苯_甲苯浮阀式精馏塔的设计说明
化工原理课程设计 苯-甲苯浮阀精馏塔共19页
3．课程设计报告内容3.1 流程示意图冷凝器→塔顶产品冷却器→苯的储罐→苯↑↓回流原料→原料罐→原料预热器→精馏塔↑回流↓再沸器← → 塔底产品冷却器→甲苯的储罐→甲苯3.2 流程和方案的说明及论证3.2.1 流程的说明首先，苯和甲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，完成苯与甲苯的分离。
3.2.2 方案的说明和论证本方案主要是采用浮阀塔。
精馏设备所用的设备及其相互联系，总称为精馏装置，其核心为精馏塔。
常用的精馏塔有板式塔和填料塔两类，通称塔设备，和其他传质过程一样，精馏塔对塔设备的要求大致如下：一：生产能力大：即单位塔截面大的气液相流率，不会产生液泛等不正常流动。
二：效率高：气液两相在塔内保持充分的密切接触，具有较高的塔板效率或传质效率。
三：流体阻力小：流体通过塔设备时阻力降小，可以节省动力费用，在减压操作是时，易于达到所要求的真空度。
四：有一定的操作弹性：当气液相流率有一定波动时，两相均能维持正常的流动，而且不会使效率发生较大的变化。
五：结构简单，造价低，安装检修方便。
六：能满足某些工艺的特性：腐蚀性，热敏性，起泡性等。
而浮阀塔的优点正是：而浮阀塔的优点正是：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。
浮阀精馏塔设计-苯和甲苯
理论塔板计算
相对挥发度α 回流比R 精馏塔的气、液相负荷V’、L’
操作线方程
理论板计算 实际板数计算
理论塔板计算
1.相对挥发度的求取
苯的沸点为 80.1℃，甲苯沸点为 110.6℃ ① 当温度为 80.1℃时
1206 .35 2.006 80.1 220 .24 1343 .94 lg P B 6.078 1.593 80.1 219 .58 lg P A 6.023
物料衡算
2.原料液、塔顶、塔底产品的平均摩尔质量
精馏段的平均摩尔质量 Mvm=(78.35+84.34)/2=81.34 kg/kmol MLm=(78.68+87.43)/2=83.06kg/kmol 提馏的平均摩尔质量 Mvm=(91.49+84.34)/2=87.92 kg/kmol MLm=(91.80+87.43)/2=89.62kg/kmol
1.000 0.922 0.830 0.720 0.596 0.453 0.304 0.128 0
由上表可有 origin 作出如图 1（t-x）曲线
实际板的计算
图1
t-x-y 图
由 t-x-y 图可查得 tD=80.40℃,tW=111.52℃,tF=97.33℃ 全塔平均温度
t td tw 95.96℃ 2
物料衡算
2.原料液、塔顶、塔底产品的平均摩尔质量
进料板平均摩尔质量 由XF =0.336代入气液平衡方程得yF=0.556 MvFm= yFMA+(1-yF)MB =0.556×78.11+(1-0.556)×92.14=84.34kg/kmol MLFm= xFMA+(1-xF)MB =0.336×78.11+(1-0.336)×92.14=87.43kg/kmol 塔底平均摩尔质量 由xw=0.024代入气液平衡方程得yw=0.046 MvFm= ywMA+(1-yw)MB =0.046×78.11+(1-0.046)×92.14=91.49kg/kmol MLFm= xwMA+(1-xw)MB =0.024×78.11+(1-0.024)×92.14=91.80kg/kmol
苯-甲苯浮阀精馏塔课程设计
第一篇化工原理课程设计任务书1.1设计题目苯-甲苯连续精馏（浮阀）塔的设计1.2设计任务1、精馏塔设计的工艺计算及塔设备计算（1）流程及操作条件的确定；物料衡算及热量衡算；（2）塔板数的计算；（3）塔板结构设计（塔板结构参数的确定、流动现象校核、负荷性能图）；（4）塔体各接管尺寸的确定；（5）冷却剂与加热剂消耗量的估算。
2.设计说明及讨论3.绘制设计图（1）流程图（A4纸）；（2）塔盘布置图（8开坐标纸）；（3）工艺条件图（1号绘图纸）。
1.3原始设计数据1、原料液：苯-甲苯，其中苯含量为35 %（质量），常温；2、馏出液含苯：99.2 %（质量）；3、残液含苯： 0.5 %（质量）；4、生产能力：4000 (kg/h).第二篇流程及流程说明为了能使生产任务长期固定，适宜采用连续精流流程。
贮罐中的原料液用机泵泵入精馏塔，塔釜再沸器用低压蒸汽作为热源加热料液，精馏塔塔顶设有全凝器，冷凝液部分利用重力泡点回流部分连续采出到产品罐（具体流程见附图）。
在流程确定方案选择上，本设计尽可能的减少固定投资，降低操作费用，以期提高经济效益。
1、加料方式的选择：设计任务年产量虽小，但每小时4000Kg的进料量，为维持生产稳定，采用高位槽进料，从减少固定投资，提高经济效益的角度出发，选用泡点进料的加料方式。
2、回流方式的选择：塔的生产负荷不大，从降低操作费用的角度出发，使用列管式冷凝器，利用重力泡点回流,同时也减少了固定投资。
3、再沸器的选择：塔釜再沸器采用卧式换热器，使用低压蒸汽作为热源，做到了不同品位能源的综合利用，大大降低了能源的消耗量。
第三篇 设计计算3.1全塔的物料衡算1、将任务书中的质量分数换算成摩尔分数，进料h km ol 4000=F35%78.110.33835%78.1165%92.13F x ==+（摩尔百分数）0.5%78.110.005890.5%78.1199.5%92.13W x ==+（摩尔百分数）99.2%78.110.99399.2%78.110.8%92.13D x ==+（摩尔百分数）2、求平均分子量，将h kg 换算成 h km ol进料处: 78.110.38892.130.61286.69kg kmol F M =⨯+⨯= 塔顶处: 78.110.99392.130.00778.21kg kmol D M =⨯+⨯= 塔釜处: 78.110.0058992.130.9941192.05kg kmol W M =⨯+⨯= 进料: kmol/h 46.144000/86.69==F 3、全塔的物料衡算由物料衡算得：F F DF W DF x W x D x =+⎧⎨⨯=⨯+⨯⎩代入数据得： ⎩⎨⎧⨯+⨯=⨯+=993.000589.0388.014.4614.46D W DW解之得： ⎩⎨⎧==h kmol 86.17hkmol 28.28D W3.2相对挥发度α及回流比Rα：1、求全塔平均相对挥发度表3-11 2 3 4 5 6 7 8 9 t C。
