2011学院 工业大学《化工原理》课程设计 设计题目 苯-甲苯二元体系连续浮阀精馏塔的工艺设计 学生 班级、学号书院化工班 指导教师 晖 课程设计时间2016年 12 月 19 日-2016年 12 月31日 课程设计成绩百分制 权重设计说明书、计算书与设计图纸质量，70%独立工作能力、综合能力、设计过程表现、设计答辩与回答问题情况，30%设计最终成绩（五级分制）指导教师签字2011学院课程设计任务书课程名称 化工原理课程设计 设计题目苯-甲苯二元体系连续浮阀精馏塔的工艺设计 学生 专业 化学工程与工艺 班级学号 2011学院化工班 设计日期 2016 年 12月 19 日至 2016 年 12 月 31日设计条件与任务：设计体系： 设计条件:1．处理量F： 278 （kmol/h） 2．料液浓度 0.14 （mol%） 3. 进料热状况： 泡点 要求： 1．产品浓度： 99.5 （mol%） 2．易挥发组分回收率： 99 % 指导教师2016 年 12 月 31日 目录0、前言 30.1 塔设备概述 30.2 化工生产对塔设备的要求 30.3 塔设备的类型 40.4 浮阀塔的优点 41、浮阀塔工艺设计 51.1 操作压强 51.2 进料状态 61.3 塔釜加热方式 61.4 回流方式 62、精馏工艺流程图 63、实际板数的确定 73.1 全塔物料衡算 73.2 物系相平衡关系 73.2.6 相对挥发度与平衡线方程 73.2.4 粘度 83.3 回流比与精馏段操作线方程 93.4 塔气相、液相摩尔流量 103.4.1 精馏段气相、液相摩尔流量 103.4.2 提馏段气相、液相摩尔流量与提馏段操作线方程 103.5 理论板数的计算 103.6 实际板数的计算 124、塔体主要工艺尺寸的确定 134.1 塔体塔板设计所需物性参数 134.1.1 操作压力 134.1.2 操作温度 134.1.3 提馏段、精馏段平均摩尔质量 143.2.3 提馏段、精馏段平均密度 143.2.5 表面力 154.2 塔气相、液相体积流量 164.2.1 精馏段气相、液相体积流量 164.2.2 提馏段气相、液相体积流量 174.3 精馏段塔板塔径设计计算 174.3.1 精馏段塔径 174.3.2 精馏段有效高度 184.3.3 精馏段溢流装置设计 184.3.4鼓泡区阀孔数的确定与排列 194.3.5流体力学校核 214.3.6 精馏段负载性能图与操作弹性 234.4 提馏段塔板塔径设计计算 254.4.1提馏段塔径 254.4.2 提馏段有效高度 264.4.3 提馏段溢流装置设计 274.4.4鼓泡区阀孔数的确定与排列 284.4.5 流体力学校核 294.4.6 精馏段负载性能图与操作弹性 314.5塔体主要工艺尺寸汇总 335、辅助设备设计 355.1塔顶全凝器的计算与选型 355.1.1 换热器基本参数计算 355.1.2 换热器性能核算 365.2塔底再沸器的计算与选型 405.1.2再沸器种类 405.1.2再沸器计算与选型 415.3预热器的计算与选型 435.4接管的计算与选型 445.5泵的计算与选型 476、设计结果总汇表 507、致 538、参考文献 53附表1：常压下苯——甲苯的气液平衡数据 54附表2：苯—甲苯 t-p 56附表3：苯和甲苯粘度 57附表4：苯和甲苯表面力 58附表5：史密斯关联图 59附表6：泛点负荷系数图 59附表7：苯和甲苯密度 60附表8：输送流体用无缝钢管常用规格 61附图1：精馏段塔板 63附图2：提馏段塔板（经计算和校核两块塔板一样） 640、前言0.1 塔设备概述塔设备是化学工业，石油工业，石油化工等生产中最重要的设备之一。
它可以使气（汽）液液两相之间进行充分接触，达到相际接触传热与传质的目的在塔设备中能进行的单元操作有：精馏，吸收，解吸，气体的增湿与冷却等在化工，石油化工与炼油厂中，塔设备的性能对整个装置的产品质量，生产能力和消耗定额，以与三废处理和环境保护等各个方面，都有重大的意义在化工和石油化工的生装置中，塔设备的投资费用占整个工艺设备费用的25.39%左右，炼油和煤化工生产装置占34.85%；它所耗的钢材在各累工艺设备中所占的比例也较多，例如在年产250万吨的常压与减压炼油装置中耗用的钢材重量占62.4%，年产60与120万吨催化裂化装置占48.9%因此，塔设备的设计和研究，对化工，炼油工业的发展起着重要的作用0.2 化工生产对塔设备的要求塔设备除了应该满足特定的化工工艺条件（如温度，压力，耐腐蚀）外，为了满足工业生产的需求还应该达到下列要求：1）生产能力大，与气体处理量大2）高的传质，传热效率，气液有充分的接触空间，接触时间和接触面积3）操作稳定，操作弹性大，即气液负荷有较大波动时仍能在较高的传质效率下进行稳定的操作，，且塔设备应能长期连续运转4）流体流动的阻力小，即流体通过塔设备的压降小，以达到节能降低操作费用的要求。
