目录第1章设计方案的确定 (2)1.1精馏操作 (2)1.2工艺流程的确定 (2)1.3 操作条件的确定 (3)1.3.1操作压力的确定 (3)1.3.2进料的热状况 (4)1.3.3 精馏塔加热与冷却介质的确定 (4)1.3.4热能的利用情况 (4)第2章浮阀精馏塔的工艺设计 (5)2.1物料衡算 (5)2.2实际塔板数的计算 (6)2.2.1回流比的选择 (6)2.2.2理论塔板数和实际塔板数的确定 (8)2.2.3工艺条件物性数据 (9)2.3 浮阀塔主要尺寸的设计计算 (11)2.3.1塔的有效高度和板间距的初选 (11)2.3.2塔径 (11)2.4 塔板结构及计算 (11)2.4.1塔板参数 (11)2.4.2浮阀数目与排列 (12)2.4.3塔板流体力学验算 (13)2.4.3塔板流体力学验算 (14)2.4.4塔板负荷性能图 (16)第3章精馏装置的附属设备设计 (19)3.1原料预热器 (19)设计结果评价及自我总结 (26)附录A符号说明 (27)附录B带控制点的工艺流程图 (30)第1章设计方案的确定1.1精馏操作本次设计的物系是苯和氯苯，由于两物系的沸点不同，加热后会造成气液两相，利用两组分的相对挥发度的不同可将两组分分离。

因此本次设计采用板式精馏塔操作完成分离任务。

精馏是分离液体混合物（含可液化的气体混合物）最常用的一种单元操作，在化工，炼油，石油化工等工业中得到广泛应用。

精馏过程在能量剂驱动下（有时加质量剂），使气液两相多次直接接触和分离，利用液相混合物中各组分的挥发度的不同，使易挥发组分由液相向气相转移，难挥发组分由气相向液相转移，实现原料混合液中各组分的分离。

典型的精馏设备是连续精馏装置，包括精馏塔、塔底再沸器、塔顶全凝器/冷凝器。

1.2工艺流程的确定首先，苯和氯苯的原料混合物进入原料罐，在里面停留一定的时间之后，通过泵进入原料预热器，在原料预热器中加热到泡点温度，然后，原料从进料口进入到精馏塔中。

因为被加热到泡点，混合物中既有气相混合物，又有液相混合物，这时候原料混合物就分开了，气相混合物在精馏塔中上升，而液相混合物在精馏塔中下降。

气相混合物上升到塔顶上方的冷凝器中，这些气相混合物被降温到泡点，其中的液态部分进入到塔顶产品冷却器中，停留一定的时间然后进入苯的储罐，而其中的气态部分重新回到精馏塔中，这个过程就叫做回流。

液相混合物就从塔底一部分进入到塔底产品冷却器中，一部分进入再沸器，在再沸器中被加热到泡点温度重新回到精馏塔。

塔里的混合物不断重复前面所说的过程，而进料口不断有新鲜原料的加入。

最终，完成苯与苯的分离。

本设计采用浮阀塔。

浮阀塔是在泡罩塔和筛板塔基础发展起来的，由于它兼有泡罩塔和筛板塔的优点，成为国内应用最广泛的塔型。

浮阀塔具有以下优点：1）生产能力由于浮阀塔板具有较大的开孔率，故其生产能力比泡罩塔的大20%——40%,与筛板塔相近。

2）操作弹性大，由于阀片可以自由升降以适应气量的变化，故维持正常操作所容许的负荷波动范围比泡罩塔和筛板塔都宽。

3）塔板效率高，因上升其他以水平方向吹入液层，故气液接触时间较长而雾沫夹带量较小，板效率较高。

4）气体压强降及液面落差较小，因为气液流过浮阀塔板时所遇阻力较小，故气体压强降及板上的液面落差都比泡罩塔小。

5）塔造价低，因为结构简单，易于制造，浮阀塔造价较为一般，为泡罩塔的60%～80%，为筛板塔的120%～130%。

F1型浮阀塔结构简单，易于制造，应用最为普遍，为定型产品，阀片带有三个腿，插入阀孔内将各推脚底外翻，用以限制操作时阀片在板上升起的最大高度，阀片周围有三块略向下弯的定距片，以保证阀片的最小开启高度。

任务说明本次设计任务为苯-氯苯物系连续精馏浮阀塔的设计，即需设计一个精馏塔用来分离易挥发的苯和不易挥发的氯苯，采用连续操作方式，需设计一板式塔，板空上安装浮阀，具体工艺参数如下：原料苯含量：质量分率= 34%原料处理量：6.5万吨/年产品要求：塔顶产品组成不低于96%塔顶轻组分回收率98%1.3 操作条件的确定1.3.1操作压力的确定在精馏操作中，压力的影响非常大。

当压力增大的时候，混合液的相对挥发度减小，这样有可能会使得汽相和液相的组成越来越接近，分离越来越难；而当压力减小的时候，混合液的相对挥发度增大，α值偏离1的程度越大，分离越容易。