课程设计-苯-甲苯二元物系浮阀精馏塔的设计
吉林化工学院化工原理课程设题目苯-甲苯二元物系浮阀精馏塔的设计教学院环境与生物工程学院专业班级安全工程0901班学生姓名学生学号指导教师2011年6月27日目 录化工原理课程设计任务书 (3)摘 要 (4)绪论 (5)第一章 精馏塔工艺设计计算 (7)1.1 精馏塔全塔物料衡算 (7)1.1.1已知条件 (7)1.1.2 物料衡算 (8)1.2 板数的确定 (8)1.2.1温度 (8)1.2.2 相对挥发度的计算 (9)1.2.3 最小回流比的确定 (9)1.2.4 求精馏塔气液相负荷 (10)1.2.5 操作线方程的确定 (10)1.2.6精馏塔理论塔板数及理论加料位置 (10)1.2.7实际板数的计算 (11)1.3 工艺条件的计算 (11)1.3.1操作压强 P (11)1.4 物性数据计算 (12)1.4.1平均摩尔质量计算 (12)1.4.2平均密度 (13)1.4.3液体表面张力 (14)1.4.4 液体粘度 (15)第二章精馏段塔和塔板主要工艺尺寸计算 (16)2.1.气液负荷和塔径D 的计算 (16)2.1.1精馏段气液负荷计算 (16)2.1.2提馏段气液负荷计算 (16)2.1.3 空塔气速 (16)2.1.4精馏塔有效高度的计算 (17)2.2溢流装置 (17)2.2.1计算出口堰(外堰)高w h ................................................. 17 2.2.2降液管底隙高度0h 的确定 (18)2.2.3浮阀数目、浮阀排列及塔板布置 (19)第三章塔板流体力学验算 (21)3.1 气相通过浮阀塔板的静压头降hf (21)3.1.1计算干板静压头降hc (21)3.1.2降液管中清夜层高度Hd (22)3.1.3 计算雾沫夹带量eV (23)3.2.塔板负荷性能图 (23)3.2.1雾沫夹带线 (23)3.2.2液泛线 (24)3.2.3 液相负荷上限线 (26)3.2.4漏液线 (26)3.2.5液相负荷下限线 (26)3.2.6塔板负荷性能图 (27)3.2.7小结 (27)3.3 相关介质选择及热量衡算 (27)3.3.1加热介质的选择 (27)3.3.2冷凝剂 (28)3.3.3热量衡算 (28)3.4. 辅助设备 (30)3.4.1冷凝器的选型 (30)3.4.2 再沸器的选型 (31)3.5.塔附件设计 (31)3.5.1接管 (31)3.5.2筒体与封头 (33)3.5.3塔总体高度的设计 (34)第四章主要计算结果列表 (35)4.1浮阀塔的主要结构参数表 (35)4.2浮阀塔的主要结构参数表 (35)4.3主要符号说明 (36)参考文献 (39)致谢 (40)化工原理课程设计任务书一 设计题目：苯-甲苯连续浮阀式精馏塔的设计二 任务要求设计一连续筛板浮阀式精馏塔以分离苯和甲苯，具体工艺参数如下：原料加料量 F=100kmol/h进料组成 45.0=F x馏出液组成 97.0=D x釜液组成 03.0=W x塔顶压力 kPa P 325.101=单板压降 0.7kPa ≤进料状态 97.0=q2 工艺操作条件：常压精馏，塔顶全凝器，塔底间接加热，泡点回流。
苯甲苯二元物系浮阀式精馏塔设计
目录摘要 0绪论 (1)设计方案的选择 (2)第一章工艺计算 (2)1.1物料衡算 (3)1.1.1原料液及塔顶，塔底产品的摩尔分率 (3)1.2 物性参数的计算 (3)1.2.1 温度的计算 (3)1.2.2 密度的计算 (4)1.2.4混合物的黏度 (7)1.2.5 相对挥发度的计算 (8)1.3.理论塔板数及实际塔板数的计算 (9)1.3.1 最小回流比的计算 (9)1.3.2 操作线方程的确定 (9)1.3.3 精馏塔理论板数的计算 (9)1.3.4全塔效率计算 (10)第二章板式塔主要的工艺尺寸的设计计 (12)2.1.1操作压力计算 (12)2.1.2 热量衡算 (12)①加热介质的选择 (12)②比热容的计算 (12)2.1.3 气液相体积流量的计算 (15)2.2塔体工艺尺寸的计算 (15)2.2.1精馏塔塔径的计算 (15)2.3塔板工艺尺寸的计算 (17)2.3.1溢流装置的设计 (17)2.3.2浮阀布置设计 (18)2.3.3浮阀板流体力学验算 (19)2.4塔板负荷性能图 (21)2.4.1液沫夹带线的绘制 (21)2.4.2液泛线的绘制 (21)2.4.3漏液线的绘制 (22)2.4.4液相负荷的下限线的绘制 (22)2.4.5液相负荷的上限线的绘制 (22)2.4.6小结 (23)第三章辅助设备及选型 (23)3.1 接管的计算与选择 (23)3.1.1进料管的选择 (23)3.1.2回流管的选择 (24)3.1.3釜底出口管路的选择 (24)3.1.4塔顶蒸汽管 (24)3.1.5 加料蒸汽管的选择 (24)第四章塔总体高度的计算 (24)4.1塔的顶部空间高度 (25)4.2塔的底部空间高度 (25)结果汇总表.......................................... .. (26)参考文献 (27)结束语............................... . (27)摘要浮阀塔是化工生产中主要的传质设备。
