《化工原理》课程设计题目苯-甲苯精馏浮阀塔设计学院化学化工学院专业无机非金属材料班级 2012无机01姓名罗钢学号 20124620123指导教师杜可杰2015年 1月 20日目录绪论第一章、设计方案的确定1、设计方案2、设计要求第二章、工艺设计1、基础物性数据2、塔的工艺计算3、逐板计算法求理论板数计算4、精馏塔的工艺条件及有关物性数据的计算5、精馏塔的工艺尺寸的计算6、塔板负荷性能图7、辅助设备的选型第三章、讨论总结1、进料状况的影响2、回流比的选择3、精馏塔的操作和调节4、热量衡算和节能5、三废的处理结束语附录:参考文献附：精馏塔优化设计任务书一、设计题目苯-甲苯连续精馏浮阀塔设计二、工艺条件与原始数据1.体系可以看成理想溶液，φ=0.5, K=1；2.原料液组成：含苯0.42（质量分数，下同）；3.生产能力：50000吨/年（按进料计），年生产时间300天；4.馏出液组成：苯95%；塔釜液要求：含苯3%。

三、设计条件1.常压操作，连续操作、泡点回流；2．进料状况：进料温度为20 -50℃；3．回流温度为塔顶蒸汽的露点；4．间接蒸汽加热，加热蒸汽压力 (绝压)；5．冷却水进口温度为20℃，出口温度为40℃。

四、设计任务1．物料衡算，热量衡算；2．塔板数、塔径计算；3．溢流装置、塔盘设计；4．流体力学计算、负荷性能图。

五、设计成果1．设计说明书一份；2．设计图纸，包括塔板布置图，负荷性能图，塔设备的平面、立面图（要求手工绘图）。

绪论塔设备是炼油、化工、石油化工、制药等生产中广泛应用的气液传质设备。

根据塔气液接触部件的结构型式，可分为板式塔和填料塔。

板式塔设置一定数目的塔板，气体以鼓泡或喷射形式穿过板上液层进行质热传递。

在正常操作下，气相为分散相，液相为连续相，气液相组成呈阶梯变化，属逐级接触逆流操作过程。

填料塔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（也有并流向下者）流动，气液相密切接触，进行质热传递。

在正常操作下，气相为连续相，液相为分散相，气液相组成沿塔高连续变化，属微分接触操作过程。

浮阀塔主要特点是在塔板的开孔上装有可浮动的浮阀，气流经阀片与塔板间的间隙而与板上横流的液体进行两相接触。

浮阀开度随气体负荷而变，可以自行调节；浮阀塔的主要优点是结构简单、制作方便、造价低、塔板开孔率大、生产能力大，由于阀片随气量变化自由升降，故操作弹性较大，气液接触时间较长，故塔板效率高；其缺点是处理易结焦、高粘度的物料时，阀片易与塔板黏结，在操作过程中有时会发生阀片脱落或卡死现象，使塔板效率和操作弹性下降。

