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1、.课程设计说明书目录一、设计说明书32.1塔设备在化工生产中的作用和地位42.2筛板塔的结构特点及应用场合42.3主要物性数据4三、精馏塔的物料衡算53.1进料组成53.2全塔的物料衡算53.3相对挥发度和回流比的确定53.4塔板数的计算7理论塔板数的计算7实际塔板数的计算8四、精馏塔的工艺条件及有关物性数据的计算84.1平均压力PM84.2平均温度tm94.3平均分子量94.4平均密度104.5液体的平均表面张力104.6液体平均粘度11五、汽液负荷计算11六、精馏塔的塔体工艺尺寸计算116.1塔径116.2溢流装置136.3弓形降液管宽度Wd和截面Af146.4降液管底隙高度156.5塔高
2、15七、塔板的流体力学验167.1降液管液泛167.2降液管内停留时间177.3液沫夹带177.4漏液17八、塔板负荷性能图188.1液沫夹带线188.2液泛线气相负荷上限线188.3液相负荷上限线198.4漏液线气相负荷下限线198.5液相负荷下限线208.6操作线与操作弹性20九、设计评述21十、参考文献21一、设计说明书一、设计题目苯-乙苯连续精馏塔的设计二、设计要求进精馏塔的料液含乙苯40%质量分数,下同,其余为苯；塔顶的乙苯含量不得高于2%；残液中乙苯含量不得低于98%。生产能力为年产4.6万吨、98%的乙苯产品。三操作条件1.塔顶压力：4kPa表压2.进料热状态：自选3.回流比：自
3、选4.加热蒸气压：0.5MPa表压5.单板压降 0.7kPa。四塔板类型：筛板塔五工作日每年工作日为300天,每天24小时连续运行。六、设计内容1、设计说明书的内容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) 对设计过程的评述和有关问题的讨论。2、设计图纸要求：1) 绘制生产工艺流程图；2) 绘制精馏塔装配图。二、前言2.1塔设备在化工生产中的作用和地位塔设备是化工、石油化工、精细化工、医药。食品和环保等行业普遍
4、使用的气液传质设备,主要应用与蒸馏、吸收、解吸、萃取、洗涤、闪蒸、增湿、减湿、干燥等单元操作。2.2筛板塔的结构特点及应用场合筛板塔其塔板上开有许多均匀的小孔。根据孔径的大小,分为小孔径筛板孔径为3-8mm和大孔径筛板孔径为10-25mm两类。工业应用以小孔径筛板为主,大孔径筛板多用于某些特殊的场合如分离粘度大、易结焦的物系。筛板的优点是结构简单,易于加工,造价低,约为泡罩塔的60%,浮阀塔的80%；板上液面落差小,气体压降低,生产能力较大,比同直径泡罩塔增加20%-40%；气体分散均匀,传质效率较高；安装容易清理检修方便。其缺点是筛板易堵塞,不宜处理易结焦、粘度大的物料,且筛板塔的设计和操作
5、不当,易产生漏液,使操作弹性减小,传质效率下降2.3主要物性数据1.苯、乙苯的物理性质项目分子式分子量沸点临界温度临界压力Pa苯AC6H678.1180.1288.56833.4乙苯BC8H10106.16136.2348.574307.72.苯、乙苯在某些温度下的表面张力t/20406080100120140苯mN/m28.826.2523.7421.2718.8516.4914.17乙苯mN/m29.327.1425.0122.9220.8518.8116.813.苯、乙苯在某些温度下的液相密度t/20406080100120140苯/m877.4857.3837.6815.0792.57
6、68.9744.1乙苯/m867.7849.8931.8913.6795.2776.2756.74.苯、乙苯在某些温度下的粘度t/020406080100120140苯mPas0.7420.6380.4850.3810.3080.2550.2150.184乙苯mPas0.8740.6660.5250.4260.3540.3000.2590.2265.不同塔径的板间距塔径D/m板间距HT/200-300250-350300-450350-600400-600三、精馏塔的物料衡算原料液流率为F,塔顶产品流率为D,塔底产品流率为W,对精馏塔做全塔物料衡算。有：F=D+W FxF=DxD+Wxw苯的摩
