《化工原理》课程设计说明书
苯-苯乙烯分离过程浮阀精馏塔设计
院系：化学与化工学院
专业：化学工程与工艺
班级：09化工2班
学号：0906210201
姓名：武金龙
指导老师：李梅
摘要
本设计的任务是设计用于分离苯-苯乙烯的浮阀精馏塔。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、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。
板式塔的种类繁多，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，浮阀数通过上升蒸汽量、阀孔气速和孔径确定，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过量雾沫夹带线、液泛线、漏液线、液相负荷上、下限线的计算以及确定塔体结构。
目录
第一部分概述 (5)
一、设计目标 (5)
二、设计任务 (5)
三、设计条件 (5)
四、设计内容 (5)
第二部分工艺设计计算 (6)
一、设计方案的确定 (6)
二、精馏塔的物料衡算 (6)
1.原料液及塔顶、塔底产品的摩尔分数 (6)
2.原料液及塔顶、塔底产品的平均摩尔质量和质量分数 (6)
3.物料衡算原料处理量 (7)
三、塔板数的确定 (7)
1.相对挥发度的求取 (7)
2.进料状态参数的确定 (8)
3.最小回流比的确定 (8)
4.操作线方程的求取 (9)
5.全塔效率的计算 (9)
6.实际板层数的求取 (10)
四、精馏塔的工艺条件及有关物性数据的计算 (10)
1.操作压强计算 (10)
2.操作温度计算 (10)
3.平均摩尔质量计算 (11)
4.平均密度计算 (11)
5.液相平均表面张力计算 (12)
6.求精馏塔的气、液相负荷 (13)
五、精馏塔的塔体工艺尺寸计算 (14)
1.塔径的计算 (14)
2.精馏塔的有效高度的计算 (15)
六、塔板主要工艺尺寸的计算 (15)
1.溢流装置计算 (15)
2.塔板布置 (18)
3.浮阀数与开孔率 (19)
七、塔板的流体力学验算 (20)
1.气体通过干板的压降 (20)
2.雾沫夹带量的验算 (21)
3.液泛的验算 (21)
4.漏液的验算 (22)
八、塔板负荷性能图 (22)
1.漏液线 (22)
2.过量雾沫夹带线 (22)
3.液相负荷下限线 (23)
4.液相负荷上限线 (23)
5.液泛线 (23)
九、附属设备的设计 (25)
1.接管尺寸 (25)
2.回流管尺寸 (25)
3.塔底进气管尺寸 (25)
4.加料管尺寸 (25)
5.料液排出管尺寸 (25)
第三部分设计结果汇总 (26)
一、设计结果一览表 (26)
二、工艺流程图 (28)
三、设计总结 (29)
参考文献 (29)
第一部分概述
一、设计目标
分离苯—苯乙烯混合液的浮阀式精馏塔设计
二、设计任务
试设计分离苯与苯乙烯混合物的浮阀精馏塔，年处理量为2.4万吨苯与苯乙烯混合液，要求气液混合进料。
三、设计条件
生产能力：3.33吨/小时（料液）
年工作日：每年按300天生产日计算
原料组成(自选)：27%的苯和73%的苯乙烯（质量分率，下同）
产品组成(自选)：馏出液中含苯99.8%，釜液中含苯0.5%
进料温度(自选）：130℃
进料状况：气液混合进料
加热方式：塔釜为饱和蒸汽再沸器加热
四、设计内容
编制一份设计说明书，主要内容包括：
1.设计任务。
2.塔的工艺计算：包括全塔物料恒算、塔底及塔顶温度、精馏段和提馏段气液负荷、塔顶冷凝器热负荷、冷却水用量、塔底再沸器热负荷、加热蒸汽用量、塔的理论板数、实际板数。
3.塔的结构设计：包括塔高、塔径、降液管、溢流堰、开孔数及开孔率。
4.塔板流体力学验算。
5.塔板布置图、塔板负荷性能图。
6.附属设备的设计：塔顶冷凝器、塔顶再沸器、进料接管、塔顶产品、接管、塔底产品接管、塔顶蒸汽接管。
