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1、.化工原理课程设计姓名：何叶霞班级：07化升本函专业：化学工程与工艺学号：2001C8140104课程设计内容如下：（一）：设计题目：苯甲苯精馏塔的设计（二）：设计任务及操作条件1）：进精馏塔的料液苯含量25%（质量百分比，下同），其余为甲苯。2）塔底釜液中甲苯含量不得低于99%。3）塔顶流出液中的甲苯含量不得高于0.2%。4）生产能力为年处理苯甲苯混合液5万吨（年开工330天/年）5）建厂地区：唐山（三）：设备形式：筛板塔精馏塔（四）：需计算具体内容1）设计方案的确定及流程说明2）塔的工艺设计3）塔板流体力学计算4）塔附件设计5）塔总体高度设计6）辅助设备选型与计算7）塔的机械强度校核8）设
2、计结果列表或设计一览表9）精馏塔的装配图10）对设计结果的自我评价总结与说明（五）设计条件1)塔顶压强 4KPa(表压)2)进料热状况 自选3)回流比 自选4)低压蒸汽加热5)单板压降 不大于0.7kPa6)全塔效率 Er=52%(一) 设计方案的确定 本设计任务为分离苯-甲苯混合物。对于二元混全物的分离，应采用连续精馏流程。采用筛板塔精馏塔。设计中采用泡点进料（饱和液体），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到储罐。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
3、汽加热，塔底产品经冷却后送至储罐。 （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 MA=78.11kg/kmol 甲苯的摩尔质量 MB=92.13kg/kmol XF= 25/78.11 =0.28225/78.11+75/92.13XD= 99.8/78.11 =0.99899.8/78.11+0.2/92.13XW= 1/78.11 =0.0121/78.11+99/92.13 2、原料液及塔顶、塔底产品的平均摩尔质量MF=0.282×78.11+(1-0.282) ×92.13=88.18 kg/kmolMD=0.998×78.
4、11+(1-0.998) ×92.13=78.13 kg/kmolMW=0.012×78.11+(1-0.012) ×92.13=91.96kg/kmol3、物料衡算 原料液每小时处理量 50000000 = 6313kg/h 330×24原料液处理量 F=6313/88.18=71.59kmol/h总物料衡算 71.59=D+W苯物料衡算 71.59×0.282=0.998×D+0.012×W联立解得 D=19.6 kmol/h W=51.99 kmol/h(三)塔板数的确定1、理论板层数NT的求取采用逐板法求最小回流比由
5、苯和甲苯的饱和蒸气数据得此物系的平均相对挥发度为：=2.46Rmin=(xD-yq)/(yq-xq)因是饱和液体进料则有xq=xF=0.282yq=yF=(xF)/1+(-1)xF=(2.46×0.282)/1+1.46×0.282=0.49Yq=0.49 Xq=0.282故最小回流比为Rmim= XD-Yq =0.998-0.49 =2.44Yq- Xq 0.49-0.282取操作回流比为：R=1.3Rmim=3.17 （2）求精馏塔的气、液相负荷L=RD=3.17×19.6=62.132kmol/hV=(R+1)D=(3.17+1) 19.6=81.732 k
6、mol/hL=L+F=62.132+71.59=133.722 kmol/hV=V=81.732 kmol/h（3）求操作线方程精馏段操作线方程为y= L x + D XD=0.760x+0.239V V提馏段段操作线方程为 L Wy= x- XW=1.635x0.0076V V（4）用逐板法求理论板数由相衡方程xn=yn/(2.46-1.46yn) 由精馏段操作线方程及提馏段操作线方程求解结果参下表为:序号yx备注109980995209952098823099000975840980609536509637091526093460853170887407621808182064669073
