1、課程設計說明書學 院： 生態(tài)與資源工程學院 專業(yè)班級： 2012級化學工程與工藝(1)班 課程名稱： 化工原理課程設計 題 目： 苯-乙苯連續(xù)精餾塔的設計 學生姓名：蔡 學號： 20124121036 指導老師： 楊自濤 2015年6目錄一、設計說明書32.1塔設備在化工生產中的作用和地位42.2篩板塔的結構特點及應用場合42.3主要物性數(shù)據(jù)4三、精餾塔的物料衡算53.1進料組成53.2全塔的物料衡算53.3相對揮發(fā)度和回流比的確定53.4塔板數(shù)的計算73.4.1理論塔板數(shù)的計算73.4.2實際塔板數(shù)的計算8四、精餾塔的工藝條件及有關物性數(shù)據(jù)的計算84.1平均壓力PM84.2平均溫度tm94.

2、3平均分子量94.4平均密度104.5液體的平均表面張力104.6液體平均粘度11五、汽液負荷計算11六、精餾塔的塔體工藝尺寸計算116.1塔徑116.2溢流裝置136.3弓形降液管寬度Wd和截面Af146.4降液管底隙高度156.5塔高15七、塔板的流體力學驗167.1降液管液泛167.2降液管內停留時間177.3液沫夾帶177.4漏液17八、塔板負荷性能圖188.1液沫夾帶線188.2液泛線（氣相負荷上限線）188.3液相負荷上限線198.4漏液線（氣相負荷下限線）198.5液相負荷下限線208.6操作線與操作彈性20九、設計評述21十、參考文獻21一、設計說明書（一）、設計題目苯-乙苯連

3、續(xù)精餾塔的設計（二）、設計要求進精餾塔的料液含乙苯40%（質量分數(shù)，下同），其余為苯；塔頂?shù)囊冶胶坎坏酶哂?%；殘液中乙苯含量不得低于98%。生產能力為年產4.6萬噸、98%的乙苯產品。（三）操作條件1.塔頂壓力：4kPa（表壓）2.進料熱狀態(tài)：自選3.回流比：自選4.加熱蒸氣壓：0.5MPa（表壓）5.單板壓降 0.7kPa。（四）塔板類型 ： 篩板塔（五）工作日每年工作日為300天，每天24小時連續(xù)運行。（六）、設計內容1、設計說明書的內容1) 精餾塔的物料衡算；2) 塔板數(shù)的確定；3) 精餾塔的工藝條件及有關物性數(shù)據(jù)的計算；4) 精餾塔的塔體工藝尺寸計算；5) 塔板主要工藝尺寸的計算；

4、6) 塔板的流體力學驗算；7) 塔板負荷性能圖；8) 精餾塔接管尺寸計算；9) 對設計過程的評述和有關問題的討論。2、設計圖紙要求：1) 繪制生產工藝流程圖；2) 繪制精餾塔裝配圖。二、前言2.1塔設備在化工生產中的作用和地位塔設備是化工、石油化工、精細化工、醫(yī)藥。食品和環(huán)保等行業(yè)普遍使用的氣液傳質設備，主要應用與蒸餾、吸收、解吸、萃取、洗滌、閃蒸、增濕、減濕、干燥等單元操作。2.2篩板塔的結構特點及應用場合篩板塔其塔板上開有許多均勻的小孔。根據(jù)孔徑的大小，分為小孔徑篩板（孔徑為3-8mm）和大孔徑篩板（孔徑為10-25mm）兩類。工業(yè)應用以小孔徑篩板為主，大孔徑篩板多用于某些特殊的場合（如分

5、離粘度大、易結焦的物系）。篩板的優(yōu)點是結構簡單，易于加工，造價低，約為泡罩塔的60%，浮閥塔的80%；板上液面落差小，氣體壓降低，生產能力較大，比同直徑泡罩塔增加20%-40%；氣體分散均勻，傳質效率較高；安裝容易清理檢修方便。其缺點是篩板易堵塞，不宜處理易結焦、粘度大的物料，且篩板塔的設計和操作不當，易產生漏液，使操作彈性減小，傳質效率下降2.3主要物性數(shù)據(jù)1.苯、乙苯的物理性質項目分子式分子量沸點臨界溫度臨界壓力Pa苯AC6H678.1180.1288.56833.4乙苯BC8H10106.16136.2348.574307.72.苯、乙苯在某些溫度下的表面張力t/204060801001

6、20140苯（mN/m）28.826.2523.7421.2718.8516.4914.17乙苯（mN/m）29.327.1425.0122.9220.8518.8116.813.苯、乙苯在某些溫度下的液相密度t/20406080100120140苯（/m³）877.4857.3837.6815.0792.5768.9744.1乙苯（/m³）867.7849.8931.8913.6795.2776.2756.74.苯、乙苯在某些溫度下的粘度t/020406080100120140苯（mPa·s）0.7420.6380.4850.3810.3080.2550.215

7、0.184乙苯（mPa·s）0.8740.6660.5250.4260.3540.3000.2590.2265.不同塔徑的板間距塔徑D/m³0.3-0.50.5-0.80.8-1.61.6-2.42.4-4.0板間距HT/200-300250-350300-450350-600400-600三、精餾塔的物料衡算原料液流率為F，塔頂產品流率為D,塔底產品流率為W，對精餾塔做全塔物料衡算。有：F=D+W FxF=DxD+Wxw苯的摩爾質量：MA=78.11Kg/Kmol,乙苯的摩爾質量：MB=106.16Kg/Kmol。原料液及塔頂，塔底產品的平均摩爾質量MF=（1-40%）&

8、#215;78.11+40%×106.16=89.33Kg/KmolMD=(1-2%)×78.11+2%×106.16=78.67Kg/KmolMW(1-98%)×78,11+98%×106.16=105.6Kg/Kmol3.1進料組成原料、塔頂、產品中的苯的摩爾分數(shù)xF=(0.6/78.11)/ (0.6/78.11)+(0.4/106.16) =0.671xD=(0.98/78.11)/ (0.98/78.11)+(0.02/106.16) =0.985xw=(0.02/78.11)/ (0.02/78.11)+(0.96/106.16)

9、=0.0273.2全塔的物料衡算產物的產量：W=(4.6×107)/(300×24×105.6)=60.50Kmol/h求得F=60.50×(0.985-0.027)/(0.985-0.671)=184.58 Kmol/h D=F-W=184.58-60.50=124.08 Kmol/h3.3相對揮發(fā)度和回流比的確定飽和液體（泡點）進料，q=1，Xe=XF=0.671T/808896104112120128136x1.0000.7430.5420.3850.2590.1570.0720.000y1.0000.9400.8650.7620.6310.465

10、0.2570.000塔頂?shù)臏囟龋海ㄊ静罘ǎ?(0.940-0.985)/(0.985-1)解得：T=82進料板溫度：=(0.542-0.671)/(0.671-0.743) 解得：T=90.87塔釜的溫度：=(0-0.027)/(0.027-0.072)解得：T=133由t-x-y曲線可知：tD=83、tW=129.5、tF=90.5全塔的平均溫度t=( tD+tw+tF)/3=（83+129.5+90.5）/3=101有由上表數(shù)據(jù)作圖得x-y曲線及t-x(y)曲線，在x-y圖上，因q=1，查得ye=0.910,而xe=xF=0.671，xD=0.985,故有Rm=(0.985-0.910)/

11、(0.910-0.671)=0.31因為二元物系平衡方程為y=,已知該方程過（0.671，0.910）解得=5.0考慮到精餾段操作線離平衡線較近，理論最小回流比較小，故取操作回流比為最小回流比的2倍，即R=2Rm=2×0.31=0.623.4塔板數(shù)的計算3.4.1理論塔板數(shù)的計算精餾段操作線為y= +=0.38x+0.61提餾段操作線為過（0.671 ，0.865）和（0.027,0.027）兩點的直線。提餾段操作線為y=1.3x-0.0081平衡曲線為y=采用逐板計算法理論塔板數(shù)，步驟如下：精餾段 y1=xD=0.985 x1=0.929 y2=0.38x+0.61=0.38

12、15;0.929+0.62=0.973 x2=0.878 y3=0.944 x3=0.771 y4=0.903 x4=0.651<xF=0.671所以精餾段需要3塊理論板，加料板為第4塊理論板。提餾段 y5=1.3x-0.0081=1.3×0.651-0.0081=0.8382 x5=0.5089 y6=0.6535 x6=0.2739 y7=0.3480 x7=0.0964 y8=0.1172 x8=0.0259<xW=0.027 所以提餾段需要4塊因此，精餾塔的理論塔板數(shù)為NT=8-1=7層，進料板位置為第4塊板。 3.4.2實際塔板數(shù)的計算塔板效率是氣、液兩相的傳質

13、速率、混合和流動狀況，以及板間反混（液沫夾帶、氣泡夾帶和漏液所致）的綜合結果。板效率為設計的重要數(shù)據(jù)。QConne11對幾十個工業(yè)塔及實驗塔板效率進行綜合歸納，認為蒸餾塔可用相對揮發(fā)度與液相粘度的乘積作為參數(shù)來關聯(lián)全塔效率，其經驗式為：ET=0.49(L) -0.245由示差法得在塔頂、進料、塔底溫度下的粘度如下表8290.1133苯（mPa·s）0.3030.2810.195乙苯（mPa·s）0.4390.3270.238頂=0.303×xD+0.349×(1-xD)=0.304mPa·s底=0.195×xW+0.238×

14、(1-xW)=0.237進料=0.281×xF+0.327×(1-xF)=0.296=（頂+底+進料）/3=0.279全塔效率ET=0.49×（5.0×0.279）-0.245=0.452精餾段Np1= =7提餾段Np1=4/0.4529總塔板數(shù)NP=NP1+NP2=16塊，實際加料板位置在第8塊。四、精餾塔的工藝條件及有關物性數(shù)據(jù)的計算4.1平均壓力PM取每層塔板壓降為0.7KPa塔頂壓力PD=P0+P表=101.3+4=105.3Kpa加料板壓力PF=PD+NP1×0.7=105.3+7×0.7=110.2KPa塔底壓力PW=PF

15、+NP2×0.7=110.2+9×0.7=116.5KPa精餾段平均壓力PM1=(105.3+110.2)/2=107.75KPa提餾段平均壓力PM2=(116.5+110.2)/2=113.35KPa全塔平均操作壓力PM=(105.3+116.5)/2=110.9KPa4.2平均溫度tm由試差法知tD=82、tW=133、tF=90.1精餾段平均溫度t1=86.05提餾段平均溫度t2=111.55全塔平均溫度t=107.54.3平均分子量塔頂：y1=xD=0.985 x1=0.929 MVD,M=y1MA+(1-y1)MB=78.53Kg/Kmol MLD,M=x1MA+

16、(1-x1)MB=80.13Kg/Kmol加料板：y4=0.903 x4=0.651 MVF,M=y4MA+(1-y4)MB=80.83Kg/Kmol MLF,M=x4MA+(1-x4)MB=87.90Kg/Kmol塔底：y8=0.0259 x8=0.1172 MVW,M=y8MA+(1-y8)MB=102.87g/Kmol MLW,M=x8MA+(1-x8)MB=105.43Kg/Kmol精餾段：ML,M1=（80.13+87.90）/2=84.02 Kg/Kmol MV,M1=（78.53+80.83）/2=79.68 Kg/Kmol提餾段：ML,M2=（87.90+105.43）/2=9

17、6.67 Kg/Kmol MV,M2=（80.83+102.87）/2=91.85 Kg/Kmol全塔平均摩爾質量：MLM=(84.02+96.67)/2=90.35 Kg/Kmol MVM=(78.68+91.85)/2=85.77 Kg/Kmol4.4平均密度氣相密度vm=精餾段vm，1=107.75×79.68/8.314×273+86.05=2.88Kg/m³提餾段vm，2=113.35×91.85/ 8.314×273111.55=3.26 Kg/m³全塔vm=(2.88+3.26)/2=3.07 Kg/m³液相密

18、度 = + 為質量分率由試差法求得塔頂、進料、塔底的苯、乙苯的密度8290.1133苯（Kg/m³）812.75803.64752.78乙苯（Kg/m³）901.22853.80763.53塔頂平均密度=0.98/812.75+0.02/901.22 DLM=814.3 Kg/m³進料板平均密度=0.6/803.64+0.4/853.80 FLM=822.9 Kg/m³塔釜平均密度=0.02/752.78+0.98/763.53 WLM=763.3 Kg/m³精餾段平均密度LM1=（DLM+FLM）/2=（814.3+822.9）/2=818.

19、6 Kg/m³提餾段平均密度LM2=（FLM+WLM）/2=(822.9+763.3)/2=793.1 Kg/m³全塔液相平均密度LM=（LM1+LM2）/2=（818.6+793.1）/2=805.9 Kg/m³4.5液體的平均表面張力由試差法求得塔頂、進料、塔底的苯、乙苯的表面張力8290.1133苯（mV/m）21.0320.0414.98乙苯（mV/m）22.7121.8717.52塔頂表面張力MD=0.985×21.03+（1-0.985）×22.71=21.06mN/m進料板表面張力MP=0.671×20.04+（1-0.

20、671）×21.87=20.64 mN/m塔底表面張力MW=0.027×14.98+（1-0.027）×17.52=17.45 mN/m精餾段液體表面張力M1=（MD+MP）/2=20.85 mN/m提餾段液體表面張力M2=（MW+MP）/2=19.05 mN/m全塔液體平均表面張力M=（M1+M2）/2=19.95 mN/m4.6液體平均粘度知MD =0.304 mPa·s MF =0.296 mPa·s MW =0.237 mPa·s精餾段平均粘度M1=（MF+MD）/2=0.300mPa·s提餾段平均粘度M2=（MF+

21、MW）/2=0.267 mPa·s全塔平均溫度M=（M1+M2）/2=0.284 mPa·s五、汽液負荷計算精餾段汽相摩爾流率V=（R+1）D=（0.62+1）×124.08=201.010Kmol/h氣相體積流率VS=VMVM1/3600VM1=(201.010×79.68)/(3600×2.88)=1.545m ³/s液相回流摩爾流率L=RD=0.62×124.08=76.930 Kmol/h液相體積流率LS= LMLM1/3600LM1=（76.930×84.02）/（3600×818.6）=2.1

22、93×10¯³提餾段汽相摩爾流率V=（R+1）D=（0.62+1）×124.08=201.010Kmol/h氣相體積流率VS=VMVM2/3600VM2=(201.010×91.85)/(3600×3.26)=1.573m ³/s液相回流摩爾流率L=F+L=184.58+76.930=261.51 Kmol/h液相體積流率LS= LMLM2/3600LM2=（261.51×96.67）/（3600×793.1）=8.854×10¯³六、精餾塔的塔體工藝尺寸計算6.1塔徑塔徑的

23、計算按照下式計算： 式中 D 塔徑m；Vs 塔內氣體流量m3/s；u 空塔氣速m/s。空塔氣速u的計算方法是，先求得最大空塔氣速umax，然后根據(jù)設計經驗，乘以一定的安全系數(shù)，即 因此，需先計算出最大允許氣速。式中 umax允許空塔氣速，m/s；V，L分別為氣相和液相的密度，kg/m3 ； C氣體負荷系數(shù)，m/s，對于氣體負荷系數(shù)C可用史密斯關聯(lián)圖（如下）確定；而史密斯關聯(lián)圖是按液體的表面張力為=0.02N/m時繪制的，故氣體負荷系數(shù)C應按下式校正： 初選塔板間距HT=450mm及板上液層高度hL=70mm,則HT-hL=0.45-0.07=0.39m按Smith法求取允許的空塔氣速()()&

24、#189;=(0.002193/1.545) ×(805.9/3.07) ½=0.023查Smith關聯(lián)圖,得C20=0.082負荷因子:=0.082×20.85/200.2=0.083泛點氣速：取安全系數(shù)0.7，則操作氣速精餾段的塔徑提餾段塔徑的計算提餾段的汽，液相平均密度為：查上圖smith關聯(lián)圖，得，依式校正到物系表面張力為19.05mN/m時的C調整塔徑為1.6m，綜上，則取塔徑為1.6m6.2溢流裝置采用單溢流，弓形降液管，平行受液盤及平行溢流堰，不設進口堰。溢流堰長Lw取堰長為0.6D，則出口堰高hw由,選用平直堰,堰上液層高度式中 how堰上液流高度

25、，m； ls塔內平均液流量，m3/h； lw 堰長，m； E 液流收縮系數(shù)。如下圖一般情況下可取E=1，對計算結果影響不大。近似取E=1。精餾段：提餾段：取6.3弓形降液管寬度Wd和截面Af由 查右圖得：、則有 計算液體在降液管中停留時間，以檢驗降液管面積故符合要求。取邊緣區(qū)寬度 WC =0.060 m ，破沫區(qū)寬度 WS =0.1 m 。開孔區(qū)面積按計算故6.4降液管底隙高度 式中u0 降液管底隙處液體流速，m/s根據(jù)經驗一般u0=0.07-0.25m/s 取降液管底隙處液體流速為0.08m/s，則6.5開孔數(shù)和開孔率篩孔按正三角形排列，篩板采用碳鋼，取其厚度=3mm,取孔徑，,故孔心距t=

26、3×5=15 則 開孔率 篩孔數(shù) 每層塔板的開孔面積 氣體通過篩孔的孔速 u0=12.88m/s6.5塔高由表（2-5）可見，當塔徑為0.8 m時，其板間距可取450 mm，因此，所設板間距可用。塔高 精餾段塔高 七、塔板的流體力學驗7.1降液管液泛取板厚， ，查化工原理課程設計下冊圖（5-33），確定孔流系數(shù)干板壓降 所以氣體速率為 故氣相動能因子 查化工原理課程設計圖5-35確定充氣系數(shù)氣體通過塔板的壓降液柱液體通過降液管的壓降計算降液管內清夜層高度,并取泡沫相對密度0.5,而 可見，滿足 降液管內不會發(fā)生液泛。7.2降液管內停留時間可見停留時間足夠長，不會發(fā)生氣泡夾帶現(xiàn)象。7.3液沫夾帶液沫夾帶將導致塔板效率下降。通常塔板上液沫夾帶量要求低于0.1kg液體/kg干氣體，則有 可見液沫夾帶量可以允許7.4漏液克服液體表面張力的作用引起的壓降則漏液點氣速 可見不會發(fā)生嚴重漏液現(xiàn)象。由塔板校核結果可見，塔板結構參數(shù)選擇基本合理，所設計的各項尺寸可用。八、塔板負荷性能圖8.1液沫夾帶線則由 式中 于是 簡化得在操作范圍內,任取幾個LS值，由上式算出對應的VS值，列于下表LS（m³/s）0.0010.0050.0100.015VS（m³/s）3.7473.3512.9972.701根據(jù)表中的數(shù)據(jù)，在負荷性能