7、尔质量：MA=78.11Kg/Kmol,乙苯的摩尔质量：MB=106.16Kg/Kmol。原料液及塔顶,塔底产品的平均摩尔质量MF=1-40%78.11+40%106.16=89.33Kg/KmolMD=78.11+2%106.16=78.67Kg/KmolMW78,11+98%106.16=105.6Kg/Kmol3.1进料组成原料、塔顶、产品中的苯的摩尔分数xF=/+=0.671xD=/+=0.985xw=/+=0.0273.2全塔的物料衡算产物的产量：W=/=60.50Kmol/h求得F=60.50/=184.58Kmol/h D=F-W=184.58-60.50=124.08Kmol/
8、h3.3相对挥发度和回流比的确定饱和液体泡点进料,q=1,Xe=XF=0.671T/808896104112120128136x1.0000.7430.5420.3850.2590.1570.0720.000y1.0000.9400.8650.7620.6310.4650.2570.000塔顶的温度：示差法=/解得：T=82进料板温度：=/解得：T=90.87塔釜的温度：=/解得：T=133由t-x-y曲线可知：tD=83、tW=129.5、tF=90.5全塔的平均温度t=/3=83+129.5+90.5/3=101有由上表数据作图得x-y曲线及t-x曲线,在x-y图上,因q=1,查得ye=0
9、.910,而xe=xF=0.671,xD=0.985,故有Rm=/=0.31因为二元物系平衡方程为y=,已知该方程过0.671,0.910解得=5.0考虑到精馏段操作线离平衡线较近,理论最小回流比较小,故取操作回流比为最小回流比的2倍,即R=2Rm=20.31=0.623.4塔板数的计算理论塔板数的计算精馏段操作线为y=+=0.38x+0.61提馏段操作线为过0.671 ,0.865和0.027,0.027两点的直线。提馏段操作线为平衡曲线为y=采用逐板计算法理论塔板数,步骤如下：精馏段y1=xD=0.985x1=0.929y2=0.38x+0.61=0.380.929+0.62=0.973
10、x2=0.878 y3=0.944 x3=0.771 y4=0.903 x4=0.651xF=0.671所以精馏段需要3块理论板,加料板为第4块理论板。提馏段 y5=1.3x-0.0081=1.30.651-0.0081=0.8382 x5=0.5089 y6=0.6535 x6=0.2739 y7=0.3480 x7=0.0964 y8=0.1172 x8=0.0259xW=0.027 所以提馏段需要4块因此,精馏塔的理论塔板数为NT=8-1=7层,进料板位置为第4块板。3.4.2实际塔板数的计算塔板效率是气、液两相的传质速率、混合和流动状况,以及板间反混液沫夹带、气泡夹带和漏液所致的综合结
11、果。板效率为设计的重要数据。QConne11对几十个工业塔及实验塔板效率进行综合归纳,认为蒸馏塔可用相对挥发度与液相粘度的乘积作为参数来关联全塔效率,其经验式为：ET=0.49-0.245由示差法得在塔顶、进料、塔底温度下的粘度如下表8290.1133苯mPas0.3030.2810.195乙苯mPas0.4390.3270.238顶=0.303xD+0.349=0.304mPas底=0.195xW+0.238=0.237进料=0.281xF+0.327=0.296=顶+底+进料/3=0.279全塔效率ET=0.495.00.279-0.245=0.452精馏段Np1=7提馏段Np1=4/0.