7.计算原料储罐、回流罐、产品贮罐的体积、塔的人孔或手孔开孔数目。 8.撰写设备结果一览表。 9.绘制精馏塔或冷凝器的设备图。 10.设计感想、设计评价、 11.参考文献。
第二部分 工艺设计计算
一、设计方案的确定
本设计任务书为分离苯与苯乙烯混合物。对于二元混合物的分离，应采用连续精馏流程。设计中采用气液混合进料，将原料液通过预热器加热至130℃后送入精馏塔内，其余部分经产品冷却器冷却后送至储罐。
二、精馏塔的物料衡算
1原料液及塔顶、塔底产品的摩尔分数
苯的摩尔质量A M 为78 kg/kmol ，苯乙烯的摩尔质量B M 为104 kg/kmol
2原料液及塔顶、塔底产品的平均摩尔质量和质量分数
进料组成 330.0104
/7378/2778
/27=+=
F X 馏出液
9985.0104
/2.078/8.9978
/8.99=+=D X
釜液 0067.0104
/5.9978/5.078
/5.0=+=
W
X
kmol kg M F /42.9510467.07833.0=+=?? D M =0.9985×78+104×0.0015=78.04kg/kmol
W M =0.0067?78+0.9933×104=103.83kg/kmol
3物料衡算原料处理量
取一年工作日为300天，则
h kmol F /93.3442
.9524300104.27
=???=
联立
W D F +=
XW XD XF W D F +=
解得
D=11.39kmol/h
W=23.54kmol/h
三、塔板数的确定
1相对挥发度的求取
表1.1 苯与苯乙烯物系的饱和蒸汽压表
在某一温度下，由表1.1可查得该温度下纯组分苯和苯乙烯的饱和蒸气压
A P 和
B P ，
由于总压P 为定值，即P=101.33KPa ，由拉乌尔定律可求得液相组成x,平衡气相组成y 。
根据公式α=o B o A P P ，x =
B A B P P P P --，y =
x P P A 计算，所求值列于下表：
温度
/℃
80.1 90 100 110 120 130 140 145 苯的
蒸汽压 /KPa 101.33 135.5 179.2 234.38 300.34 379.58 473.62 534.41
苯乙
烯蒸汽压 /KPa
12.28 17.96 25.72 36.02 49.42 66.55 88.11 101.3
表1.2温度与α、x 、y 的关系
温度 /℃
80.1 90 100 110 120 130 140 145
α 7.54 6.97 6.47 6.08 5.70 5.38 5.27 x 1 0.709 0.493 0.329 0.207 0.111 0.034 0 y
1 0.948 0.87
2 0.761 0.61
3 0.416 0.159
该温度范围内平均相对挥发度
315
.6...321==N n m a a a a a
2进料状态参数的确定
进料130℃，33.0=F X 时泡点为110℃，平均温度 （110℃+130℃)/2=120℃下 苯的摩尔热熔mA C =38.188cal/（kmol ·℃） 苯的汽化潜热A r =6776cal/kmol
苯乙烯的摩尔热熔mB C =49.05cal/（kmol ·℃） 苯乙烯的汽化潜热B r =9167cal/kmol
47.4567.005.4933.0188.38,=?+?=+=B m B A m A p m X C X C C cal/（kmol ·℃） 97.837767.0916733.06776=?+?=+=B B A A X r X r r cal/kmol
898.0)(1,=-+
=t T r
C q p
m
3最小回流比的确定 利用恩特伍德法
q X i f i i -=∑-1)
,(θαα; 1min ),(+=∑-R X i m
D i i θαα;
由试差法解得θ=2.54，min R =1.643 取R=1.8min R =2.957
min
1log 11lo g w D D w m
x x x x N α??????-??
