苯-甲苯浮阀精馏塔课程设计.doc
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BeijingtechnologyandBusinessUniversity化工原理课程设计
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
（摩尔百分数）
（摩尔百分数）
（摩尔百分数）
2、求平均分子量，将换算成
进料处:
塔顶处:
塔釜处:
进料:
3、全塔的物料衡算
由物料衡算得：
代入数据得：
解之得：
3.2相对挥发度及回流比R
1、求全塔平均相对挥发度：
表3-1
1
2
3
4
5
6
7
8
9
80.1
84
88
92
96
100
104
108
110.6
1.000
0.816
0.651
0.504
0.373
0.257
0.152
0.057
0
1.000
0.919
0.825
0.717
0.594
0.456
0.300
0.125
0
（1）塔内温度的计算：
采用内插法计算塔内的温度
1）塔顶：
由于采用全凝器，因此。
查表可知，在80.1℃与84℃之间，值很接近，因此这两点之间可近似看作为直线，设此直线方程为：
，代入80.1℃与84℃时的值：
解得：
即直线方程为：
将y1=0.993代入方程解得t1=tD=80.39℃
2）塔底：
xW＝0.00589，设直线方程为：
t=kx+b，代入108℃与110.6℃时的x值：
解得：
所以直线方程为：
t=-45.6x+110.6
将xW＝0.00589代入方程解出tW=110.3℃。
3）进料：
=0.388，设直线方程为t=kx+b，代入92℃到96℃的x值：
解得：
所以直线方程为：
t=-30.5x+107.4
将＝0.388代入方程解出tF=95.57℃。
所以全塔的平均温度==95.42℃
（2）塔内平均相对挥发度：
采用内插法计算塔内平均温度下的相对挥发度
设直线方程x=kt+b,代入92℃到96℃之间的x的值
解得：
所以直线方程为：
x=-0.03275t+3.517
将=95.42℃代入方程解出=0.392
设直线方程y=kt+b,代入92℃到96℃之间的y的值
解得：
所以直线方程为：
y=-0.03075t+3.546
将=95.42℃代入方程解出=0.612
∵=
将=0.392，=0.612代入
得：
=2.45
2、求回流比R
（1）最小回流比Rmin
由=，代入=2.45整理得：
y=
由于采用泡点进料，所以q=1,故q线方程为xe==0.388
联立、，求解得：
Rmin＝
（2）确定最适宜操作回流比R
一般取R＝（1.2～2.0）Rmin，然后在其间取适当值，通过计算作图，从而找出最适宜操作回流比R。
其中X=，Y=，Y=
Nmin=
由下表3-2可以看出，当R=1.35Rmin=2.50时，所得的回流比费用最小，即最适宜回流比R=2.50。
表3-2
R/Rmin
X
Y
R
N
N*R
1.20
0.11
0.53
2.10
25.19
52.90
1.30
0.16
0.48
2.28
22.76
51.77
1.31
0.16
0.48
2.29
22.57
51.74
1.32
0.17
0.48
2.31
22.38
51.71
1.33
0.17
0.47
2.33
22.21
51.69
1.34
0.18
0.47
2.35
22.04
51.68
1.35
0.18
0.46
2.36
21.87
51.67
1.36
0.19
0.46
2.38
21.71
51.68
1.37
0.19
0.46
2.40
21.56
51.69
1.38
0.19
0.45
2.42
21.41
51.71
1.39
0.20
0.45
2.43
21.27
51.73
1.40
0.20
0.45
2.45
21.13
51.76
1.50
0.24
0.41
2.63
19.94
52.34
1.60
0.28
0.39
2.80
19.03
53.27
1.70
0.31
0.37
2.98
18.30
54.44
1.80
0.34
0.34
3.15
17.70
55.76
1.90
0.36
0.33
3.33
17.20
57.20
2.00
0.39
0.31
3.50
16.78
58.73
