河南科技学院 化工原理实验设计2.do.doc

第一节 设计任务书苯乙苯分离板式精馏塔的设计（1） 设计题目对苯-乙苯体系进行连续精馏塔的设计，进料液含乙苯40%（质量分数，下同），其余为苯； 塔顶的乙苯含量不得高于2%； 残乙苯含量不得低于98%；塔顶压力 4kPa（表压）；单板压降 0.7KPa; 进料热状况q=1。(2） 塔板类型浮阀型(3） 工作日每年工作时间为300天，每天24小时连续进行（4） 设计内容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的计算；5） 塔板主要工艺尺寸的计算；6） 塔板的流体力学的验算；7） 塔板负荷性能图；表一：苯和乙苯的物理性质 分子式相对分子质量 苯C6H678乙苯C8H10106表二： 苯和乙苯在不同温度下表面张力 单位：20406080100120140苯28.826.2523.7421.2718.8516.4914.17乙苯29.327.1425.0122.9220.8518.1816.82表三：苯和乙苯在不同温度下的密度 单位：20406080100120140苯877.4857.3836.6815792.5768.9744.1乙苯867.7849.8831.8813.6795.2776.2756.7表四：苯和乙苯在不同温度下的相对挥发度由相平衡方程 得T,Kx1y11409.330002408.460.0090.0333.763407.690.0170.0593.634406.080.030.1063.835393.140.1650.4584.286382.80.3020.6644.587375.010.4380.7854.688367.10.6010.8795.089361.160.7530.9375.0710356.10.9020.9795.2311354.770.9450.9894.99平均相对挥发度m=(3.763.633.834.284.584.685.085.075.234.99)1/10=4.5 第二节 物料衡算1 精馏塔的物料衡算1.1进料组成： XF=（60/78）（60/78+40/106） =067 XD=（98/78）（98/78+2/106) =0.985 XW=（ 2/78）（2/78+98/106） =0.0271.2原料液的平均摩尔质量： MF= 0.6778 +（10.671）106 = 97.841.3全塔的物料衡算：F=5 （3002497.84）=70.978Kmol/h F= D+W F XF =D XD +W XW 把已知数据带入上式，得 70.978=D+W 70.9780.67=D0.985+W0.027 解得 D=47.33Kmol/h W=23.648 Kmol/h2 塔板数的确定2.1 最小回流比的计算 Rmin = 1/（1）XD / XF（1 XD）/（ 1XF ）=1（4.51）0.9850.674.5（10.985）（10.67）=0.361取R=2 Rmin =20.361=0.7722.2 求精馏塔的气、液相负荷 V =L+D=（R+1）D =（0.772+1）47.33 = 81.502 Kmol/h L =RD =0.772 47.33=34.172 Kmol/h V =V =81.502 Kmol/h L = L+qF = 34.172+170.978= 105.15 Kmol/h2.3 操作线的计算精馏段操作线： （1）提留段操作线： （2）气液平衡线：2.4 理论塔板数的求取 运用逐板计算法计算理论板层数相平衡方程为 (3)第一块板上升的蒸汽组成 0.985第一块板下降的液体组成由式（3）求取0.936,由第二块板上升的气相组成用（1）式求取:0.964,第二块板下降的液体组成由式（3）求取x2=0.856,如此反复计算： 当Xn5 s ,故降液管尺寸可用。降液管底隙高度 ho： 依下式知：ho=Lh / （3600lW uo ） = LS / （lW uo ） 取降液管底隙处液体流速 uo = 0.1 m/s ，则 ho = 0.00099 / （ 0.660.1 ）=0.015 m 取 ho =0.015 m hW ho=0.0420.015=0.0270.006 降液管可用4.3塔板布置及浮阀数目与排列 取阀孔动能因子 Fo = 10，用下式求孔速 uo ， uo = Fo / （V ）1/2 = 10 / （2。89）1/2 = 5.88 m/s 依下式求每层塔板上的浮阀数，即 N = VS / （ d2o uo /4 ）= 0.625/ （ 0.0392 75.88/4 ） = 90 个 取边缘区宽度 WC = 0.06m ，破沫区宽度 WS = 0.065m 。