但是要保持精馏塔在低压下操作，这对设备的要求相当高，会使总的设备费用大幅度增加。

在实际设计中，要充分考虑这两个方面的影响，我们一般采用的是常压精馏。

如果在常压下无法完成操作，可以在一定条件下进行小幅度的减压或者增压来改变混合液的相对挥发度，实现精馏分离。

对于甲醇—水二元混合物系统在常压的情况下，相对挥发度的差异很大，容易分离。

因此在考虑多方面因素之后，本设计采用的常压精馏，即塔顶的操作压力控制在101.325kpa下。

由于本设计精馏塔不是很高，故可近似忽略每层塔板的压降。

在实际计算当中，将全塔近似看做是在恒压下操作。

1.3.2进料的热状况精馏操作中的进料方式一般有冷液加料、泡点进料、汽液混合物进料、饱和蒸汽进料和过热蒸汽加料五种。

本设计采用的是泡点进料。

这样不仅对塔的操作稳定较为方便，不受厦门四季变化的温度影响，而且在恒摩尔流假设下，精馏段与提馏段上升蒸汽的摩尔流量相等，因此塔径基本相等，在制造上比较方便1.3.3精馏塔加热与冷却介质的确定在实际加热中，由于饱和水蒸气冷凝的时候传热的膜系数很高，可以通过改变蒸汽压力准确控制加热温度。