7、0405241100637304167110555703371120495202851130455102539xqxq=0.282140407502185150349601793160285601398170221001034180161500726190111100484200071500304210042100176220021200087xWxW=0.012计算结果为：总理论板层数 NT=22(包括再沸器)进料板位置 NF=132、实际板层数的求取 精馏段实际板层 N精=12/0.52=23.0824提馏段实际板层 N提=10/0.52=19.2320(四)精馏塔的工艺条件及有关物性数据
8、的计算1、操作压力计算塔顶操作压力 PB=101.3+4=105.3kPa每层板压 P=0.7kPa进料板压力 PF=105.3+24×0.7=122.1kPa 精馏段平均压力 PM=(105.3+122.1)/2=113.7kPa2、操作温度计算依据操作压力,由泡点方程通过试差法计算出泡点温度,其中苯、甲苯的饱和蒸汽压由安托尼方程计算。得塔顶温度 tD= 82.1进料板温度 tF= 99.5精馏段平均温度 tm=(82.1+99.5)/2=90.83、平均摩尔质量计算塔顶平均摩尔质量计算由XD=y1=0.998，计算得x1=0.995MVDm=0.998×78.11+(1
9、-0.998)×92.13=78.14kg/kmolMLDm=0.995×78.11+(1-0.995)×92.13=78.18kg/kmol进料板平均摩尔质量计算由计算得出yF=0.456xF=0.254MVFm=0.456×78.11+(1-0.456)92.13=85.74kg/kmolMLFm=0.254×78.11+(1-0.254)92.13=88.57kg/kmol精馏段平均摩尔质量MVm=(78.14+85.74)/2=81.94kg/kmolMLm=(78.18+88.57)/2=83.38kg/kmol4、平均密度计算（1）
10、气相平均密度计算由理想气体状态方程计算，即Vm= PmMVm = 113.7×81.94 = 3.08kg/m3 RTm 8.314×(90.8+273.15)（2）液相平均密度计算液相平均密度依下式计算，即1/Lm=ai/i塔顶液相平均密度的计算由tD= 82.1 ，查手册得A= 812.7 kg/m3 B= 807.9 kg/m3LDm= 1 = 812.65kg/m3 0.99/812.7+0.01/807.9进料板液相平均密度的计算由tF= 99.5 ，查手册得A= 793.1 kg/m3 B= 790.8 kg/m3进料板液相的质量分率aA= 0.254×
11、;78.11 =0.22 0.254×78.11+0.746×92.13LFm= 1 =791.3 kg/m3 0.22/793.1+0.78/790.8 精馏段液相平均密度为Lm= (812.65+791.3)/2= 801.9 kg/m35、液体平均表面张力计算液相平均表面张力依下式计算，即Lm=xii塔顶液相平均表面张力的计算由tD= 82.1 ，查手册得A= 21.24 mN/m B= 21.42 mN/mLDm= 0.998 ×21.24+0.002×21.42=21.24 mN/m进料板液相平均表面张力的计算由tF= 99.5 ，查手册得A=
12、 18.90 mN/m B= 20.0mN/mLFm= 0.254×18.9+0.746×20= 19.72 mN/m精馏段液相平均表面张力为Lm=(21.24+19.72) /2=20.48 mN/m6、液体平均粘度计算液相平均料度依下式计算，即lgLm=xilgi由tD=82.1 ，查手册得A=0.302 mPa.s B= 0.306mPa.s lgLDm= 0.998lg(0.302) +0.002lg(0.306) 解出LDm= 0.301mPa.s进料板液相平均粘度的计算由tF= 99.5 ，查手册得A= 0.256 mPa.s B= 0.265 mPa.s lg
13、LFm= 0.254×lg(0.256) +0.746lg(0.265) 解出LFm= 0.263mPa.s 精馏段液相平均表面张力为Lm= (0.301+0.263)/2=0.282 mPa.s（五）精馏塔的塔体工艺尺寸计算1、计算精馏段的气、液相体积流率为Vs= VMVM = 81.732×81.94 =0.6040 m3/s 3600Vm 3600×3.08Ls= LMLM = 62.132×83.38 = 0.0018 m3/s 3600 Lm 3600×801.9由umax= = 0.0018×3600 801.9 = 0.
