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1、摘要本设计的任务是设计用于分离苯-甲苯的苯浮阀精馏塔。精馏是多级分离过程，即同时进行多次部分汽化和部分冷凝的过程。精馏装置包括精馏塔、原料预热器、蒸馏釜（再沸器）、冷凝器、釜液冷却器和产品冷却器等设备。热量自塔釜输入，物料在塔内经多次部分冷凝进行精馏分离，由冷凝器和冷却器中的冷却介质将余热带走。根据加热方式来决定塔底是否设置再沸器，塔底设置再沸器时为间接加热，这种加热方式适用于各种物系，且被广泛使用。由于本设计设置了再沸器，故采用间接加热。因为苯-甲苯是易于分离的二组分物系，故采用常压精馏。进料热状况选择泡点进料，这样塔内精馏段和提馏段的上升的蒸汽量相等，而且不受季节气候的影响。板式塔的种类繁
2、多，本设计采用浮阀塔，它是在泡罩塔的基础上发展起来的。浮阀塔被广泛用于精馏、吸收以及脱吸等传质过程中，塔径从200mm到6400mm，使用效果较好。它具有处理能力大，操作弹性大，塔板效率高，压强小，使用周期长等特点。确定回流比有图解法和逐板计算法，本设计采用逐板计算法，虽然计算过程较为繁琐，但计算精度较高。理论板确定后，计算实际板数，再设计塔和塔板中所有的参数，初选塔板间距并计算塔径，这些数据的计算都是以精馏段的数据为依据的。设计中采用平直溢流堰，因为这样可以使得塔板上具有一定高度的均匀流动的液层。浮阀塔的开孔率设计中要满足一定的要求，即要确定合适的浮阀数，浮阀的孔径是由所选浮阀的型号确定的，
3、浮阀数通过上升蒸汽量、阀孔气速和孔径确定，这只是计算的理论浮阀数，实际的要通过作塔板布置图确定，如果布置图中的浮阀数不符合开孔率和阀孔气速，就要重新布置直至满足要求，阀孔的排列采用等腰三角形叉排。最后是塔板负荷性能图中雾沫夹带上限线、液泛线、漏液线、液相负荷下限线的计算以及确定塔体结构。目录摘要第一章物料衡算与操作线方程11.1间接蒸汽加热方式下的物料恒算11.2精馏段操作线方程2最小回流比的确定2适宜回流比的确定3操作线方程4第二章理论塔板数的确定4第三章实际板层数的确定53.1 塔板总效率的估计5定性温度的确定7精馏段参数8提馏段参数的确定94.2初选塔板间距114.3塔径的计算：（以精馏
4、段数据为准）12初步计算塔径124.3.2 塔径圆整144.4溢流装置与流体流型14溢流堰（出口堰）15降液管164.5塔板设计18塔板布置18浮阀塔的开孔率及阀孔排列194.6浮阀塔板得液体力学验算21气体通过浮阀塔板时的压强降为22液泛24雾沫夹带254.7塔板负荷性能图26雾沫夹带上限线26液泛线27液相负荷上限线27液相负荷下限线28塔的操作弹性29第五章塔体结构295.1塔顶空间295.2塔底空间295.3人孔295.4塔高305.5塔板结构30参考文献32致谢32第一章 物料衡算与操作线方程1.1间接蒸汽加热方式下的物料恒算总物料衡算 (1.1)易挥发组分的物料衡算 (1.2)式中
5、：，,进料、馏出液和釜残液的流量，进料中易挥发组分的组成，摩尔分率馏出液中易挥发组分的组成，摩尔分率釜残液中易挥发组分的组成，摩尔分率苯的摩尔质量为78，甲苯的摩尔质量为92.进料组成 =0.388馏出液组成 =0.998釜残液组成 塔顶馏出液的平均摩尔质量 取一年工作日为330天，则塔底馏出液的流量 全塔物料衡算 代入相关数据得：，1.2精馏段操作线方程最小回流比的确定表1.1 苯（A）与甲苯（B）的饱和蒸气压和温度的关系【2】温度/80.1859095100105110.6/101.33116.9135.5155.7179.2204.2240.0/40.046.054.063.374.38
6、6.0101.33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和，由于总压P为定值，即P=101.33，由拉乌尔定律可求得液相组成x,平衡气相组成y。以t=95为例，计算过程如下：x = = = 0.412y = = = 0.633因苯-甲苯混合物为理想溶液则有，即其他温度下的计算列于表1.2中表1.2 温度与、x 、y 的关系【2】t/80.1859095100105110.62.542.512.462.412.37x1.0000.7800.5810.4120.2580.1300y1.0000.8970.7730.6330.4610.2690通常，在利用相对挥发度法求x-y
7、关系时，可取温度范围内的平均相对挥发度，表2中两端温度下的数据除外（因对应的是纯组分），因此可取温度为85和105下的平均值，即进料状况选择饱和液体进料，苯甲苯可看作理想物系，采用解析法求最小回流比 (1.3) 得 =1.756适宜回流比的确定根据设计经验，一般物系的适宜回流比为 (1.1-2.0) (1.4) 10.04 当R在适宜范围内取值时所得有关值见表1.3表1.31.1.1Rmin1.2Rmin1.3Rmin1.4min1.5min1.6min1.7min1.8min1.9min2min R1.932.112.282.462.632.812.993.163.343.510.0590.
