090301106 化工原理课程设计.doc

化工原理课程设计说明书设计题目： 精馏塔设计 设计者：班级 学号 090301106 姓名 日期 2011.5.27 指导教师： 设计成绩： 日期 化工原理课程设计-精馏塔设计1 设计任务：在常压连续筛板精镏塔中精镏分离含苯41%的苯、甲苯混合液，要求塔顶馏出液中含甲苯含量不大于4%，塔底釜液中含甲苯量不低于99%（以上均为质量百分数）。已知参数：苯、甲苯混合液处理量，4t/h；进料状态，自选；回流比，自选；塔顶压强，4kpa(表压)；热源，低压饱和水蒸气；单板压强，不大于0.7kpa。2. 主要基础数据：（1.）苯和甲苯的物理性质项目分子式分子量沸点，t,临界温度tc临界压强Pc,kpa苯AC6H6781180.1288.56833.4甲苯BC6H5-CH39213110.6318.574107.7(2)常压下苯和甲苯的气液平衡数据温度，t液相中苯的摩尔分数x气相中苯的摩尔分数y110.560.000.00109.911.002.50108.793.007.11107.615.0011.2105.0510.0020.8102.7915.0029.4100.7520.0037.298.8425.0044.297.1330.0050.795.5835.0058.894.0940.0061.992.6945.0066.791.4050.0071.390.1155.0075.588.8060.0079.187.6365.0082.586.5270.0085.786.4475.0088.584.4080.0091.283.3385.0093.682.2590.0095.981.1195.0098.080.6697.0098.880.2199.0099.6180.01100.00100.00(3)饱和蒸汽压P:苯、甲苯的饱和蒸气压可用方程Antoine求算，即, 式中：t-温度系数；p-饱和蒸汽压A、B、C-Antoine常数，其值见附表：组分ABC苯6.0231206.35220.24甲苯6.0781343.94219.58（4）苯与甲苯的液相密度t,8090100110120苯815kg/803.9792.5780.3768.9甲苯810800.2790.3780.3770.0(5)液体表面张力t,8090100110120苯21.27Mn/m20.0618.8517.6616.49甲苯21.6920.5919.9418.4117.31(6)液体黏度t,8090100110120苯0.308mpas0.2790.2550.2330.215甲苯0.3110.2860.2640.2540.228（7）液体气化热t,8090100110120苯394.1kJ/kg386.9379.3371.5363.2甲苯379.9373.8367.6361.2354.6试设计筛板精馏塔并选择原料预热器、塔顶冷凝器及塔釜再沸器等附属设备，计算塔主要接管尺寸。设计计算一、 精馏流程的确定苯、甲苯混合料液经原料预热器加热后，送入精馏塔。塔顶上升蒸汽采用全凝器冷凝后，一部分作为回流，其余为塔顶产品经冷却器冷却后送至贮槽。塔釜采用间接蒸汽再沸器供热，塔底产品经冷却后送至贮槽。二、塔的物料衡算（一）料液及塔顶、塔底产品含苯摩尔分率，（二）平均分子量（三）物料衡算总物料衡算 易挥发组分物料衡算 联立以上二式得： 三、 塔板数的确定（一） 理论塔板数的求取苯、甲苯属理想物系，可采用M.T.图解法求。（1）根据苯、甲苯的气液平衡数据作y-x图（即图1）及t-x-y图（即图2）。 (2 ) 求最小回流比及操作回流比R。在图1中对角线上自点（0.45,0.45）作垂线即进料线(q线)，该线与平衡线交点坐标为： =0.667,是最小回流比时操作线与平衡线的交点坐标。取操作回流比（3）求理论塔板数精馏段操作线为：按常规M.T.作图法解得：=（19-1）层（不包括釜）。其中，精馏段理论塔板数为6层，提馏段理论塔板数为12层（不包括釜），第7层为加料板。（二） 全塔效率依下式：根据塔顶、塔底液相组成查图2，求得塔平均温度为95.15，该温度下进料液相平均黏度为：（三） 实际塔板数N精馏段：层提馏段：,取23层四 塔的工艺条件及物性数据计算以精馏段为例进行计算;(一) 操作压强塔顶压强，取每层塔板压降，则进料板压强 精馏段平均操作压强（二）温度根据操作压强，依下式试差计算操作温度：试差计算结果，塔顶，进料板，则精馏段平均温度（四） 平均分子量塔顶 进料板 则精馏段平均分子量（四）平均密度1、液相密度依下式： (为质量分数)塔顶 进料板，由加料板液相组成 故精馏段液相平均密度2、气相密度 （五） 液体表面张力 =顶部 +0.03421.42=21.25mN/m进料 =+0.5520=19.51mN/m则精馏段平均表面张力为：= m N/m（六）液体黏度=顶部 进料 则精馏段平均液体黏度五、 精馏段气液负荷计算V=（R+1）D=(1.77+1)21.43=59.36kmol/hL=RD=1.7721.43=37.931kmol/h六、 塔和塔板主要工艺尺寸计算（一） 塔径D参考下表，初选板间距，取板上液层高度，故板间距与塔径的关系塔径0.30.50.50.80.81.61.62.42.44.0板间距200300250350300450350600400600查图4-5得,依下式校正到物系表面张力为20.4N/m时的C，即：取安全系数为0.6+0.004，则m/sD=按标准，塔径圆整为1.0m,则空塔气速为0.79m/s(二) 溢流装置采用单溢流、弓形降液管、平形受液盘及平形溢流堰，不设进口堰。各项计算如下。1、 溢流堰长取堰长2、 出口堰高 由 查图4-9知E为1.035，依下式：故3、 降液管的宽度与面积由查图4-11，得：故 由下式计算液体在降液管中停留时间以检验降液管面积，即 符合要求4、 降液管底隙高度取液体通过降液管底隙的流速(三)塔板部署（1）取边缘区宽度（2）依式计算开孔区面积=2(0.311=0.532其中：以上各参数见图4-8，此处塔板部署图从略。（四） 筛孔数n与开孔率取筛孔的孔径为5mm，正三角形排列，一般碳钢的板厚为3mm，取t/=3.0,故故孔中心距。依下式计算塔板上的筛孔数n ，即 (孔)依式计算塔板上开孔区的开孔率 ，即=（5-15%范围内）层塔板上的开孔面积 为：= 气体通过筛孔的气速（五）塔有效高度（精馏段）Z=（12-1）（六）塔高计算（从略）七、筛板的流体力学验算（一）气体通过筛板压强相当的液柱高度依式 =1. 干板压降相当的液柱高度依2.气流穿过板上液层压强相当的液柱高度由图4-14查取板上液层充气系数依式3.克服液体表面张力压降相当的液柱高度依式 =故单板压降 （设计允许值）（二）雾沫夹带量 的验算依式 =/故在设计负荷下不会发生过量雾沫夹带（三）漏液的验算依式 =4.4 =6.5m/s筛板的稳定性系数K=故在设计负荷下会发生过量漏液。（四）液泛验算为防止降液管液泛的发生，应使降液管中清夜层高度依式计算 仪式计算 ，即：= 取故在设计负荷下不会发生液泛。根据以上他办的各项流体力学验算，可认为精馏段塔径及各工艺尺寸是合适的。八、塔板负荷性能图（一）雾沫夹带线（1）依式(h) 式中近似取故 取雾沫夹带极限值为0.1kg液/kg气，已知整理得在操作范围内，任取几个值，依计算出相应得值列于附表1中。，m1.53.04.5，1.2351.1181.040.975依表中数据在-图中作出雾沫夹带（1），如图3所示。（二）液泛线（2）有(X)近似取，由式(C)由式=、 =0.051及式 ，得 (d)又因为 ( e)将 及（c）、（d）、（e） 式代入（x）式得： 整理得下式： (2)在操作范围内取若干值，依（2）式计算值，列于附表2,依表中数据作出液泛线（2），如图3中线（2）所示。，m1.53.04.5，1.531.321.140.94（三）液相负荷上限线（3）取液体在降液管中停留时间为四秒，由下式 （3）液相负荷上限线（3）在-坐标图上为与气体流量无关得垂直线，如图3线（3）所示。（四）漏液线（气相负荷下限线）（4）由此即气相负荷下限关系式，在操作范围内取若干值，依（4）式计算值，列于附表3.，m1.53.04.5，0.3320.3530.3660.37（五）液相负荷下限线（5）取平堰、堰上液层高度作为液相负荷下限条件，依下式，取整理上式得 （5）依此值在-图上作线（5）即为液相负荷下限线，如图3所示参考材料：1 陈敏恒、丛德滋、方图南、齐鸣斋化工原理（上）（下）（第二版），化学工业出版社. 19992 谭天恩、麦本熙、丁惠华化工原理（上）（下）（第二版），化学工业出版社. 19903 王静康 化工设计，化学工业出版社. 19954 柴诚敬、刘国维、李阿娜化工