14、0481 0.604×3600 3.08取板间距HT= 0.60m，板上液层高度hL= 0.06 m,则HT - hL= 0.54 m查图得 C20=0.125C= =0.125 20.48 = 0.1256 20umax= 0.1256 801.9-3.08 = 2.0227 m/s 3.08取安全系数为0.7 ，则空塔气速为u= 0.7umax=0.7×2.0227= 1.4159 m/sD= =4×3.727 =0.736m 3.14×0.740按标准塔径圆整后为 D= 0.8 m塔截面积为AT= = 0.503m2实际空塔气速为u=0.604/0
15、.503=1.2m/s2、精馏塔有新效高度的计算精馏段有效高度为Z精=(N精-1)HT=(24-1)×0.6=13.8m提馏段有效高度为Z提=(N提-1)HL=(20-1)×0.6=11.4m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Z=13.8+11.4+0.8=26m（六）塔板主要工艺尺寸的计算1、溢流装置的计算此塔可选用单溢流弓形降液管，采用凹形液盘。各项计算如下：（1）堰长取lW=0.66D=0.66×0.8=0.528m（2）溢流堰高度hW由hW=hL-hOW选用平直堰,堰上液层高度hOWhOW= = 2.84×1×0
16、.0075×3600 =0.013m 1000 1.056取板上清液层高度 hL= 60 mm故 hW=0.06-0.013=0.047m(3)弓形降液管宽度 Wd和截面积 Af由lW =0.66 D得Af=0.0722 Wd =0.124AT D 故Af=0.0722 AT=0.0722×0.503 = 0.0363 m2 Wd=0.124D= 0.124×0.8=0.0992m验算液体在降液中停留的时间,即 = 3600×0.0363×0.60 = 12.1s>5s0.0018×3600故降液管设计合理(4)降液管底隙高度h
17、0h0= Lh 3600lWu0取u0=0.1m/sho= 0.0018×3600 =0.0341m 3600×0.66×0.8×0.1hW-h0=0.047-0.0341=0.0129>0.006故降液管底隙隙高度设计合理2、塔板布置（1）塔板的分块 因D800mm,故塔板采用分块式。（2）边缘区宽度确定取Ws=0.065m Wc=0.035m(3)开孔区面积计算开孔区面积AaAa=x= =(0.8/2) (0.0992+0.065)=0.2358m r= =(0.8/2)-0.035=0.365mAa= =0.224m2(4)筛孔计算及其排列本
18、例所处理的物系无腐蚀性，可选有=3mm碳钢板，取筛孔直径d0=5mm筛孔按正三角形排列，取孔中心距t为t=3d0=15mm=0.015m筛孔数目n为n=(1.155Aa)/t2（1.155×0.224）/0.0152=1149个开孔率为=0.907(d0/t)2=0.907(0.005/0.015)2=10.1%气体通过阀孔的气速为u0=Vs/A0=9.9m/s （七）筛板的流体力学验算1、塔板压降（1）干板阻力hc计算hc=由d0/=5/3=1.67得C00.772故hc =0.0322m液柱(2)气体通过液层的阻力h1ua= 1.29m/sF0= =2.26kg1/2/(s.m1
19、/2)查图得 =0.51故h1= =0.51(0.047+0.013)=0.0306m液柱(3)液体表面张力的阻力h的计算h= = =0.0021液柱气体通过每层塔板的液柱高度hp可按下式计算hp=hc+h1+h=0.0322+0.0306+0.0021=0.0649液柱气体通过每层塔板的压降为Pp=hpLg=0.0649×802.1×9.81=511Pa<0.7kPa(设计允许值)2、液面落差对于筛板塔，液面落差很小，且本例的塔径和液流量均不大，故可忽略液面落差的影响。3、液沫夹带液沫夹带量计算参下公式hf=2.5hL=0.15mev= =0.0022kg液/kg气<0.1kg液/kg气故在本设计中液沫夹带量在允许范围内4、漏液对筛板塔，漏液点气速的计算u0min=u0min=5.696m/su0=9.9 m/s >u0min稳定系数为K= =9.9/5.696=1.74>1.5故在本设计中无明显漏 14 / 15液5、液泛为防止塔内发生液泛，降液管内液层高应服从下式，即苯甲苯物系属一般物系，取 =0.5,则=0.5（0.047+0.6）=0.224hd=0.153(0.1)2=0.0015Hd=0.0649+0.06+0.0015=0.126mHd (HT+hW)故在本设计中不会液泛现象: