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。

设计图纸三、主要参考资料［1］化工原理；[2］化工设备机械基础;［3] 化工原理课程设计；[4] 化工工艺设计手册四、指导教师安排杨明平；胡忠于;陈东初;黄念东五、时间安排第17周～第18周前言化工原理课程设计是化工原理教学的一个重要环节，是综合应用本门课程和有关其他课程所学知识，完成以单元操作为主的一次设计实践。

通过课程设计使学生掌握化工设计的基本程序和方法,并在查阅技术资料、选用公式和数据、用简洁文字和图表表达设计结果、制图以及计算机辅助计算等能力方面得到一次基本训练,在设计过程中还应培养学生树立正确的设计思想和实事求是、严肃负责的工作作风。

通过课程设计，我们可以完全的掌握整个连续精馏过程的每一个细节,并且能够综合运用所学的知识处理工业生产中的实际问题。

为不久的将来把知识转化为生产力打下了坚实的基础。

本次课程设计主要是从以下四个方面进行的：工艺流程设计；塔设备的工艺计算；换热器的设计计算与选型；主要工艺管道的计算与选择。

课程设计还会有各种设计图纸和参考文献等.特别感谢杨明平老师、胡忠于老师、陈东初老师、黄念东老师、周珊同学（生科院09微生物）.在他们的支持下我的课程设计才顺利完成。

第一章工艺流程设计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1。

25倍。

塔釜采用间接蒸汽加热，塔底产品经冷却后送至储罐。

苯-甲苯连续精馏塔浮阀塔的流程的组成包括原料贮槽、原料泵、甲苯贮槽、甲苯泵、甲苯冷凝器、原料液预热器、再沸器、原料加热器、全凝器、苯冷却器、精馏塔、事故槽、蒸汽分配缸、回流罐、苯中间贮槽、苯贮槽、苯泵等附属设备。

第二章塔设备的工艺计算2.1 操作条件、基础数据及相关参数2.1.1 操作条件塔顶压力4KPA进料热状态泡点进料回流比为最小回流比的1。

25倍塔底加热蒸气压力 0.6Mpa(表压）单板压降≯0。

7kPa。

2.1。

2 基础数据2.1。

3相关物性参数苯和甲苯的物理参数见下表[1]：饱和蒸汽压：苯、甲苯的饱和蒸汽压可用Antoine方程计算［1]：苯、甲苯的相对密度见下表［1]：液体表面张力见下表[1]： 苯甲苯液体粘度见下表[1]：2.2 精馏塔的物料衡算2。

2。

1 原料液及塔顶、塔顶产品的摩尔分率 苯的摩尔质量 M A =78。

11 kg/kmol 甲苯的摩尔质量 M B =92。

13 kg/kmolx F =13.92/75.011.78/25.011.78/25.0+=0.281 x D =13.92/05.011.78/95.011.78/95.0+=0。

957x W =13.92/98.011.78/02.011.78/02.0+=0。

024 2.2.2 原料液及塔顶、塔底产品的平均摩尔质量M F = 0。

281×78。

11+（1-0.281）×92.13=88。

19kg/kmol M D = 0.957×78.11+（1—0。

957）×92。

13=78.71 kg/kmol M W= 0。

024×78。

11+(1-0.024）×92。

13=91。

79kg/kmol 2.2.3 物料衡算 生产能力 9400kg/h塔顶产量 D=71.789400=11.943kmol/h 总物料衡算 F=119。

43+W苯物料衡算 0。

25F=0.95×11.943+0.02W联立解得 F =36.348 kmol/hW=24.045 kmol/h2.3全塔效率E T依据4-18[1］E T=0。