本设计书对苯和甲苯的分离设备─浮阀精馏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。

采用浮阀精馏塔，塔高15.54米，塔径1.4米，按逐板计算理论板数为13。

塔顶使用全凝器，部分回流。

精馏段实际板数为25，提馏段实际板数为12。

实际加料位置在第11块板(从上往下数)。

通过板压降、漏液、液泛、雾沫夹带的流体力学验算，均在安全操作围。

塔的附属设备中，所有管线均采用无缝钢管。

再沸器采用卧式浮头式换热器。

用加热蒸汽压力 300 kPa加热，用15℃循水作冷凝剂。

饱和蒸汽走管程，釜液走壳程。

第一章设计方案的确定1、设计方案本设计任务为分离苯、甲苯混合物。

对于二元混合物的分离，采用连续精馏流程。

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。

塔顶上升蒸气采用全凝器冷凝，冷凝液在泡点下一部分回流至塔，其余部分经产品冷凝器冷却后送至储罐。

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2倍。

塔釜采用间接蒸汽加热，塔底产品经冷却后送至储罐。

2、设计要求1、生产能力较大，分离效率较高。

2、流体的通量大，单位设备体积的处理量大。

3、流体流动阻力小；气体通过塔构件的压降低、能耗低。

4、有一定的操作弹性；在气液负荷较大的变动围，能够维持传质速率基本不变。

5、对物料的适应性强，适于分离组成复杂的物料。

6、性能稳定，稳定运行时间长；结构简单，造价低，易于安装、检修和清洗。

第二章工艺设计1、基础物性数据2、塔的工艺计算(一)原料规格及分离要求1、年产5万吨即GF=50000000Kg／（300*24）hr=6944Kg／h;2、泡点进料,q=13、塔顶苯含量不低于95%，塔底苯含量不高于3%（以上均为质量分率）。

(二)生产条件1．常压操作，连续操作、泡点回流；2．进料状况：进料温度为20~50℃；3．回流温度为塔顶蒸汽的露点；4．间接蒸汽加热，加热蒸汽压力 (绝压)；5.冷却水进口温度为20℃，出口温度为40℃。

（三）精馏塔物料衡算1．原料液及塔顶、塔底产品的摩尔分率苯的摩尔质量MA=78.11Kg／Kmol甲苯的摩尔质量MB=92.13Kg／KmolX=（0.42／78.11)/[（0.42/78.11）+（0.58/92.13）]=0.460 FX=（0.95/78.11）/[（0.95/78.11）+（0.05/92.13）]=0.957 DX=（0.03/78.11）/[（0.03/78.11）+（0.97/92.13）]=0.W2．原料液及塔顶、塔底产品的平均摩尔质量M=0.460* 78.11+（1-0.46）*92.13=85.68kg/kmol FM=0.957* 78.11+(1-0.957)*92.13=78.71kg/kmol DM=0.* 78.11+(1-0.)*92.13=91.64kg/kmolW3.物料衡算原料处理量 F=6944/85.68=81.04kmol/h总物料衡算 81.04=D+W苯物料衡算 81.04* 0.460=0.975D+0.035W联立解得 D=44.01kmol/h W=37.03kmol/h三塔板数的确定1.理论板层数N的求取T苯-甲苯属理论物系，可采用图解法求理论板层数。