? ?-??????=- 带入数据得 N min =5.24
4操作线方程的求取
相平衡方程： n
n
n n n y 315.5315.6y y )1(-y x -=-=αα
精馏段操作线方程： 2523.07473.01
11n +=+++=
+n D n x R x x R R
y 提馏段操作线方程：
0038.0571.1q)F
(11)D (R D F q)F
(11)D (R qF RD 1-=--+--
--++=
+n
X
w
X
n
X
n y
==
+-++q
R x q x R q D
F x )1()1(0.701
逐板计算发求理论板层数
,
311.02099.0,6266.05009.0,8637.08182
.0,9660.09550
.0,9926.09906.0,9985.0y 5544332112<===========x y x y x y x y x x D
改用提馏段操作线方程计算，
0067
.00042.0,0257.00188
.0,1079.00711.0,3260.0887766<======x y x y x y
故所需总理论板数块8=T N ，第五块板加料。
5全塔效率的计算
液相平均粘度依下式计算： i i n
i Lm x μμ1=∑=
根据塔顶、塔底液相组成查图，求得平均温度m T =(W D T T +)/2 =112.65℃，该温度下苯和苯乙烯的黏度如下：
s mPa ?=231.0苯μ s mPa ?=2928.0苯乙烯μ
s mPa Lm ?=?-+?=2724.02928.0)33.01(231.033.0μ 全塔效率=T E 0.49245.0)(-L αμ=0.429
6实际板层数的求取
精馏段实际板层数：66.11429.05
==精N ，取块精12=N 提馏段实际板层数：块提
99.6429
.03==N ，取块提7=N 四、精馏塔的工艺条件及有关物性数据的计算
1操作压强计算
塔顶压力为4KPa 表压，每层压降0.7KPa 塔顶压强 kpa 325.1054325.101=+=D P 进料板压强 kpa 725.113127.0325.105=?+=F P 塔底压强 kpa 625.1187.07725.113p w =?+= 精馏段平均压强 525.1092/)(=+=F D m P P P kpa 提馏段平均压强 kpa 175.116
2/)(=+=F W m P P P 2操作温度计算
塔顶温度D T =80.1℃ ，进料板温度F T =130℃，塔釜温度W T =145.2℃
精馏段平均温度 05.1052
130
1.80=+=
m T ℃ 提馏段平均温度 6.1372
130
2.145=+=
m T ℃
3平均摩尔质量计算
（1）塔顶摩尔质量计算：由9985.01==y x D =1x
kmol kg M M m LD m VD /04.78104)9985.01(789985.0,,==?-+?= 塔釜摩尔质量计算：
kmol kg M M m LW m VW /83.103104)0067.01(780067.0,,==?-+?= （2）进料板平均摩尔质量计算
由进料参数得762.0=F y ，查平衡曲线，得330.0=F x kmol kg M m VF /19.84104)762.01(78762.0,=?-+?= kmol kg M m LF /42.95104)33.01(7833.0,=?-+?= 则，精馏段平均摩尔质量
kmol kg M m V /12.812
19
.8404.78,=+=
kmol kg M m L /73.862
42
.9504.78,=+=
提馏段平均摩尔质量
mol kg M m V /01.942
83
.10319.84,=+=
kmol kg M m L /63.992
83
.10342.95,=+=
4平均密度计算
（1）气相平均密度计算
由理想气体状态方程计算，即
精馏段 827.2)
15.27305.105(314.812
.81525.109,,=+??=
=
m
m V m m V RT M P ρ3m /kg
提馏段 198.3)
15.2736.137(314.801
.94175.116,,=+??=
=
m
m V m m V T R M P ρ3m /kg
（2）液相平均密度计算 液相平均密度依下式计算：
i i m
L a ρρ/1
,∑=
①塔顶液相平均密度计算：
由D T =80.1℃，查表得 3
g/cm 8148.0=苯ρ，3g/cm 8554.0=苯乙烯ρ 质量分数 998.0=苯a ，002.0=苯乙烯a ，计算得
3,/88.814m kg m LD =ρ
②进料板液相平均密度计算：
由F T =130℃，查表得 3g/cm 7567.0=苯ρ，3g/cm 8102.0=苯乙烯ρ 质量分数 27.0=苯a ，73.0=苯乙烯a ，计算得
3,/02.795m kg m LF =ρ ③塔釜液相平均密度计算：