分离苯-甲苯混合液的苯-甲苯式精馏塔工艺设计
第二章设计任务书1.设计题目：分离苯-甲苯混合液的浮阀板式精馏塔工艺设计2.工艺条件：生产能力：苯-甲苯混合液处理量80000t/a原料组成：苯含量为40%（质量百分率，下同）进料状况：热状况参数q自选分离要求：塔顶苯含量不低于99.5%，塔底苯含量不大于1.5% 3.建厂地区：大气压为760mmHg，自来水年平均温度为15℃的滨州4.塔板类型：板式精馏塔5.生产制度：年开工300天，每天三班8小时连续生产6.设计内容：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物性数据的计算；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)绘制生产工艺流程图；10)绘制精馏塔设计条件图；11)绘制塔板施工图（可根据实际情况选作）；12)对设计过程的评述和有关问题的讨论。
第三章 设计内容3.1 设计方案的确定及工艺流程的说明本设计任务为分离苯-甲苯混合物。
对于该二元混合物的分离，应采用连续精馏过程。
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内。
塔顶上升蒸汽采用全凝器冷凝，冷凝液在泡点下一部分回流至塔内，其余部分经产品冷却器冷却后送至储罐。
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。
3.2 全塔的物料衡算3.2.1原料液及塔顶底产品含苯的摩尔分率苯和甲苯的相对摩尔质量分别为78.11 kg/kmol 和92.14kg/kmol ，原料含苯的质量百分率为40%，塔顶苯含量不低于99.5%，塔底苯含量不大于1.5%，则：原料液含苯的摩尔分率：440.014.92/60.011.78/40.011.78/40.0=+=F x塔顶含苯的摩尔分率：996.014.92/005.011.78/995.011.78/995.0=+=D x塔底含苯的摩尔分率：0176.014.92/985.011.78/015.011.78/015.0=+=W x3.2.2原料液及塔顶底产品的平均摩尔质量由3.1.1知产品中甲苯的摩尔分率，故可计算出产品的平均摩尔质量：原料液的平均摩尔质量：M F ＝78.11×0.440＋(1－0.440)×92.14＝85.967kg/kmol塔顶液的平均摩尔质量：M D ＝78.11×0.996＋(1－0.996)×92.14＝78.166kg/kmol塔底液的平均摩尔质量：M W ＝78.11×0.0176＋(1－0.0176)×92.14＝91.893kg/kmol3.2.3料液及塔顶底产品的摩尔流率依题给条件：一年以300天，一天以24小时计，得：F ,＝8000t/（300×24）h ＝1111.12kg/h ，全塔物料衡算：进料液： F=1111.12（kg/h ）/91.893（kg/kmol ）=12.091kmol/h 总物料恒算： F=D+W苯物料恒算： F×0.440=D×0.996+0.0176×12.091 联立解得： W ＝6.963kmol/hD ＝5.128kmol/h3.3 塔板数的确定理论塔板数T N 的求取苯-甲苯物系属理想物系，可用梯级图解法（M·T）,求取N T ，步骤如下： 3.3.1平衡曲线的绘制根据苯-甲苯的相平衡数据，利用泡点方程和露点方程求取。
分离苯—甲苯混合液的浮阀板式精馏塔工艺设计
分离苯—甲苯混合液的浮阀板式精馏塔工艺设计苯和甲苯是两种常用的有机溶剂，它们通常通过精馏过程进行分离。
浮阀板式精馏塔是一种常用的精馏设备，具有高效、节能、操作方便等特点。
下面就对分离苯和甲苯混合液的浮阀板式精馏塔工艺进行设计。
1.工艺流程：分离苯和甲苯混合液的浮阀板式精馏塔工艺流程一般包括进料、初留、尾留和回流等环节，具体流程如下：1)进料：将苯和甲苯混合液进料到精馏塔的顶部。
进料包括苯和甲苯的混合物以及一部分回流。
2)初留：通过多个塔板的精馏，将苯分离出来，初留液位以下的液体为初馏液，初留液通过凝气冷却器冷却后分为初留顶部产品和初留底部回流。
3)尾留：在塔底通过降温器冷却后，即可得到尾液，尾留底部产品通常作为顶部产品的回流，以保证塔托和稳定操作。
4)回流：回流是为了提高塔板的效率，减小焦失和能耗。
可通过将一部分的顶部产品送回到塔顶部作为回流。
2.浮阀板式精馏塔的设计参数：在进行浮阀板式精馏塔的工艺设计时，需要考虑以下参数：1)塔高：塔高应根据塔板的数量和塔板高度来确定，总体来说，塔高越高，分馏效果越好，但是设备成本和能耗也会增加。
2)塔板数：塔板数的确定需要考虑到初留和尾留的要求，一般根据初留质量分数和尾留质量分数进行迭代计算。
3)流量：进料流量、回流流量以及所需的产品流量都需要根据需求和经验来确定，可通过仪表和流量控制阀来调节。
4)进料温度：进料温度一般在常温下进行，如果需要提高分离效率，可以适当降低进料温度。
5)塔底温度：塔底温度是通过冷凝器来冷却的，根据具体情况来确定冷凝器的设计参数。
3.优化调整：在实际工艺操作中，可能需要对工艺参数进行优化调整，以达到更好的分离效果和降低能耗。
具体调整方法如下：1)调整回流比：根据实际需要，调整回流比可以提高塔板的效率。
2)改变操作压力：通过改变操作压力，可以改变馏出物的温度和塔板的效果，进而实现优化调整。
3)塔板节流孔调整：通过调整塔板节流孔的大小，可以影响流体的分布和液体在塔板上的停留时间，从而达到更好的分离效果。
苯_甲苯浮阀式精馏塔的设计说明
化工原理课程设计任务书一设计题目：苯-甲苯连续浮阀式精馏塔的设计二任务要求设计一连续浮阀式精馏塔以分离苯和甲苯，具体工艺参数如下：原料加料量 F=75kmol/h进料组成 xf=0.41馏出液组成965x=.0D釜液组成035x=.0W塔顶压力kPa101=.P325单板压降0.7kPa≤进料状态965q=.02 工艺操作条件：常压精馏，塔顶全凝器，塔底间接加热，泡点回流。