①由手册查得苯-甲苯物系的气液平衡数据，绘出x-y图2）求最小回流比及操作回流比。

采用作图法求最小回流比。

在（图1）中对角线上，自点e（0.45，0.45）作垂线ef即为进料线（q线），该线与平衡线的交点坐标为 y=0.678 x=0.460故最小回流比为 1.28取操作回流比为最小回流比的2倍 R= 2 Rmin=2 *1.28=2.563）求精馏塔的气、液相负荷L=RD=2.68* 44.01=117.94kmol/hV=(R+1)D=(2.68+1)44.01=161.96kmol/hL’=L+F==.98kmol/hV’=V=161.96kmol/h故精馏段操作线方程式为∶提馏段操作线方程为5）图解法求理论板层数采用图解法求理论板层数，求解结果为; 总理论板层数 NT=13（包括再沸器） 进料板位置 NF=6 2．实际板层数的求取精馏段实际板层数 N1 =5/0.52=9.6 =10 提馏段实际板层数 N2=7.5/0.52=14.42 =154、精馏塔的工艺条件及有关物性数据的计算 (1)操作压力的计算塔顶的操作压力每层塔板的压降 KPa P 7.0=∆进料板压力精馏段平均压力塔底压力提馏段（2）温度，根据操作压力通过试差计算 P= ,塔顶 ℃, ℃,℃kpap w 7.1207.0223.105=⨯+=KPa P D 3.10543.101=+=KPaP m 8.1082/)3.1123.105(=+=KPa P F 3.112107.03.105=⨯+=)(5.1162kpa p p p Dw m =+=m t B B A A x p x p θθ+74.82=D t 21.93=F t 54.110=w t∴精馏段温度, 提馏段温度 (3)平均摩尔质量 塔顶949.01==y x D 883.01=xD V M . =0.949×78.11+(1-0.949) ×92.13=78.83(kg/kmol) D L M .=0.883×78.11+(1-0.883) ×92.13=79.95(kg/kmol) 进料板：F V M .=0.5991×78.11+(1-0.5991) ×92.13=83.73(kg/kmol) F L M .=0.3770×78.11+(1-0.3770) ×92.13=86.85(kg/kmol)塔 底：01846.0=w x 4439.0=w yw V M .=0.4439×78.11+(1-0.4439) ×92.13=85.90(kg/kmol) w L M .=0.01846×78.11+(1-0.01846) ×92.13=91.86(kg/kmol) 精.L M =25.7795.886+=83.3(kg/kmol)精.L M =23.783.985+=81.28(kg/kmol)提.L M =26.8915.886+=83.3(kg/kmol)提.v M =273.839.85+=84.82(kg/kmol)(4)平均密度计算 ① 气相平均密度计算由理想气体状态方程式计算，即② 液相平均密度计算M5991.0=F y 3770.0=F x 3./95.2)2738.987(314.88.281.8108m Kg RT M p mv m V =+⨯⨯==精。