由W T =145.2℃，查表得 3g/cm 7376.0=苯ρ，3g/cm 7959.0=苯乙烯ρ 质量分数 005.0=苯a ，995.0=苯乙烯a ，计算得
3,/59.795m kg m LW =ρ 则，精馏段液相平均密度 3,/95.804202
.79588.814m kg m L =+=
ρ
提馏段液相平均密度 3,/31.7952
02
.79559.795m kg m L =+=ρ
5液相平均表面张力计算
液相平均表面张力依下式计算，即
i i n
i m x σσ?∑==1
（1）塔顶液相平均表面张力计算
由D T =80.1 ℃，查表得 m mN /25.21=苯σ，m mN /81.24=苯乙烯σ m mN m D /26.2181.24)9985.01(25.219985.0,=?-+?=σ （2）进料板液相平均表面张力计算
由F T =130℃，查表得 m mN /32.15=苯σ，m mN /77.19=苯乙烯σ
m mN m F /30.1877.19)33.01(32.1533.0,=?-+?=σ （3）塔釜液相平均表面张力计算
由W T =145.2℃，查表得 m mN /59.13=苯σ，m mN /30.18=苯乙烯σ m mN m W /27.1830.18)0067.01(59.130067.0,=?-+?=σ 则，精馏段液相平均表面张力为： m mN m /78.192
26
.2130.18=+=
σ
提馏段液相平均表面张力为： m mN m /29.182
27
.1830.18=+=
σ
6求精馏塔的气、液相负荷
（1）精馏段：
汽相摩尔流量 h kmol D R V /07.4539.11957.3)1(=?=+= 汽相体积流量 s m VM V m
V m V S /359.0827
.2360012
.8107.4536003,,=??=
=
ρ
h m V V S h /27.129336003==
液相摩尔流量 h kmol RD L /541.3239.11857.2=?== 液相体积流量 s m LM L m
L m L S /00097.095
.804360073
.86541.3236003,,=??=
=
ρ
h m L L S h /506.336003==
冷凝器的热负荷：
由D T =80.1℃，查表得汽化热 394.71=苯r kJ/kg ，389.59=苯乙烯r kJ/kg
平均汽化热 70.394002.0998.0=+=苯乙烯苯r r r m kJ/kg
==m Vr Q (45.07?78.04)?(394.7/3600)=385.63kw
（2）提馏段：
汽相摩尔流量 h kmol F q V V /26.4193.34109.007.45)1(=?-=--= 汽相体积流量 s m M V V m
V m V S /337.0198
.3360001
.9426.4136003,,=??=
=
ρ
h m V V S h /90.121236003==
液相摩尔流量 h kmol qF L L /66.6393.34891.0541.32=?+=+= 液相体积流量 s m M L L m
L m L S /0022.031
.795360063
.9966.6336003,,=??=
=
ρ
h m L L S h /975.736003==
再沸器的热负荷：
由W T =145.2℃，查表得汽化热 341.27=苯r kJ/kg ，354.51=苯乙烯r kJ/kg
平均汽化热 44.354995.0005.0=+=苯乙烯苯r r r m kJ/kg
==m r V Q (41.26?103.83)?(354.44/3600)=421.79kw
五、精馏塔的塔体工艺尺寸计算
1塔径的计算
初选板间距m H T 45.0=，板上液层高度m h L 05.0=，则
m 4.0=-L L h H
按Smith 法求取允许空塔气速max u
0456.0)827
.295.804)(359.000097.0())((2121==V L S S V L ρρ 查smith 图得20C =0.085,负荷因子C
0848.0)20
(
2.020==σ
C C
428.1max =-=V
V
L C
u ρρρ 一般空塔气速为最大气速的0.6-0.8倍，在此取安全系数为0.7，则空塔气速为：
s m u u /0.17.0max ==
史密斯关联图
塔径 m u
V D S
676.04==
π 初步算出塔径D 后，应按化工机械标准圆整并核算实际气速。常用的标准塔径为400、500、600、700、800、1000、1200、1400、1600、1800、2000、2200mm 等。
按标准塔径圆整后为 mm D T 800=
2精馏塔的有效高度的计算
精馏段有效高度为 m H N Z T 95.445.0)112()1(=?-=-=精精 提馏段有效高度为 m H N Z T 7.245.0)17(1=?-=-=）（馏馏 在进料板上方开一人孔，其高度为0.8m ，故精馏塔的有效高度为： m Z Z Z 45.88.0=++=馏精