三主要设计容1、设计方案的选择及流程说明2、工艺计算3、主要设备工艺尺寸设计（1）塔径及塔板结构尺寸的确定（2）塔板的流体力学校核（3）塔板的负荷性能图（4）总塔高4、辅助设备选型与计算设计结果汇总5、工艺流程图及精馏塔设备条件图目录任务书 (1)目录 (Ⅱ)摘要 (1)第 1 章绪论 (2)1.1 设计流程 (2)1.2 设计思路 (2)第 2 章精馏塔的工艺设计 (4)2.1 产品浓度的计算 (4)2.2 最小回流比的计算和适宜回流比的确定 (5)2.3 物料衡算 (6)2.4 精馏段和提馏段操作线方程 (7)2.5 逐板法确定理论板数及进料位置（编程） (7)2.6 全塔效率、实际板数及实际加料位置 (7)第 3 章精馏塔主要工艺尺寸的设计计算 (8)3.1 物性数据计算 (8)3.2 精馏塔主要工艺尺寸的计算 (10)3.3 塔板主要工艺尺寸的计算 (12)3.4 塔板流体力学校核 (15)3.5 塔板符合性能图 (17)第 4 章热量衡算 (21)4.1 热量衡算示意图 (21)4.2 热量衡算 (21)第 5 章塔附属设备的计算 (25)5.1 筒体与封头 (25)5.2 除沫器 (25)5.3 裙座 (25)5.4 塔总体高度的设计 (25)5.5 换热器（进料预热器或产品冷却器）的设计计算 (26)5.6 进料管的设计 (27)5.7 泵的选型 (27)5.8 贮罐的计算 (28)第 6 章结论 (29)6.1 结论 (29)6.2 主要数据结果总汇 (29)结束语 (29)参考文献 (31)附录1主要符号说明 (32)附录2 程序框图 (34)附录3 精馏塔工艺条件图 (35)附录4 生产工艺流程图 (36)教师评语................................................... 错误!未定义书签。
分离苯—甲苯混合液的浮阀板式精馏塔工艺设计.
题目：分离苯—甲苯混合液的浮阀板式精馏塔工艺设计第一章：前言1.1 文献综述1.2 中英文摘要及关键词1.3 相关符号说明第二章：工艺条件的确定和说明2.1 设计参数2.2 操作压力2.3进料状况2.4加热剂及加热方式2.5冷却剂及进出口温度第三章：流程的确定和说明3.1流程的说明3.2设置各设备的原因第四章：精馏塔的设计计算4.1 物料衡算4.2 回流比的确定4.3 板块数的确定4.4 相关物性参数4.5 汽液负荷的计算4．6精馏塔工艺尺寸的计算4.7 塔板流动性能校核4.8 塔板负荷性能图4.9 主要工艺接管尺寸的选取4.10塔顶冷凝器的热负荷4.11塔底再沸器的负荷4.12原料预热器的热负荷第五章：主要计算结果列表5.1 精馏段5.2 提留段1.4 相关物性参数1）苯和甲苯的物理参数(2)饱和蒸汽压苯、甲苯的饱和蒸汽压可用Antoine方程计算：（3）苯、甲苯的相对密度（4）液体表面张力(5)苯甲苯液体粘度第二章工艺条件的确定和说明2.1设计参数（1）设计规模：苯-甲苯混合液年产量为12000t／a（2）生产制度：年开工300天，每天24小时连续生产（3）原料组成：苯含量为40%（质量分数，下同）（4）进料状况：15℃时进料，常压精馏（5）分离要求：塔顶苯含量不低于99%，塔底苯含量不大于2% （6）建厂地区：大气压为760mmHg，自来水年平均温度为15℃平均温度tm2.2确定进料状态2.2.1平均分子量对进料板：x F=0.440，y F=0.660M V m F=y F M A+（1-y F）M B=82.88kg/molM L m F=x F M A+（1-x F）M B=85.96kg/mol对塔底：x W=0.023，y W=0.055M V m W=y W M A+（1-y W）M B==91.36kg/molM L m W=x W M A+（1-x W）M B=91.81kg/mol对塔顶：x D=0.991 y D=0.996M V m D=y D M A+（1-y D）M B=78.17kg/molM L m D=x D M A+（1-x D）M B=78.24kg/mol气相平均摩尔分子量M V m=（M V m D+M V m F）/2=80.53kg/molM V m'=（M V m W +M V m F ）/2=87.12kg/mol 液相平均摩尔分子量M L m=（M L m D +M L m F ）/2=82.1kg/mol M L m'=（M L m W +M L m F ）/2=88.89kg/mol2.2.2平均密度m ρlmblmamaaρρρ+=1（a 为质量分数）（1）对塔底：℃46.109=m t 时，由内插法3/67.780m kg A =ρ3/84.780m kg B =ρ 塔底液相平均密度3/08.7801m kg a a LmF BBAALmF=⇒+=ρρρρ（2）对进料：℃97.92=F t ，由内插法3/05..780m kg A =ρ，3/26.797m kg B =ρ 进料液相平均密度3/51.7891m kg a a LmF BBAALmF=⇒+=ρρρρ（3）对塔顶：℃09.80=D t 时，由内插法3/9.814m kg A =ρ，3/91.809m kg B =ρ 塔顶液相平均密度3/87.8141m kg a a LmD BBAALmD=⇒+=ρρρρ精馏段液相平均密度3D /72.8062m kg LmF Lm Lm =+=ρρρ提馏段液相平均密度3/33.7892'm kg LmFLmW lm=+=ρρρ精馏段气相平均密度3V V /01.3M P m kg RTmm m ==ρ 提馏段气相平均密度3vw 'm /42.3M P 'm kg RTvm==ρ全塔气相平均密度3/22.32m kg lmvm m =+=ρρρ全塔液相平均密度3/03.7982'm kg lm lm vm =+=ρρρ2.2.3表面张力m σ由公式：∑==ni i i m x 1σσ对塔顶，由内插法，m mN m mN t m b m a D /68.21,/26.2109.80===σσ℃， 对进料，由内插法，m mN m mN t m b m a F /40.20,/70.1997.92===σσ℃， 对塔底，由内插法，m mN m mN t m b m a w /49.18,/78.1746.109===σσ℃， 进料板表面张力σmF =0.44⨯19.70+0.56⨯20.40=20.09mN/m 塔顶表面张力σmD =0.991⨯21.26+0.009⨯21.68=21.26mN/m 塔底表面张力σmW =0.023⨯17.78+0.977⨯18.49=18.47mN/m 提馏段表面张力平均值σm 提=19.29 mN/m 精馏段表面张力平均值σm 精=20.68 mN/m2.2.4液体黏度lm μ由公式：∑==ni i i m x 1μμ对塔顶，由内插法，s mPa s mPa t bD aD D ⋅=⋅==318.0,308.009.80μμ℃， 对进料，由内插法，s mPa s mPa t bF aF F ⋅=⋅==280.0,272.097..92μμ℃， 对塔底，由内插法，s mPa s mPa t bW aW W ⋅=⋅==255.0,234.046.109μμ℃， 进料处平均黏度μmF =0.276s mPa ⋅ 塔顶处平均黏度 μmD =0.307s mPa ⋅ 塔底处平均黏度 μmW =0.253s mPa ⋅提馏段液体黏度平均值μm'=（μmF +μmW ）/2=0.265s mPa ⋅ 精馏段液体黏度平均值μm =（μmF +μmD ）/2=0.292s mPa ⋅2.5冷却剂及进出口温度精馏段平均温度m t =（t F +t D ）/2=86.53o C提馏段平均温度'm t =（t W +t D ）/2=101.22o C全塔平均温度t=（86.53+101.22）/2=93.88℃第四章 流程的确定和说明4.1物料衡算原料液处理量h kg G F /67.16662430010120003=⨯⨯=1666.67/18.123/F F M kmol h ==总物料衡算 F=D+W （1） 苯的物料衡算 F F x =D D x +W W x （2） 由1、2两式联合解得：()F W D WF x x D x x -=-W F D =-D=7.883kmol/h W=10.240kmol/h 4.2回流比的确定对于q=1的饱和液体进料，有如下公式（参考文献6,公式10-45）]1)1([11)(1min FD F D q x x x x R ----==αα 由（参考文献6）图10-1及表10-2，可知， 当440.0=F x 时，; 当991.0=D x 时，C t 022.80=;由（参考文献6）表10-3，可知， 2.60 2.352α+==2.475 则()min 2.47510.99610.9962.47510.44010.440R -⎡⎤=-⎢⎥--⎣⎦=1.523 取操作回流比min 1.5 1.5 1.523 2.285opt R R ==⨯= 4.3板块数的确定 （1） 理论板数的计算 精馏段操作线方程：10.6960.30311D n n n x Ry x x R R +=+=+++ 相平衡方程: 2.4751(1)1 1.475ax x y a x x==---提馏段操作线方程：' 2.2857.88318.12336.136L RD F =+=⨯+= kmol/h'(1)(2.2851)7.883V R D =+=+⨯=kmoi/h故 1'36.13610.2400.012 1.3950.005''25.89625.896m m W m mL W y x x x x V V +=-=-⨯=-、 第一块板的气相组成应与回流蒸汽的组成一致，所以有n y =D x ,然后可以根据平衡方程可得1x ,从第二块板开始应用精馏段操作线方程求n y ,用平衡方程求n x ,直到n x <F x ,共需 n-1 块精馏板，第 n 块板为进料板。
苯—甲苯混合液筛板(浮阀)精馏塔设计
前言化工生产中所处理的原料，中间产物，粗产品几乎都是由若干组分组成的混合物，而且其中大部分都是均相物质。
生产中为了满足储存，运输，加工和使用的需求，时常需要将这些混合物分离为较纯净或几乎纯态的物质. 芳香族化合物是化工生产中的重要的原材料，而苯和甲苯是各有其重要作用。
苯是化工工业和医药工业的重要基本原料，可用来制备染料，树脂，农药，合成药物，合成橡胶，合成纤维和洗涤剂等等；甲苯不仅是有机化工合成的优良溶剂，而且可以合成异氰酸酯，甲酚等化工产品，同时也可以用来制造三硝基甲苯，苯甲酸，对苯二甲酸，防腐剂，染料，泡沫塑料，合成纤维等。
精馏是分离液体混合物最常用的一种单元操作，在化工，炼油，石油化工等工业得到广泛应用。
精馏过程在能量计的驱动下，使气，液两相多次直接接触和分离，利用液相混合物中各相分挥发度的不同，使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。
实现原料混合物中各组成分离该过程是同时进行传质传热的过程。
本次设计任务为设计一定处理量的精馏塔，实现苯——甲苯的分离。
苯——甲苯体系比较容易分离，待处理料液清洁。
因此用筛板塔。
筛板塔也是很早出现的一种板式塔，20世纪50年代起对筛板塔进行了大量工业规模的研究，逐步掌握了筛板塔的性能，并形成了较完善的设计方法。
与泡罩塔相比，筛板塔具有下列优点：生产能力（20%——40%）塔板效率（10%——50%）而且结构简单，塔盘造价减少40%左右，安装，维修都较容易。
本课程设计的主要内容是过程的物料衡算，热量衡算，工艺计算，结构设计和校核。