5）结构简单可靠，材料耗用量少，制造安装容易，以达到降低设备投资的要求事实上，任何一个塔设备能同时达到上述的诸项都时非常困难的，因此只能从生产的需求与经济合理的要求出发，抓住主要矛盾进行设计随着人们对生产能力，提高效率，稳定操作和降低压降的追求，推动着各种新型塔结构的出现和发展0.3 塔设备的类型塔设备一般分为级间接触式和连续接触式两大类前者的代表是板式塔，后者的代表则为填料塔一般，与填料塔相比，板式塔具有效率高、处理量大、重量轻与便于检修等特点，但其结构较复杂，阻力降较大在各种塔型中，当前应用最广泛的是筛板塔和浮阀塔0.4 浮阀塔的优点 1.生产能力大，由于塔板上浮阀安排比较紧凑，其开孔面积大于泡罩塔板，生产 能力比泡罩塔板大 20%～40%，与筛板塔接近2.操作弹性大，由于阀片可以自由升降以适应气量的变化，因此维持正常操作而允许的负荷波动围比筛板塔，泡罩塔都大 3.塔板效率高，由于上升气体从水平方向吹入液层，故气液接触时间较长，而雾沫夹带量小，塔板效率高 4.气体压降与液面落差小，因气液流过浮阀塔板时阻力较小，使气体压降与液面落差比泡罩塔小 5.塔的造价较低，浮阀塔的造价是同等生产能力的泡罩塔的 50%～80%，但是比筛板塔高 20%～30%。
1、浮阀塔工艺设计1.1 操作压强精馏可以常压，加压或减压条件下进行确定操作压力时主要是根据处理物料的性质，技术上的可行性和经济上的合理性来考虑的对于沸点低，常压下为气态的物料必须在加压条件下进行操作在一样条件下适当提高操作压力可以提高塔的处理能力，但是增加了塔压，也提高了再沸器的温度，并且相对挥发度液会下降对于热敏性和高沸点的物料常用减压蒸馏降低操作压力，组分的相对挥发度增加，有利于分离减压操作降低了平衡温度，这样可以使用较低位的加热剂但是降低压力也导致了塔直径的增加和塔顶冷凝温度的降低，而且必须使用抽真空设备，增加了相应的设备和操作费用本次分离的苯和甲苯二元体系为一般物系故分离时采用常压操作，操作压力为101.325kpa1.2 进料状态本精馏塔采用泡点进料，通过预热器将25℃的冷料加热为饱和液体1.3 塔釜加热方式本次分离任务中，塔底采用再沸器加热，冷流体为塔底液体，热流体为高温蒸汽，此种加热方式属于间接蒸汽加热1.4 回流方式本设计采用安装回流泵方式进行强制回流2、精馏工艺流程图图1:精馏工艺流程图3、实际板数的确定3.1 全塔物料衡算根据操作条件可知:料液流量 F=278Kmol/h;料液中易挥发组分的质量分数 xF=0.14;塔顶产品摩尔分数 XD=0.995;易挥发组分的回收率η=99%。
1）由公式（1）求得馏出液D的量：D= 38.72442 kmol/h全塔物料衡算式：（2）由等式（2）求得塔底残液W的量：W= 239.2755779kmol/h全塔轻组分物料衡算式：（3）由等式（3）求得残夜XW= 0.0016265763.2 物系相平衡关系3.2.6 相对挥发度与平衡线方程用等式（4）来计算物系的相对挥发度（4）根据附表1的相平衡数据，利用等式（4），分别计算x1=0.1、x2=0.2……x9=0.9的相对挥发度，得到= 2.347875426、=2.35122261、=2.393841167、=2.455696203、=2.524850194、=2.568009057、=2.58317438、=2.610411899、=2.632373114平均相对挥发度：=2.494 （5）则平衡线为：（6）3.2.4 粘度根据公式（7）计算物料的平均粘度（7）通过附表3，差法求得塔顶温度 tD=80.17 ℃苯、甲苯的粘度为=0.3075495 mPa·s 、=0.3106005 mPa·s；则塔顶液相的平均粘度为：（8）则μD= 0.30756468 mPa•s通过附表3，差法求得加料板温度tF=104.6 ℃苯、甲苯粘度=0.2458 mPa·s 、=0.30019 mPa·s ；则进料板液相的平均粘度为：（9）则= 0.291905456 mPa•s通过附表3，差法求得塔底温度tW=110.525 ℃苯、甲苯粘度 =0.23395 mPa·s 、=0.28626625 mPa·s ；（10）则= 0.286172294 mPa•s精馏段液相混合物的平均粘度为：=0.299735068（11）提馏段液相混合物的平均粘度为：=0.289038875（12）3.3 回流比与精馏段操作线方程泡点进料，有q=1，q线为一铅锤线，根据相平衡方程：（13）则最小回流比为：（14）取实际回流比为最小回流比的1.4倍: 精馏段操作线方程： （15）3.4 塔气相、液相摩尔流量3.4.1 精馏段气相、液相摩尔流量液相流量 ： （16） 气相流量 ：（17）3.4.2 提馏段气相、液相摩尔流量与提馏段操作线方程液相流量： （18）气相流量： （19）提馏段操作线方程：（20）3.5 理论板数的计算理论板数的计算采用逐板计算法精馏段操作线方程： （21）提馏段操作线方程：（22）平衡线方程：（23）表2：逐板计算板上数据板数/NT液相组成/xi气相组成/yi10.987622460.99520.9720139060.988587330.9399413830.97502004540.8778206130.9471419950.7701914820.89314542160.6153504160.7995921097。