提馏段平均压强111.6kpa 2/)114.48.810(=+=m p 4.2操作温度计算由t-x-y ，用内插法求tw,tF,tD即（tw －140）/（0.159-0.053）=（145-140）/0.159 tw=143.3 ℃（100-90）/（0.998-0.872）=（100- tD ） /（0.970-0.872） tD=92.22℃（130-120）/（0.613-0.416）=（130- tF ） /（0.481-0.416） tF=126.7℃tD=92.22℃ tF=126.7℃ tW=143.3℃精馏段平均温度 109.462126.792.22=+=T ℃提馏段平均温度 135216.71143.3=+=T ℃4.3平均摩尔质量计算⑴塔顶摩尔质量计算：由709.01==y x D，查平衡曲线得1x =0.975kmol kg M VDm /89.7804.104)709.01(78709.0=⨯-+⨯=kmol kg M LDm /76.7804.104)759.01(78759.0==⨯-+⨯⑵进料板平均摩尔质量计算由进料参数得842.0=F y 查平衡曲线，得457.0=F xkmol kg M VFm /82.2204.104)842.01(78842.0=⨯-+⨯= kmol kg M LFm /92.2414.104).45701(78457.0=⨯-+⨯= ⑶塔釜平均摩尔质量计算由图解，228.0w =y 查平衡曲线049.0w =xkmol kg M m V /98.2114.104)228.01(.1178228.0w =⨯-+⨯= kmol kg M m L /102.8614.104).04901(.1178049.0w =⨯-+⨯=（4）精馏段平均摩尔质量 kmol kg M Vm /80.555222.828.897=+=kmol g M lm/85.5k 292.2476.78=+=（5）提馏段平均摩尔质量kmol kg M Vm /90.215222.8298.21=+= kmol g M lm/97.55k 292.24102.86=+=4.4平均密度计算 ⑴气相平均密度计算由理想气体状态方程计算，即 精馏段 2.69)15.273109.46(314.80.5558106.351=+⨯⨯==RTPM m mV 精ρ3m /kg提馏段 2.948)15.273135(314.890.215110.92=+⨯⨯==RTPM m mV 提ρ3m /kg⑵液相平均密度计算液相平均密度依下式计算：i i Lma ρρ/1∑=①塔顶液相平均密度计算： 由TD=92.22℃，查附表得3015g/cm 8.0=苯ρ 3452g/cm 8.0=苯乙烯ρ 质量分数609.0=苯a 3/0.8032m g LmD =ρ ②进料板液相平均密度计算 由TF=126.7℃，查附表得3606g/cm 7.0=苯ρ 3136g/cm 8.0=苯乙烯ρ 质量分数387.0=苯a3/0.792m g F Lm =ρ ③塔底液相平均密度为由Tw=143.3℃，查附表得37397g/cm .0=苯ρ 37977g/cm .0=苯乙烯ρ质量分数037.0=苯a3/0.7954m g F Lm =ρ精馏段液相平均密度3/797.62279803.2m kg Lm =+=ρ 提馏段液相平均密度 3/793.72279795.4m kg Lm =+=ρ 4.5液相平均表面张力计算液相平均表面张力依下式计算，即i i ni Lm x σσ⨯∑==1⑴塔顶液相平均表面张力计算 由TD=92.22 ℃，查附表得 m mN /19.938=苯σ m mN /23.596=苯乙烯σm mN m /0.0523.5962)79.01(19.93879.0=⨯-+⨯=顶σ ⑵进料板液相平均表面张力计算 由TF=126.7℃，查附表得m mN /5.7131=苯σ m mN /0.09672=苯乙烯σm mN m /8.9310.09672)457.01(5.7131457.0=⨯-+⨯=进σ （3）塔釜液相平均表面张力计算 由TW=143.3℃，查附表得m mN /3.7991=苯σ m mN /18.4599=苯乙烯σm mN m /18.23218.4599)049.01(3.7991049.0=⨯-+⨯=进σ精馏段液相平均表面张力为： m mN m /19.072218.09320.05=+=σ提馏段液相平均表面张力为：m mN m /18.163218.09318.232=+=σ（4）液体平均粘度的计算Tm=(td+tw)/2=(92.22+143.3)/2=117.76由附表查得μ苯=0.231mpa ·s μ苯乙烯=0.2928mpa ·s μLm=0.457×0.231+（1-0.457）×0.2928=0.265 mpa ·s五、馏塔的塔体工艺尺寸计算5.1精馏段塔径的计算 L=RD=20.389kmol/h V=(R+1)D=40778kmol/hs m VM V Vm Vm S /933.069.2360080.55587.74036003=⨯⨯==ρs m LM L Lm Lm S /106.0710000.79763600 5.5820.389360034-⨯=⨯⨯⨯==ρ取板间距HT=0.35m ，取板上液层高度HL=0.06m 则 HT-HL=0.35-0.06=0.29m03083.0)619.26.797)(339.0360036001007.6())((214-21h =⨯⨯⨯=V L h V L ρρ查Smith 图得20C =0.0626140.0)20(2.020==σC C0555.1max =-=VVL Cu ρρρm/s u =(0.6～0.8) m ax u取u =0.8 m ax u =0.8444m/sm uV D S7151.04==π 按标准塔径圆整后为 mm D t 800=符合塔径0.5～0.8m 时，板间距300～350范围提馏段塔径的计算L ’=L+qF=20.389+0.734×43.71=52.472kmol/h V ’=V+(q-1)F=40.778+（0.734-1）43.71=29.15kmol/hs m M V V Vm Vm S /2478.0948.2360090.21529.1536003=⨯⨯==ρ‘s m M L L Lm Lm S /101.79793.7360097.5552.472360033-⨯=⨯⨯==ρ’取板间距HT=0.35m ，取板上液层高度HL=0.06m 则 HT-HL=0.35-0.06=0.29m1188.0)489.23.779)(.2478036003600101.79())((21-321h =⨯⨯⨯=V L h V L ρρ 查Smith 图得20C =0.052510.0)20(2.020==σC C473.1max =-=VVL Cu ρρρm/s u =(0.6～0.8) m ax u取u =0.8 m ax u =1.17835/sm uV D S5176.04==π 按标准塔径圆整后为 mm D t 600= 5.2精馏塔的有效高度的计算精馏段有效高度为 m H N Z T 25.0)15()1(=⨯-=-=精精提馏段有效高度为 m H N Z T 5.45.0)110(1=⨯-=-=）（馏馏 在进料板上方开一人孔，其高度为0.8m ，故精馏塔的有效高度为 m Z Z Z 7.38.0=++=馏精六、塔板主要工艺尺寸的计算6.1精馏段溢流装置计算溢流装置的布置应考虑液流在塔板上的途径。