绪论 (3)第一节概述 (8)1.1精馏操作对塔设备的要求 (8)1.2板式塔类型 (8)1.2.1筛板塔 (8)1.2.2浮阀塔 (9)1.3精馏塔的设计步骤 (9)第二节设计方案的确定 (10)2.1操作条件的确定 (10)2.1.1操作压力 (10)2.1.2 进料状态 (10)2.1.3加热方式 (10)2.1.4冷却剂与出口温度 (10)2.1.5热能的利用 (11)2.2确定设计方案的原则 (11)第三节板式精馏塔的工艺计算 (12)3.1 物料衡算与操作线方程 (12)3.1.1 常规塔 (12)3.1.2 直接蒸汽加热 (14)第四节板式塔主要尺寸的设计计算 (14)4.1塔的有效高度和板间距的初选 (15)4.1.1塔的有效高度 (15)4.1.2板间距的初选 (15)4.2 塔径 (16)4.2.1初步计算塔径 (16)4.2.2塔径的圆整 (17)4.2.3 塔径的核算 (17)第五节板式塔的结构 (17)5.1塔的总体结构 (17)5.2 塔体总高度 (18)5.2.1塔顶空间H D (18)5.2.2人孔数目 (18)5.2.3塔底空间H B (19)5.3塔板结构 (20)5.3.1整块式塔板结构 (20)第六节精馏装置的附属设备 (20)6.1 回流冷凝器 (20)6.2管壳式换热器的设计与选型 (21)6.2.1流体流动阻力（压强降）的计算 (21)6.2.2管壳式换热器的选型和设计计算步骤 (22)6.3 再沸器 (23)6.4接管直径 (24)6.4加热蒸气鼓泡管 (25)6.5离心泵的选择 (25)绪论一、化工原理课程设计的目的和要求课程设计是《化工原理》课程的一个总结性教学环节，是培养学生综合运用本门课程及有关选修课程的基本知识去解决某一设计任务的一次训练。
化工原理课程设计 苯-甲苯浮阀精馏塔
3．课程设计报告内容3.1 流程示意图冷凝器→塔顶产品冷却器→苯的储罐→苯↑↓回流原料→原料罐→原料预热器→精馏塔↑回流↓再沸器← → 塔底产品冷却器→甲苯的储罐→甲苯3.2 流程和方案的说明及论证3.2.1 流程的说明首先，苯和甲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，完成苯与甲苯的分离。
3.2.2 方案的说明和论证本方案主要是采用浮阀塔。
精馏设备所用的设备及其相互联系，总称为精馏装置，其核心为精馏塔。
常用的精馏塔有板式塔和填料塔两类，通称塔设备，和其他传质过程一样，精馏塔对塔设备的要求大致如下：一：生产能力大：即单位塔截面大的气液相流率，不会产生液泛等不正常流动。
二：效率高：气液两相在塔内保持充分的密切接触，具有较高的塔板效率或传质效率。
三：流体阻力小：流体通过塔设备时阻力降小，可以节省动力费用，在减压操作是时，易于达到所要求的真空度。
四：有一定的操作弹性：当气液相流率有一定波动时，两相均能维持正常的流动，而且不会使效率发生较大的变化。
五：结构简单，造价低，安装检修方便。
六：能满足某些工艺的特性：腐蚀性，热敏性，起泡性等。
而浮阀塔的优点正是：而浮阀塔的优点正是：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。
化工原理课程设计之苯-甲苯连续精馏塔浮阀塔的设计
化工原理课程设计设计题目：苯-甲苯连续精馏塔浮阀塔的设计设计人：班级：学号：指导老师：设计时间：目录设计任务书 (3)前言 (4)第一章工艺流程设计 (5)第二章塔设备的工艺计算 (6)第三章塔和塔板主要工艺尺寸计算 (15)第四章塔板的流体力学验算 (18)第五章塔板负荷性能图 (21)第六章换热器的设计计算与选型 (25)第七章主要工艺管道的计算与选择 (28)结束语 (30)参考文献 (32)附录 (33)化工原理课程设计任务书设计题目：苯—甲苯连续精馏塔(浮阀塔)的设计一、工艺设计部分（一）任务及操作条件1. 基本条件：含苯25％(质量分数，下同)的原料液以泡点状态进入塔内，回流比为最小回流比的1。
25倍。
2. 分离要求：塔顶产品中苯含量不低于95％，塔底甲苯中苯含量不高于2％。
3. 生产能力：每小时处理9.4吨。
4. 操作条件：顶压强为4 KPa (表压），单板压降≯0.7KPa，采用表压0。
6 MPa的饱和蒸汽加热。
（二)塔设备类型浮阀塔.（三）厂址：湘潭地区（年平均气温为17。
4℃）（四）设计内容1. 设计方案的确定、流程选择及说明。
2。
塔及塔板的工艺计算塔高（含裙座）、塔径及塔板结构尺寸；塔板流体力学验算；塔板的负荷性能图;设计结果概要或设计一览表。
3. 辅助设备计算及选型（注意：结果要汇总)。
4。
自控系统设计(针对关键参数）。
5. 图纸：工艺管道及控制流程图；塔板布置图；精馏塔的工艺条件图。
6。
对本设计的评述或有关问题的分析讨论。
二、按要求编制相应的设计说明书设计说明书的装订顺序及要求如下：1。
封面（设计题目，设计人的姓名、班级及学号等)2. 目录3。
设计任务书4. 前言(课程设计的目的及意义）5. 工艺流程设计6。
塔设备的工艺计算（计算完成后应该有计算结果汇总表)7。
换热器的设计计算与选型(完成后应该有结果汇总表）8。
主要工艺管道的计算与选择（完成后应该有结果汇总表)8。
结束语（主要是对自己设计结果的简单评价）9. 参考文献（按在设计说明书中出现的先后顺序编排，且序号在设计说明书引用时要求标注）10。
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化工原理课程设计任务书一 设计题目：苯-甲苯连续浮阀式精馏塔的设计 二 任务要求设计一连续浮阀式精馏塔以分离苯和甲苯， 具体工艺参数如下：原料加料量 F=75kmol/h 进料组成 xf=0.41 馏出液组成 965.0=D x 釜液组成 035.0=W x 塔顶压力 k P a P 325.101=单板压降 0.7kPa ≤ 进料状态 965.0=q2 工艺操作条件：常压精馏，塔顶全凝器，塔底间接加热，泡点回流。