8、110.160.200.240.280.310.340.360.390.580.520.480.450.420.400.370.350.330.32 N26.6723.0821.1519.8918.7618.0717.1116.5215.9715.71然后由上数据得出图1.1图1.1 N-R的关系由图1.1得适宜回流比取操作线方程精馏段操作线方程 (1.5)提馏段操作线方程 (1.6) (1.7)第二章 理论塔板数的确定本设计采用逐板计算法计算理论板数由= =0.998 (2.1)（精馏段方程） 计算直到 此处得n=12 精馏段11层（不包括再沸器），第12层为进料板。然后令 (2.2) 计算
9、直到 此处得n=7 所以提馏段6层 所以共需17层理论板（不包括再沸器）第三章 实际板层数的确定3.1 塔板总效率的估计在求出理论塔板数后，要先确定塔板总效率才可求出实际板数。塔板效率是否定得合理，对所设计的塔在建成后能否满足生产上的要求有重要意义。而塔板效率与物系的性质、塔板的结构以及操作条件有密切的关系。由于影响因素很多，目前尚无适用范围广又较精确的计算方法。一般用下面三种方法之一来确定：1、 参考工厂同类型塔板，物系性质相同（或相近）的塔效率的经验数据。2、 在生产现场对同类型塔板，类似物系的塔进行实际查定，得出可靠的塔板效率数据。3、 在没有可靠的经验数据作参考室，可采用“奥康奈尔的蒸
10、馏塔效率关联图”或“奥康奈尔关联式”来估算全塔效率。 (3.1)式中：全塔效率，无因次；全塔平均温度下的相对挥发度，无因次；塔顶第一块板上的温度，塔底最后一层板上的温度，进料液在塔顶和塔底平均温度下的粘度，其中： 进料中组分i的摩尔分率；塔顶、塔底平均温度下各组分液体纯态下的粘度；必须注意此关联是的适用范围是：（1）（2）液体的板长流程长度1.0m，超过1m时，实际可达到的全塔效率比有此式解出的值大。（3）此关联式是对泡罩塔或筛板塔的几十个工业塔进行实验而得的结果，对浮阀塔可参照使用。有我国某厂八个浮阀塔实例的全塔效率表明，实测数据与由奥康曲线（关联式）所得出的数据基本吻合。表3.1苯甲苯的气
11、液平衡数据液相组成气相组成沸点液相组成气相组成沸点0.00.0110.5660.079.189.2910020.8105.7170.085.187.3220.037.2101.7880091.284.9730.050.798.2590.095.982.6140.061.995.2495.098.081.3450.071.392.43100.0100.080.01由上数据得图3.1图3.1 苯-甲苯混合液的t-x-y图由和从图3.1上查得=80.15=109.26 (3.2)查化工原理（上册）附表的苯和甲苯在时粘度分别为和故全塔平均温度下的相对挥发度取全塔效率为3.2层数的确定实际板层数 （块）
12、 (3.3)其中应不包含再沸器的理论板层数板。第四章 塔和塔板主要的工艺尺寸的设计4.1设计中所有参数的确定定性温度的确定定性温度分为精馏段定性温度和提馏段定性温度，两个参数 (4.1)由从图3.1查得T进=96.13； (4.2) ； (4.3)精馏段参数精馏端参数以精馏段的定性温度为依据确定1. 平均组成：据参考平衡数据（一般为数据）即图3.1可确定出精馏段的平均气、液组成，。查附图2得时，2. 精馏段气相体积流率及密度的确定取 (4.4)其中 3. 精馏段液相体积流率及密度的确定 ； (4.5)其中 (4.6)为苯的质量分数，根据摩尔分数与质量分数的关系 (4.7)得出 (4.8)查得时苯和甲苯的密度分别是和 ，时苯和甲苯的密度分别是和 ，用内插法求得时苯和甲苯的密度分别是和，因此 (4.9)4. 精馏段液体表面张力的确定 (4.10)通过化工原理（上册）附表查得时，塔顶液相表面张力 同样可查得时，进料板液相表面张力