12、4529总塔板数NP=NP1+NP2=16块,实际加料板位置在第8块。四、精馏塔的工艺条件及有关物性数据的计算4.1平均压力PM取每层塔板压降为0.7KPa塔顶压力PD=P0+P表=101.3+4=105.3Kpa加料板压力PF=PD+NP10.7=105.3+70.7=110.2KPa塔底压力PW=PF+NP20.7=110.2+90.7=116.5KPa精馏段平均压力PM1=/2=107.75KPa提馏段平均压力PM2=/2=113.35KPa全塔平均操作压力PM=/2=110.9KPa4.2平均温度tm由试差法知tD=82、tW=133、tF=90.1精馏段平均温度t1=86.05提馏段
13、平均温度t2=111.55全塔平均温度t=107.54.3平均分子量塔顶：y1=xD=0.985 x1=0.929 MVD,M=y1MA+MB=78.53Kg/Kmol MLD,M=x1MA+MB=80.13Kg/Kmol加料板：y4=0.903 x4=0.651 MVF,M=y4MA+MB=80.83Kg/Kmol MLF,M=x4MA+MB=87.90Kg/Kmol塔底：y8=0.0259 x8=0.1172 MVW,M=y8MA+MB=102.87g/Kmol MLW,M=x8MA+MB=105.43Kg/Kmol精馏段：ML,M1=80.13+87.90/2=84.02Kg/Kmol
14、MV,M1=78.53+80.83/2=79.68Kg/Kmol提馏段：ML,M2=87.90+105.43/2=96.67Kg/Kmol MV,M2=80.83+102.87/2=91.85Kg/Kmol全塔平均摩尔质量：MLM=/2=90.35Kg/Kmol MVM=/2=85.77Kg/Kmol4.4平均密度气相密度vm=精馏段vm,1=107.7579.68/8.314273+86.05=2.88Kg/m提馏段vm,2=113.3591.85/8.314273111.55=3.26Kg/m全塔vm=/2=3.07Kg/m液相密度=+为质量分率由试差法求得塔顶、进料、塔底的苯、乙苯的密度
15、8290.1133苯Kg/m812.75803.64752.78乙苯Kg/m901.22853.80763.53塔顶平均密度=0.98/812.75+0.02/901.22 DLM=814.3Kg/m进料板平均密度=0.6/803.64+0.4/853.80 FLM=822.9Kg/m塔釜平均密度=0.02/752.78+0.98/763.53 WLM=763.3Kg/m精馏段平均密度LM1=DLM+FLM/2=814.3+822.9/2=818.6Kg/m提馏段平均密度LM2=FLM+WLM/2=/2=793.1Kg/m全塔液相平均密度LM=LM1+LM2/2=818.6+793.1/2=8
16、05.9Kg/m4.5液体的平均表面张力由试差法求得塔顶、进料、塔底的苯、乙苯的表面张力8290.1133苯mV/m21.0320.0414.98乙苯mV/m22.7121.8717.52塔顶表面张力MD=0.98521.03+1-0.98522.71=21.06mN/m进料板表面张力MP=0.67120.04+1-0.67121.87=20.64mN/m塔底表面张力MW=0.02714.98+1-0.02717.52=17.45mN/m精馏段液体表面张力M1=MD+MP/2=20.85mN/m提馏段液体表面张力M2=MW+MP/2=19.05mN/m全塔液体平均表面张力M=M1+M2/2=1
17、9.95mN/m4.6液体平均粘度知MD =0.304mPasMF =0.296mPasMW =0.237mPas精馏段平均粘度M1=MF+MD/2=0.300mPas提馏段平均粘度M2=MF+MW/2=0.267mPas全塔平均温度M=M1+M2/2=0.284mPas五、汽液负荷计算精馏段汽相摩尔流率V=R+1D=0.62+1124.08=201.010Kmol/h气相体积流率VS=VMVM1/3600VM1=/=1.545m/s液相回流摩尔流率L=RD=0.62124.08=76.930Kmol/h液相体积流率LS=LMLM1/3600LM1=76.93084.02/3600818.6=
18、2.19310提馏段汽相摩尔流率V=R+1D=0.62+1124.08=201.010Kmol/h气相体积流率VS=VMVM2/3600VM2=/=1.573m/s液相回流摩尔流率L=F+L=184.58+76.930=261.51Kmol/h液相体积流率LS=LMLM2/3600LM2=261.5196.67/3600793.1=8.85410六、精馏塔的塔体工艺尺寸计算6.1塔径塔径的计算按照下式计算：式中D 塔径m；Vs塔内气体流量m3/s；u空塔气速m/s。空塔气速u的计算方法是,先求得最大空塔气速umax,然后根据设计经验,乘以一定的安全系数,即因此,需先计算出最大允许气速。式中um