因此，本设计是以150℃总压是500kpa的饱和水蒸汽作为加热介质。

水蒸气容易获取，环保清洁不产生环境污染，并且不容易使管道腐蚀，成本降低。

冷却介质一般有水和空气。

在选择冷却介质的过程中，要充分考虑当地的气候状况。

锦州市地处东北，属季风气候。

二月最冷, 平均气温-10℃；八月份最热，平均气温30℃。

因此，考虑选用25℃的冷却水，升温15℃，冷却器出口温度40℃。

1.3.4热能的利用情况本设计选用的是间接蒸汽加热。

间接蒸汽加热是通过再沸器使釜液部分汽化，维持原来的浓度，重新再进入塔底。

使上升蒸汽与回流下来的冷液再进行热质交换。

这样减少了理论板数，从而降低了成本。

本次设计的工艺操作条件如下：R。

常压精馏，塔顶全凝，塔底直接加热，泡点进料，泡点回流，R=（1.1～2）min第2章 浮阀精馏塔的工艺设计2.1 物料衡算1. 料液及塔顶产品含苯的摩尔分率 根据工艺的操作条件可知：料液流量'F =24300105.67⨯⨯=9027.778 kg/h苯和氯苯的相对分子质量分别为3877.486 kg/h 、5150.292 kg/h 料液中易挥发组分的质量分数 42.6%； 摩尔分率为426.0522.112)34100(11.783411.7834=⨯-+=F x塔顶产品质量分数取为 96%，摩尔分率为972.0522.112411.789611.7896=+=D x2.平均分子量836.97522.112)426.01(11.78426.0=⨯-+⨯=F M kg/kmol 036.49522.112)972.01(11.78972.0=⨯-+⨯=D M kg/kmol009.112522.112)0149.01(11.780149.0=⨯-+⨯=W M kg/kmol3、物料衡算由公式w D F Wx Dx Fx W D F +=+==FwFx Wx 0.98 可得0149.0)486.3877778.9027(778.902702.0=-⨯=W x249.92863.778.9027==F kmol/h036.49075.79486.3877==D kmol/h 981.45009.112292.5150==W kmol/h2.2实际塔板数的计算2.2.1回流比的选择根据《物性数据表》查出温度为80.1C ︒，85C ︒，90C ︒，100C ︒，110C ︒，120C ︒，131.7C ︒时苯和氯苯的饱和蒸汽压运用试差法可求出A P ，B P温度/℃80.1 85 90 95 100 110 120 131.7 kPa P A /0 101.33 118.56 136.11 158.08 180.08 231.3 296.4 389.94 kPa P B /0 19.75 23.92 28.18 33.83 39.48 154.20 73.02 103.33 x 1.000 0.82 0.68 0.543 0.440 0.266 0.127 0 y1.000 0.96 0.913 0.847 0.782 0.607 0.470 0 00/B A P P =α5.134.964.834.674.564.274.063.85表2-2-1苯和氯苯蒸汽表根据t-x-y 图如下求得52.4=m α 因为泡点进料，所以进料热状态 q=1 q x = F x =0.426气液平衡方程得q m qm q x x y )1(1-+=αα770.0426.0)152.4(1426.052.4=⨯-+⨯=2-2-1 图 t-x-y最小回流比587.0426.0770.0770.0972.0min =--=--=qq q D x y y x R回流比R 取min 2R R =174.1587.02=⨯=2.2.2理论塔板数和实际塔板数的确定（1） 最小理论塔板数的确定m W WD D x x x x N αlg 11lg 1min ⎥⎥⎦⎤⎢⎢⎣⎡⎪⎪⎭⎫ ⎝⎛-⎪⎪⎭⎫ ⎝⎛-=+13.552.4lg 0149.00149.01972.01972.0lg =⎥⎦⎤⎢⎣⎡⎪⎭⎫ ⎝⎛-⎪⎭⎫⎝⎛-=13.4min =∴N （2） 理论塔板数的确定27.01174.1587.0174.11min =+-=+-=R R R X 396.027.0002743.027.0591422.0545827.0=+⨯-=Y 15.8396.113.4396.02122min min =-+⨯=-+=∴+-=Z Y N Y N N N N Y（3） 加料板位置的确定568.57036.49174.1=⨯==RD L817.149246.92568.57=+=+qF L由精馏段与提留段操作线公式111+++=+R x x R Ry D n n WqF L Wx x W qF L qFL y W m m -++-++=+1可得 447.054.01+=+n n x y0066.044.11-=+m m x y972.01==D x y由下面两个公式迭代447.054.01+=+n n x y qm q m q x x y )1(1-+=αα最终得到 q x x >3 ， q x x <4∴第四块板为加料板，即精馏段板数为3，提留段板数为4.15全塔效率 81=D t ℃ ,129=W t ℃ 105212981=+=t ℃ 3023.035.055.0244.045.0)45.01(45.021=⨯+⨯=-+=μμμm mpa/s∴493023.0lg 616.017.0=-=T E %（4） 实际塔板数的确定精馏段：712.649.03≈==N 层 提留段：947.849.015.4≈==N 层2.2.3工艺条件物性数据（1） 平均分子量精馏段： 972.0=D x ，885.01=x07.79522.112)972.01(11.78972,0=⨯-+⨯=V M kg/kmol 07.82522.112)885.01(11.78885.0=⨯-+⨯=V M kg/kmol进料： 7386.0=F y , 384.0=F x11.87522.112)7386.01(11.787386.0=⨯-+⨯=V M31.99522.112)384.01(11.78384.0=⨯-+⨯=L M精馏段平均分子量：09.83211.8707.79=+=V M kg/kmol69.90231.9907.82=+=L M kg/kmol（2） 平均密度81=D t ℃ 89.8131=ρ 3/m kg 9.10402=ρ 3/m kg 7.100=F t ℃ 681.7911=ρ 3/m kg 3.10112=ρ 3/m kg液相密度 精馏：1040189.813111a a L-+=ρ 05.821=∴L ρ 3/m kg加料：30.0522.112)384.01(11.78384.011.78384.01=⨯-+⨯⨯=a3.10117.068.7913.01+=Lρ 60.933=∴L ρ 3/m kg精馏段平均液相密度：325.877260.93305.821=+=L ρ 3/m kg气相密度 ()71.27.10015.273314.809.83325.101=+⨯⨯==RT PM V V ρ 3/m kg （3） 液体表面张力81=D t ℃ 849.251=σ mN/m 149.212=σ mN/m7.100=F t ℃ 7667.181=σ mN/m 673.232=σ mN/m精馏7174.25149.21)972.01(849.25972.0=⨯-+⨯=σ mN/m进料79.21673.23)384.01(7667.18384.0=⨯-+⨯=σ mN/m 精馏段平均张力：75.23279.217174.25=+=σ mN/m（4） 液体粘度81=D t ℃ 3051.01=μ mpa/s 4246.02=μ mpa/s7.100=F t ℃ 2535.01=μ mpa/s 3612.02=μ mpa/s精馏308.04246.0)972.01(3051.0972.0=⨯-+⨯=μ mpa/s 进料3198.03612.0)384.01(2535.0384.0=⨯-+⨯=μ mpa/s 精馏段平均粘度：3139.023198.0308.0=+=μ mpa/s（5） 精馏段气液负荷计算6.106036.49)1174.1()1(=+=+=D R V kmol/h 908.071.2360009.8360.1063600=⨯⨯==V V S VM V ρ 3m /s568.57036.49174.1=⨯==RD L kmol/h00165.0325.877360069.90568.573600=⨯⨯==L V S LM L ρ 3m /s 4.5360000165.0=⨯=h L 3m /s2.3 浮阀塔主要尺寸的设计计算2.3.1塔的有效高度和板间距的初选根据所设计的分离的物系，选取40.0=T H m ，=-=T TTH E N Z )1(8.3 2.3.2塔径取板上液层高度05.0=L h m 35.0=-T T h H m 查图得到075.020=C ,校正到表面张力为23.75 mN/m 时，0776.02075.23075.0202.02.020=⎪⎭⎫⎝⎛⨯=⎪⎭⎫⎝⎛=σC C mN/m39.171.271.2325.8770776.0max =-⨯=-=∴V V L Cu ρρρ m/s 取安全系数为0.70时，973.039.17.07.0max =⨯==u u m/s 按标准塔径圆整为1.2 m ，则空塔气速为 0.803 m/s 。