3.3求理论塔板数
求解方法：
采用逐板法计算理论板数，交替使用操作线方程和相平衡关系。
（利用操作线方程）
（利用相平衡关系）
精馏段：
操作线方程：
将R=2.50代入方程得：
即：
相平衡关系为：
x=
对于第一层塔板：
ｙ１＝ｘＤ＝0.993，由相平衡关系求得：
x１=0.983（其中相对挥发度取2.45）。
将x１代入操作线方程得：
y2=0.714×0.983+0.284=0.986。
然后再次应用相平衡关系即可求得x2=0.966（之后α取全塔平均相对挥发度）。
依次求解可求得其他值，如下表所列：
表3-3
y1
0.993
x1
0.983
y2
0.986
x2
0.966
y3
0.974
x3
0.939
y4
0.954
x4
0.894
y5
0.922
x5
0.828
y6
0.875
x6
0.741
y7
0.813
x7
0.640
y8
0.741
x8
0.539
Y9
0.669
x9
0.452
y10
0.607
x10
0.387
由表可以看出，x9>xe>x10,因此第10层为进料层，从第10层开始进入提镏段。
提镏段：
操作线方程：
其中：
L=RD=2.50×17.86=44.65kmol/h
=90.79koml/h
q=1
代入方程得：
将x10代入提馏段操作线方程方程求得y11=0.559，之后用相平衡关系即可求得x11=0.341。
同理可求出其他值，如下表所列：
表3-4
y11
0.559
x11
0.341
y12
0.492
x12
0.280
y13
0.408
x13
0.220
y14
0.317
x14
0.159
y15
0.228
x15
0.108
y16
0.154
x16
0.0692
y17
0.0978
x17
0.0424
y18
0.0589
x18
0.0249
y19
0.0335
x19
0.0140
y20
0.0177
x20
0.00730
y21
0.00794
x21
0.00326
由表可看出x20>>x21，因此理论减去塔釜相当的一层塔板，理论塔板数在19和20块之间，又：
==0.35，所以理论塔板数为19.35块（不含塔釜）。
其中精馏段9块，提馏段10.35块，第10块为进料板。
3.4确定全塔效率ET并求解实际塔板数
1、确定全塔效率
利用奥康奈尔的经验公式
其中：
—全塔平均温度下的平均相对挥发度；
—全塔平均温度下的液相粘度,mPa.s；
对于多组分的液相粘度：
其中：
—液态组分i的粘度,mPa.s；
—液相中组分i的摩尔分率；
（1）全塔平均温度的求解：
查表3-1，采用内插法求得:
塔顶温度：
tD=80.39℃
进料温度：
tF=95.57℃
塔底温度：
tW=110.3℃
精馏段平均温度为：
℃
提馏段平均温度为：
℃
全塔平均温度为：
℃
（2）全塔平均温度下的相对挥发度的求解：
用内插法求得当=95.42℃时，=0.392,=0.612,
（3）全塔平均温度下的液相粘度的求解：
根据液体粘度共线图查得：
在95.42℃下，
苯液体的粘度为μ1=0.234mPa.s，
甲苯的液体粘度为μ2=0.264mPa.s
∴=0.3920.234+（1-0.392）0.264=0.252mPa.s
因此==0.552
2、确定实际塔板数
实际板数：
，取36块。
实际精馏段塔板数：
，取17块。
实际提馏段塔板数：
，取19块。
3.5塔的工艺条件及物性数据计算
1、操作压力的计算
塔顶操作压力：
PD=101.325kPa，每层压降设为△P0=1kPa.
进料板操作压力：
PF=101.325+171=118.325kPa.；
塔底操作压力：
PW=101.325+136=137.325kPa.；
精馏段平均操作压力：
kPa.；
提馏段平均操作压力：
kPa.；
2、平均摩尔质量的计算
塔顶平均摩尔质量：
x1=0.983y1=xD=0.993
MVDM=0.99378.11+（1-0.993）92.13=78.21kg/kmol；
MLDM=0.98378.11+（1-0.983）92.13=78.35kg/kmol；
进料板平均摩尔质量：
xF=0.388yF=0.608
MVFM=0.60878
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