精ρ3/7.13)273.8101(314.82.8845.116m Kg RT M p mV m V =+⨯⨯==。

提。

提ρ98.872=+F D tt t 精75.81012=+W F tt t 提液相平均密度计算依下式计算，即： 塔顶液相平均密度的计算由，查液体在不同温度下的密度表得： 3/.9811m Kg A =ρ 3/.3807m Kg B =ρ .380706.0.981194.01+=LDmρ 3/.2810m Kg LDm =ρ 进料板液相平均密度的计算由，查液体在不同温度下的密度表得 3/.1800m Kg A =ρ 3/797m Kg B =ρ339.013.92)377.01(11.78377.011.78377.0=⨯-+⨯⨯=A a79739.30-1.1800339.01+=LFmρ 3/.4800m Kg LDm =ρ 精馏段的平均密度为3/3.8052/).4800.2810(m Kg Lm =+=ρ塔底液相平均密度的计算由C tw ︒=54.110，查液体在不同温度下的密度表得3/779.5m Kg A =ρ 3/6.779m Kg B =ρ015.013.92)01846.01(11.7801846.011.7801846.0=⨯-+⨯⨯=A a779.60157.01779.50157.01-+=Lwmρ 3/779.7m Kg Lwm =ρ提馏段的平均密度3/1.7902/).4800779.7(m Kg Lm =+=ρ(5)液体平均表面力的计算LBBLAALma a ρρρ+=1C tD ︒=4.782C t F ︒=21.93n液相平均表面力依下式计算，即 塔顶液相平均表面力的计算由，查液体表面力共线图得 m mN A /9.820=σ m mN B /39.21=σ m mN LDm /43.2039.21)949.01(89.20949.0=⨯-+⨯=σ进料板液相平均表面力的计算由，查液体表面力共线图得： m mN A /44.19=σ m mN B /4.220=σ m mN LFm /4.9194.220)377.01(44.19377.0=⨯-+⨯=σ塔底液相平均表面力的计算由，查液体表面力共线图得： m mN A /4.417=σ m mN B /6.318=σm mN LDm /4.3186.318)01846.01(4.41701846.0=⨯-+⨯=σ精馏段平均表面力m mN Lm /43.202/)4.9191.920(=+=σ提馏段平均表面力m mN Lm /4.1192/)4.31894,19(=+=σ(6)液体平均黏度计算 液相平均黏度依下式计算，即∑=ii Lm x μμlg lg塔顶液相平均黏度的计算由，查气体黏度共线图得： C t D ︒=4.782C t F ︒=21.93C t D ︒=4.5110C t D ︒=74.82s mPa A ⋅=301.0μ s mPa B ⋅=305.0μs mpa LDm •=⨯+⨯=302.0305.0051.0301.0949.0lg μ精馏段液相平均黏度的计算：由，查气体黏度共线图得： s Pa A ⋅=273.0μ s mPa B ⋅=280.0μ s mpa LFm •=⨯+⨯=277.0280.0623.0273.0377.0μ精馏段液相平均黏度s mPa Lm ⋅=+=29.02/)277.0302.0(μ精馏段液相平均黏度的计算由，查气体黏度共线图得： s Pa A ⋅=234.0μ s mPa B ⋅=245.0μ s mpa LFm •=⨯+⨯=244.0245.098154.0234.001846.0μ提馏段液相平均黏度s mPa Lm ⋅=+=261.02/)277.0244.0(μ5、精馏塔工艺尺寸的计算（1）塔径的计算 精馏段气液相体积流率)/(49.14855.45)126.2()1(h kmol D R V =⨯+=+=精馏段的气、液相体积流率s m VM V Vm Vm S /14.195.2360049.14828.8136003=⨯⨯==ρ )/(94.10255.4526.2h kmol RD L =⨯==C t F ︒=21.93C t w ︒=54.110s m LM L Lm Lm S /0030.03.80536003.8394.10236003=⨯⨯==ρ提馏段的气、液相体积流率)/(49.148'h kmol V V ==s m VM V Vm Vm S /10.117.3360049.14882.8436003=⨯⨯==ρ )/(76.20584.10294.102,h kmol F L L =+=+=（2）塔板工艺尺寸计算塔径 空塔气速max ()u u =⨯安全系数max u =精馏段max u =取板间距H T =0.45m,取上板液层高度h L =0.07m ，则图中参数值为；m h H L T 38.007.045.0=-=-由V V L C u ρρρ-⋅=max ，式中C 由2.020)20(L C C σ=求取，其中20C 由筛板塔汽液负荷因子曲线图查取，图横坐标为根据以上数据,由史密斯关联图查得 08.020=C因物系表面力为m mN /43.20=σ时的C:0803.0)2043.20(072.0)20(08.02.02.0=⨯=⋅=LC σ sm LM L Lm Lm s /0060.01.790360036.8996.20536003,=⨯⨯==ρ0435.0)95.23.805()360014.13600003.0()(2121=⨯⨯⨯=⋅V L h h V L ρρs m C u V V L /32.195.295.23.8050803.0max =-⨯=-⋅=ρρρ 取安全系数为0.7，则空塔气速s m u u /924.032.17.07.0max =⨯=⋅=m u V D S 25.1924.014.314.144=⨯⨯==π 按标准塔径圆整 m D 4.1=塔截面积为 22254.14.1785.0785.0m D A T =⨯==s m A v u T S /74.054.114.1===精馏段取板间距H T =0.45m,取上板液层高度h L =0.07m ，则图中参数值m h H L T 38.007.045.0=-=-由V V L C u ρρρ-⋅=max ，式中C 由2.020)20(L C C σ=求取，其中20C 由筛板塔汽液负荷因子曲线图查取，图横坐标为086.0)17.31.790()36001.13600006.0()(2121=⨯⨯⨯=⋅V L h h V L ρρ 根据以上数据,由史密斯关联图查得 076.020=C因物系表面力为m mN /14.19=σ时的C:075.0)2014.19(076.0)20(076.02.02.0=⨯=⋅=LC σ s m C u V V L /18.117.317.31.790075.0max =-⨯=-⋅=ρρρ 取安全系数为0.7，则空塔气速7s m u u /83.018.17.07.0max =⨯=⋅=m u V D S 30.183.014.31.144=⨯⨯==π 按标准塔径圆整 m D 4.1=。