六、塔板主要工艺尺寸的计算
1溢流装置计算
板式塔的溢流装置包括溢流堰，降液管和受液盘等几部分。溢流装置的布置应考虑液流在塔板上的途径，一般根据塔径与液体流量选取。本设计采用单流型，液体流
径长、板面利用好，塔板结构简单，直径2.2m 以下的塔普遍采用此型。
一般可根据初估塔径和液体流量，选塔板的液流型式。降液管有圆形与弓形两类，本设计采用单溢流弓形降液管，不设进口堰，采用凹形受液盘。各项计算如下：
（1） 溢流堰长w l
依据溢流型式及液体负荷决定堰长。单溢流型塔板堰长W l 一般为()0.6~0.8D ；双溢流型塔板，两侧堰长取为()0.5~0.7D ，其中D 为塔径。
堰长也可以由溢流强度计算。溢流强度即通过单位堰长的液体流量，一般筛板及浮阀塔的堰长溢流强度应为：
)/(130~100/3h m m l L w h ?≤ 本次设计取堰长 w l m D T 56.07.0==
验算)/(130~10026.656.0/506.3/3h m m l L w h ?<==，符合要求 （2）溢流堰高度w h ow L w h h h -=
由
D l w
与 5.2w
h l L 査液体收缩系数图，得E=1 依式 3
2
)(100084.2w
h ow
l L E h = 得 m m l L E h w h ow
006.00096.0)56
.0506.3(100084.2)(100084.232
32>=?==，满足要求 取板上清液层高度m h L 05.0=
则 m h w 0404.00096.005.0=-=
（3）弓形降液管宽度d W 和降液管面积f A
由
7.0=T w
D l ，査弓形降液管参数图得 15.0=T d D W ，09.0=T
f A A
则 m D W T d 12.015.0==
22
50.0785.0m D A T T ==
2045.009.0m A A T f == 降液管的截面积应保证溢流液中夹带的气泡得以分离，液体在降液管内的停留时间一般等于或大于3-5秒，对低发泡系统可取低值，对高发泡系统及高压操作的塔，停留时间应加长些。
验算液体在降液管中停留时间
以检验降液管面积，即
s s L H A S
T f 588.2000097
.045
.0045.0>=?=
=
τ,符合要求。
(4)降液管底隙高度0h
降液管底隙高度即降液管下端与塔板间的距离，以O h 表示。为保证良好的液封，又不一致使液流阻力太大，一般取为：
()0.006~0.012o W h h m =-
o h 也可按下式计算： '
0u l L h w S
?=
式中：'
0u 为通过降液管底隙O h 的流速，一般()'00.07~0.25/
u m s =，不宜超过0.4/m s ，不宜小于0.02~0.025m ，以免引起堵塞。
取液体通过降液管底隙的流速s m u /07.0'0=，计算降液管底隙高度0h ，即： m u l L h w S 025.056.007.000097
.0'
0=?==
006.00154.0025.00404.00>=-=-h h W ，符合要求。
2塔板布置
溢流区——降液管及受液盘所占的区域为溢流区。
安定区——开孔区与溢流区之间的不开孔区域为安定区，其作用为使自降液管流出液体在塔板上均布并防止液体夹带大量泡沫进入降液管，其宽度s W 可参考下列经验值选定：
1.5D m <时，60~75s W mm = 1.5D m >时，80~110s W mm =
直径小于1m 的塔s W 可适当减小，在设计中选s W =0.06m ，边缘区宽度m W C 04.0= 开孔区面积a A 计算，得；
m W W D x s d T
22.0)06.012.0(4.0)(2
=+-=+-=
m W D R C T
36.004.04.02
=-=-=
??
????+-=-R x
R x R x A a 1
222sin 1802π ??
?
?
?
??+-??=-36.022.0sin 36.0180
22.036.022.021
222π
2296.0m = 3浮阀数与开孔率
1.阀孔孔径0d
孔径由所选定浮阀的型号决定。1F 型（即V-1型）浮阀使用得很普遍，已定为部颁标准。1F 型浮阀的孔径为39mm ，故00.039d m =
2.浮阀数目的确定
为确定浮阀数n ，先要求操作时阀孔气速0u 。
对塔板效率、塔板压降及生产能力作综合考虑后，一般希望浮阀在刚刚全开时操作。浮阀全开时的阀孔气速称为阀孔临界气速()0c u 。工业试验结果表明：浮阀临界动能因数一般为：
12~9)()(00==v c c u F ρ，由此关系可决定()0c u 。 式中：v ρ—气相密度，3/kg m 取c F )(0=10，得s m u o /95.5827
.210==通常，阀孔临界气速是操作中最适宜的阀孔
速度。
浮阀数n 可根据上升蒸汽量S V ，阀孔气速0u 和孔径0d 用下式算出：
204u d V n S
π=
=51个 依式计算塔板上开孔区的开孔率?，即