17-0。

616根据塔顶、塔底液相组成查4—23［1］,求得塔平均温度为95.15℃,该温度下料液相平均粘度为：μm=0.281μ苯+(1-0。

281)μ甲苯=0。

281×0。

267+0。

719×0.275=0.273mPa。

s故ET=0.17—0。

616=0。

517≈52％2.4 塔板数的确定2。

4。

1 理论塔板层数NT的求取苯—甲苯属理想物系，可采用图解法求理论板层数。

2。

4.1.1.绘t-x-y图和x-y图由手册[1］查的苯—甲苯物系的气液平衡数据表一[苯（101.3KPa）/%(mol）]温度t℃液相中苯的摩尔分率x 气相中苯的摩尔分率y 110。

56 0.00 0。

00109。

91 1。

00 2.50108.79 3.00 7。

11107。

61 5.00 11。

2105。

05 10。

00 20.8102。

79 15。

00 29.4100.75 20.0 37。

298.84 25。

0 44.297。

13 30.0 50。

795。

58 35。

0 56.694。

09 40。

0 61。

9 92。

69 45。

0 66.7 91。

40 50。

0 71.390.11 55。

0 75。

588。

80 60。

0 79。

1 87。

63 65。

0 82.5 86。

52 70.0 85.785.44 75.0 88.584.40 80.0 91。

283。

33 85.0 93.682.25 90。

0 95。

981。

11 95。

0 98.0 80。

66 97.0 98。

8 80。

21 99.0 99.6180.01 100.0 100.0 由上数据可绘出和t—x—y图和x—y图.图一图二2。

4。

1。

2。

最小回流比及操作回流比的确定采用作图法求最小回流比.因为是泡点进料,则x F =x q ，在图二中对角线上，自点（0.281，0.281）作垂线即为进料线（q 线），该线与平衡线的交点坐标为y q = 0。

486 xq=0。

281 故最小回流比为R min =q q qD x y y x --=281.0486.0486.0957.0--=2。

298则操作回流比为R= 1。

25R min =1.25×2。

298=2。

873 2。

4.1。

3精馏塔气、液相负荷的确定L=RD=2。

873×119。

43=343。

12kmol/hV=(R+1）D=（2.873+1）×119。

43=462。

55 kmol/hL ′=L+F=343。

12+363.48=706。

60kmol/hV ′=V=462。

55kmol/h2。

4。

1.4.求操作线方程精馏段操作线方程为=⨯+=+=0.95755.46243.11955.46212.343L x x V D x V y D 0.742x+0。

247提馏段操作线方程为=⨯-=-=024.055.46205.244'55.46260.706'''''x x V W x V L y w 1.561x+0.0132。

4.1。

5.图解法求理论板层数采用图解法求理论板层数,如图二所示。

求解结果为总理论塔板数 N T =17（包括再沸器)进料板位置 N F =82。

4.2。

实际塔板数的求取精馏段实际板层数 N 精=7/0。

52=13.46≈14提馏段实际板层数 N 提=10/0.52=19.23≈202。

5 精馏塔的工艺条件及有关物性的计算2.5.1操作压力计算塔顶操作压力 P D =4+101。

3=105。

3kPa每层塔板压降 ΔP=0。

70 kPa进料板压力 P F =105.3+0。

70×14=115。

1kPa精馏段平均压力 P m =(105.3+115。

1）/2=110。

2 kPa2。

5。

2。

操作温度计算由图二得出塔顶温度 t D =81。

10 ºC进料板温度 t F =97.56 ºC精馏段平均温度 t m =（81.10+97。

56）/2=89.32 ºC2。

5。

3。

平均摩尔质量计算塔顶平均摩尔质量计算由x D =y 1=0.957，查图二得x 1=0。

90M VDm =0.957×78.11+(1—0.957）×92.13=78。

71 kg/kmolM LDm = 0.90×78。

11+(1-0。

90）×92.13=79。

51 kg/kmol进料板平均摩尔质量计算由图二解理论板，得M VFm =0。

4282×78.11+（1-0。

4282）×92。

13=86。

13 kg/kmolM LFm =0。

2665×78.11+(1-0。