依下式计算塔板上的鼓泡区面积，即 Aa = 2x（R2x2）1/2 + R2 arcsin（x/R）/ 180 R =D/2 WC = 1.0/2 0.04=0.4 m x = D/2 （Wd + WS ）= 1.0/2 （0.12+ 0.065） =0.315 m Aa =20.315（0.420.3152）1/2 + 0.42arcsin（0.315/0.4）/ 180 = 0.445m2浮阀排列方式采用等边三角形叉排 代入上式 得 采用整板式 t=76mm画图可知理论孔数等于实际孔数为90个 符合要求第五节 塔板流体力学验算：5.1气相通过浮阀塔板的压强降 可根据下式计算塔板压强降，即 hP = hC + h1 + h干板阻力：由下式计算，即uoc =V= = 5.87 m/s 因uo uoc ，故按下式计算干板阻力，即 hC =5.34V u 2o /（L 2 g） = 5.342.8785.88 2 /（809.232 9.81）= 0.0336m液柱板上充气液层阻力：本设备分离苯和乙苯的混合液，即液相为碳氢化合物，可取充气系数 o = 0.5 。根据下式知，h1 =o hL =0.5 0.06 = 0.03m液柱液体表面张力所造成的阻力：此阻力很小，可忽略不计。因此，与气体流经一层浮阀塔板的压强降所相当的液柱高度为 hP =0.0336+ 0.03 = 0.0636m液柱则 单板压降 PP = hP L g = 0.066 809.26 9.81=523.96 Pa5.2淹塔 为了防止淹塔现象的发生，要求控制降液管中清液层高度，Hd（HT + hW ） 。Hd 可用下式计算，即 Hd = hP + hL + hd与气体通过塔板的压强降所相当的液柱高度hP ：前已算出 hP = 0.0636 m液柱液体通过降液管的压头损失：因不设进口堰，故按下式计算，即 hd = 0.153（LS / lW ho ）2 = 0.153（ 0.00099/ 0.660.0015）2 = 0.00153 m液柱板上液层高度：前以选定板上液层高度为 hL =0.050 m则 Hd =Hd = hP + hL + hd= 0.0636 + 0.05 +0.00153 = 0.11 51 m 取= 0.5 ，又已选定 HT = 0.45 m，hW =0.042 m。则 （HT + hW ）= 0.5（ 0.45 +0.042）= 0.246 m液柱可见Hd（HT + hW ），符合防止淹塔的要求。5.3雾沫夹带 按下式计算泛点率，即 泛点率 = VS V/（LV）1/2 +1.36 LS ZL /K CF AT 100%或 泛点率 = VS V/（LV）1/2 /0.78K CF AT 100%板上液体流径长度 ZL =D2 Wd = 1 2 0.12 = 0.726 m 板上液流面积 Ab = AT 2 Af = 0.785 2 0.0534= 0.6782 m2苯和乙苯正常系统，可按表史密斯关联图取物性系数K=1.0，又由化工原理下册图3-13查得泛点负荷系数CF = 0.13，将以上数值代入下式得泛点率 = 0.625 2.89/（809.26 2.891/2 +1.36 0.000990.76/ 1.00.13 0.672 100% =43.6%又得 泛点率 =0.625 2.89/（809.26 2.891/2 / 0.78 1.00.130.78 100% =47%根据上式计算出的泛点率都在80%以下，故可知雾沫夹带量能够满足eV 0.1Kg（液）Kg（气）的要求。/漏液线 对于F1型重阀，依式Fo = u o （V ）1/2 = 5计算，则u o =5/（V ）1/2 。又知 VS = （/4） d2o N u o ， 则得 VS = （/4） d2o N 5/（V ）1/2 以Fo =5 作为规定气体最小负荷的标准，则（VS ）min = （/4） d2o N u o =（/4） d2o N 5/（V ）1/2 =（/4）（0.039 ）2 90 5/（2.89 ）1/2 = 0.316 m3/s 据此做出与液体流量无关的水平漏液线。液相负荷下限线 取堰上液层高度hOW = 0.006 m作为 液相负荷下限条件，依hOW的计算式计算出LS的下限值，依次做出液相负荷下限线，该线为与气相流量无关的竖直线。 （2.184/1000）E3600 （LS ）min/ lW 2/3 = 0.006 取E=1，则（LS ）min =（ 0.006 1000）/（ 2.841） 2/3 （0.65/3600）= 0.00055m3/