三 主要设计内容1、设计方案的选择及流程说明2、工艺计算3、主要设备工艺尺寸设计 （1）塔径及塔板结构尺寸的确定 （2）塔板的流体力学校核 （3）塔板的负荷性能图 （4）总塔高4、辅助设备选型与计算设计结果汇总5、工艺流程图及精馏塔设备条件图目录任务书 (1)目录 (Ⅱ)摘要 (1)第1 章绪论 (2)1.1 设计流程 (2)1.2 设计思路 (2)第2 章精馏塔的工艺设计 (4)2.1 产品浓度的计算 (4)2.2 最小回流比的计算和适宜回流比的确定 (5)2.3 物料衡算 (6)2.4 精馏段和提馏段操作线方程 (7)2.5 逐板法确定理论板数及进料位置（编程） (7)2.6 全塔效率、实际板数及实际加料位置 (8)第3 章精馏塔主要工艺尺寸的设计计算 (8)3.1 物性数据计算 (8)3.2 精馏塔主要工艺尺寸的计算 (11)3.3 塔板主要工艺尺寸的计算 (13)3.4 塔板流体力学校核 (17)3.5 塔板符合性能图 (20)第4 章热量衡算 (24)4.1 热量衡算示意图 (24)4.2 热量衡算 (24)第5 章塔附属设备的计算 (29)5.1 筒体与封头 (29)5.2 除沫器 (29)5.3 裙座 (29)5.4 塔总体高度的设计 (30)5.5 换热器（进料预热器或产品冷却器）的设计计算 (30)5.6 进料管的设计 (32)5.7 泵的选型 (32)5.8 贮罐的计算 (33)第6 章结论 (35)6.1 结论 (35)6.2 主要数据结果总汇 (35)结束语 (36)参考文献 (31)附录1主要符号说明 (38)附录2 程序框图 (41)附录3 精馏塔工艺条件图 (43)附录4 生产工艺流程图 (44)教师评语.................................................................................................................... 错误！未定义书签。
摘要本次化工原理课程设计，设计出了苯—甲苯得分离设备—连续浮阀式精馏塔。
进料摩尔分数为0.44，使塔顶产品苯的摩尔含量达到0.965，塔底釜液摩尔分数为0.035。
综合工艺方便，经济及安全多方面考虑，本设计采用了浮阀式塔板对苯—甲苯溶液进行分离提纯。
按照逐板法计算理论塔板数为16块，其中精馏段塔板数为7块，提馏段塔板数为9块。
根据经验是算得全塔效率为0.535，塔顶使用全凝器，泡点回流。
精馏段实际板数为13块，提馏段实际板数为15块，实际加料板位置在第14块板。
由精馏段的工艺计算得到塔经1m，塔总高16.8m。
通过流体力学验算表明此塔的工艺尺寸符合要求，由负荷性能图可以看出此精馏塔有较好的操做性能，精馏段操作弹性为1.48。
塔的附属设备中，所有管线均采用无缝钢管，预热器采用管壳式换热器。
用133.3℃饱和水蒸气加热，饱和水蒸气走壳程，进料液走管程。
关键词：苯—甲苯浮阀精馏物料衡算第 1 章绪论1.1 设计流程本设计任务为分离苯——甲苯混合物。
对于二元混合物的分离，应采用连续精馏流程。
将原料液通过预热器加热至泡点后送入精馏塔内。
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内，其余部分经产品冷却器冷却后送至储罐。
该物系属易分物系，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。
设计流程框图如下：任务书上规定的生产任务长期固定，适宜采用连续精流流程。
贮罐中的原料液用机泵加入精馏塔；塔釜再沸器用低压蒸汽作为热源加热料液；精馏塔塔顶设有全凝器，冷凝液部分利用重力泡点回流；部分连续采出到产品罐。
简易流程如下，具体流程见附图。
4D1-原料罐，2-进料罐，3-苯、甲苯精馏塔，4-塔顶全凝器，5-再沸器1.2 设计思路本次课程设计的任务是设计苯—甲苯精馏塔，塔型为浮阀式板塔，进料为两组份进料，且苯与甲苯的挥发度有明显差别，可用一个塔进行精馏分离。
要分离的组分在常压下均是液体，因此操作在常压下即可进行，进料为泡点进料，需预热器。
同时在塔顶设置冷凝器，在塔底设置再沸器，由于塔顶不许汽相出料，故采用全凝，又因所设计的塔较高，应用泵强制回流。
1.2.1加热方式本设计的加热方式为塔底间接加热。
1.2.2回流比的选择选择操作回流比为最小回流比的2倍。
1.2.3塔顶冷凝器的冷凝方式与冷却介质的选择冷凝方式为全凝,冷却介质为冷水。
1.2.4设计流程图精馏塔的工艺设计 1.3 产品浓度的计算M 苯=78.11 ， M 甲苯=92.14 摩尔分数 X F =44.0= X D =965.0= X W =035.0= 摩尔质量M F =X F M 苯+（1-X F ）M 甲苯=0.4497.8514.92)44.01(11.78=⨯-+⨯kg/kmolkmolkg M X M X M D D D /61.7814.92965.0111.78965.01=⨯-+⨯=-+=）（）（甲苯苯kmol kg M X M X M W W W /65.9165.91035.0111.78035.01=⨯-+⨯=-+=）（）（甲苯苯 2.2 平均相对挥发度的计算温度计算表2.1苯—甲苯的气液平衡与温度的关系表[1]温度 /0C 苯/%(mol 分率) 温度/0C 苯/%(mol 分率) 温度/0C 苯/%(mol 分率)液相 气相 液相 气相 液相 气相 110.6 0 0 95.2 39.7 61.8 84.4 80.3 91.4 106.1 8.8 21.2 92.1 48.9 71.0 82.3 90.3 95.7 102.2 20.0 37.0 89.4 59.2 78.9 81.2 95.0 97.9 98.630.050.086.870.085.380.2100.0100.0用内插法求得F t 、D t 、W tF t :C t t F F ︒=⇒--=--65.967.39442.959.487.391.922.95D t : C t t D D ︒=⇒--=--9.800.1005.962.800.950.1002.812.80W t :C t t W W ︒=⇒--=--86.10905.36.1102.2101.10066.110故由上塔顶温度C t D ︒=9.80气相组成 %27.970.1001002.809.800.1009.972.802.81:=⇒--=--D D D y y y 进料温度C t F ︒=79.94气相组成 %04.581008.6165.962.950.708.611.922.95:=⇒--=--F FF y y y塔底温度C t W ︒=99.109气相组成 %49.3100086.1096.1102.2101.1066.110:=⇒--=--W W W y y y 由上温度和气相组成来计算相对挥发度7605.1)44.01/()5804.01(44.0/5804.05804.0,44.0=--=∂⇒==F F F y X2923.1)965.01/()9727.01(965.0/9727.09727.0,965.0=--=∂⇒==D D D y X9970.0)035.01/()0349.01(035.0/0349.00349.0,035.0=--=∂⇒==W W W y X则精馏段平均相对挥发度5264.121=∂+∂=∂DF提馏段平均相对挥发度1447.122=∂+∂=∂WD1.4 最小回流比的计算和适宜回流比的确定2.2.1 最小回流比的计算由Antonie 方程 ，CT BA p +-=︒ln ︒p ——温度T 时的饱和蒸汽压T ——温度，KA,B,C ——Antonie 常数表2.2 常数下Antonie t F [1]A B C 苯 16.0137 3096.52 -53.67 甲苯15.90082788.51-52.36则 ： 06.736.5215.27365.9651.2788-9008.15ln =-+=︒）（苯p mmHg p 45.1164=︒苯 16.667.5315.27365.9652.30960137.16ln =-+-=︒）（甲苯pmmHg p 43.473=︒甲苯 故 52.243.47345.1164==︒︒=∂甲苯苯p p气液相回流方程76.1288.0)42.071.0035.044.0035.0965.011965.052.2])1(1min min ===--===--=--⨯-===-∂+∂=R R XeY y X R X y X q X X q q y q q X X e e n e e e f e e nnn nx y取操作回流比得线方程为：则因为2.2.2 适宜回流比的确定设计中令回流比78.148.12.12.1min =⨯==R R 1.5 物料衡算F : 进料量（Kmol/s ） F X =0.44 原料组成（摩尔分数，下同） D ：塔顶产品流量（Kmol/s ） D X =0.965塔顶组成 W ：塔底残夜流量（Kmol/s ） W X =0.035塔底组成 进料量 ：s kmol h kmol F /026.0/95===物料衡算式为 ：sKmol W s Kmol D W D W D WX DX FX W D F W D F /015..0,/011.0012.0957.0409.01036.11036.133==⇒⎪⎭⎪⎬⎫⎪⎩⎪⎨⎧+=⨯⨯+=⨯⇒⎭⎬⎫⎩⎨⎧+=+=--因R=1.76s Kmol D R L /019.0011.076.1=⨯=⨯=s Kmol F q L L /044.0026.0965.0019.0=⨯+=⨯+='s Kmol D R V /030.0011.0)176.1()1(=⨯+=+=表2.3物料衡算结果表1物料 流量（kmol/s ）组成 进料F 0.026 苯 0.44 甲苯 0.59 塔顶产品D0.011苯 0.965 甲苯 0.043塔底残夜W 0.015苯 0.035 甲苯 0.988表2.4 物料衡算结果表2物料物流（kmol/s ）精馏段上升蒸汽量V 0.030 提馏段上升蒸汽量V ' 0.029 精馏段下降液体量L 0.019 提馏段下降液体量L '0.0441.6 精馏段和提馏段操作线方程精馏段操作线方程 ：354.063.0011.0030.0965.0030.0019.0+=⇒⨯+=+=x y x X V D x V L y D （1）提馏段操作线方程 ：018.052.1035.0029.0015.0029.0044.0-'='⇒⨯-='-'''='x y x X V W x V L y W （2）1.7 逐板法确定理论板数及进料位置（编程）因52.2=∂，得出相平衡方程x x x x y 52.1152.2)1(1+=-∂+∂=或yyx 52.152.2-=（3）又因为塔顶有全凝器，所以965.01==D X y 代入相平衡方程得916.01=x 代入（1）式得931.02=y 再代入（3）式得843.02=x 反复计算得44.0405.0,632.0441.0,665.0493.0,710.0566.0,767.0656.0,828.0753.0,885.0887766554433=<============F X x y x y x y x y x y x y将8x 代入（2）式得598.09=y 代入（3）得371.09=x 反复计算得 035.0021.0,052.0046.0,108.0083.0,186.0134.0,281.0197.0,382.0263.0,473.0323.0,546.01616151514141313121211111010=<==============W X x y x y x y x y x y x y x y总理论板数为16块（包括再沸器），第8块板加料，精馏段需7块板，提馏段需9块。