19、ax允许空塔气速,m/s；V,L分别为气相和液相的密度,kg/m3；C气体负荷系数,m/s,对于气体负荷系数C可用史密斯关联图如下确定；而史密斯关联图是按液体的表面张力为=0.02N/m时绘制的,故气体负荷系数C应按下式校正：初选塔板间距HT=450mm及板上液层高度hL=70mm,则HT-hL=0.45-0.07=0.39m按Smith法求取允许的空塔气速=0.023查Smith关联图,得C20=0.082负荷因子:=0.08220.85/200.2=0.083泛点气速：取安全系数0.7,则操作气速精馏段的塔径提馏段塔径的计算提馏段的汽,液相平均密度为：查上图smith关联图,得,依式校正到
20、物系表面张力为19.05mN/m时的C调整塔径为1.6m,综上,则取塔径为1.6m6.2溢流装置采用单溢流,弓形降液管,平行受液盘及平行溢流堰,不设进口堰。溢流堰长Lw取堰长为0.6D,则出口堰高hw由,选用平直堰,堰上液层高度式中 how堰上液流高度,m； ls塔内平均液流量,m3/h；lw堰长,m； E 液流收缩系数。如下图一般情况下可取E=1,对计算结果影响不大。近似取E=1。精馏段：提馏段：取6.3弓形降液管宽度Wd和截面Af由查右图得：、则有计算液体在降液管中停留时间,以检验降液管面积故符合要求。取边缘区宽度 WC =0.060 m ,破沫区宽度 WS =0.1 m 。开孔区面积按计
21、算故6.4降液管底隙高度式中u0降液管底隙处液体流速,m/s根据经验一般u0取降液管底隙处液体流速为0.08m/s,则6.5开孔数和开孔率筛孔按正三角形排列,筛板采用碳钢,取其厚度=3mm,取孔径,故孔心距t=35=15 则 开孔率 筛孔数 每层塔板的开孔面积气体通过筛孔的孔速 u0=12.88m/s6.5塔高由表2-5可见,当塔径为0.8 m时,其板间距可取450 mm,因此,所设板间距可用。塔高 精馏段塔高 七、塔板的流体力学验7.1降液管液泛取板厚, ,查化工原理课程设计下册图5-33,确定孔流系数干板压降 所以气体速率为 故气相动能因子 查化工原理课程设计图5-35确定充气系数气体通过
22、塔板的压降液柱液体通过降液管的压降计算降液管内清夜层高度,并取泡沫相对密度0.5,而 可见,满足 降液管内不会发生液泛。7.2降液管内停留时间可见停留时间足够长,不会发生气泡夹带现象。7.3液沫夹带液沫夹带将导致塔板效率下降。通常塔板上液沫夹带量要求低于0.1kg液体/kg干气体,则有可见液沫夹带量可以允许7.4漏液克服液体表面张力的作用引起的压降则漏液点气速可见不会发生严重漏液现象。由塔板校核结果可见,塔板结构参数选择基本合理,所设计的各项尺寸可用。八、塔板负荷性能图8.1液沫夹带线则由 式中于是 简化得在操作范围内,任取几个LS值,由上式算出对应的VS值,列于下表LSm/s0.0010.0
23、050.0100.015VSm/s3.7473.3512.9972.701根据表中的数据,在负荷性能图上作出液沫夹带线1。8.2液泛线气相负荷上限线即在操作范围内,任取几个LS值,由上式算出对应的VS值,列于下表LSm/s0.0010.0050.0100.015VSm/s2.4992.2831.8121.494根据表中的数据,在负荷性能图上作出液泛线2。8.3液相负荷上限线根据上式在负荷性能图上作出液相负荷上限线3。8.4漏液线气相负荷下限线漏液点气速在操作范围内,任取几个LS值,由上式算出对应的VS值,列于下表LSm/s0.0010.0050.0100.015VSm/s0.5380.5970
24、.6440.682根据表中的数据,在负荷性能图上作出漏液线4。8.5液相负荷下限线取平堰堰上液层高度根据上式在负荷性能图上作出液相负荷下限线5。8.6操作线与操作弹性操作气液比过点0,0和两点,在负荷性能图上作出操作线6。从图中看出,操作线的上限由液泛所控制,下限由漏夜所控制,其操作弹性为：九、设计评述因为苯乙苯不能形成恒沸点的混合物,所以可直接采用传统的精馏法制备高纯度的乙苯溶液,本设计进行苯乙苯的分离,采用直径为1.6米的精馏塔,选用效率较高、结构简单、加工方便的单溢流方式、并采用了弓形降液盘。 由于在设计过程中,对板式塔只有一个整体的直观认识以及简单的工作原理的了解,而对于设备中重要部件塔板、管路等缺乏了解,查询了各种相关书籍,走了很多弯路,但终于通过自己努力解决了其中的难题。在设计过程中,考虑到设计踏板所构成的板式塔,不但要具有应有的生产能力,满足工艺要求,还要考虑到能耗,经济,污染等问题,为今后走向工作岗位很有价值。十、参考文献1谭天恩,窦梅.化工原理第四版上下册. 北京：化学工业出版社,2013.6.2路秀林,王者相. 化工设备设计全书塔设备M. 北京：化学工业出版社,2004.3 王为国. 化工原理课程设计M. 北京：化学工业出版社,2010.114 马沛生. 化工数据. 北京：中国石化出版社,2003.
