化工原理课程设计苯和乙苯筛板精馏塔设计

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课程设计说明书题目名称：苯和乙苯筛板精馏塔设计系部：化学工程系专业班级：学生姓名：指导教师：完成日期：2011/7/7新疆工业高等专科学校课程设计评定意见设计题目：苯和乙苯筛板精馏塔设计学生姓名：评定意见：评定成绩：指导教师（签名）：年月曰

文档来源为:从网络收集整理.word版本可编辑.欢迎下载支持.新疆工业高等专科学校课程设计任务书2010学年1学期2011年7月7日专业班级课程名称精馏塔设计设计题目苯一乙苯分离过程筛板精馏塔设计指导教师起止时间周数设计地点设计目的：1加深学生对所学化工原理理论知识的运用、理解和掌握。2达到引导学生思考，培养学生灵活运用知识去解决问题的能力，及查阅资料、处理彳据的能力。设计任务或主要技术指标：生产能力5000kg/h，原料中苯含量为50%（摩尔分数），分离要求为塔顶苯含量为不低于90%，塔底苯含量不高于5%,常压下操作，塔顶采用全凝器，饱和液体进料的筛板精馏塔。设计进度与要求：1拟订题目和课程设计指导书（包括课程设计目的、内容、要求、进度、成绩评定等），制定具体考核形式（般应采用平常情况和答辩相结合方式）并于课程设计开始时向学生公布。2完整的课程设计应由设计草稿书和任务书组成。草稿书不上交指导老师，是备指导老师检杳及防止学生间抄袭之用。任务书应上交按照指定格式编排好的电子版及打印版。7月6日前上交指导老师。主要参考书及参考资料：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.王志魁.化工原理第三版[M].北京：化学工业出版社，2005.王国胜.化工原理课程设计[M].大连：大连理工大学出版社，2005.马沛生.化工数据.北京：中国石化出版社，2003.贾绍义，柴诚敬.化工原理课程设计[M].大连：天津大学出版社，2005.文档来源为文档来源为:从网络收集整理.word版本可编辑.欢迎下载支持.摘要塔设备的化工生产中的作用和地位塔设备可使气（或汽）液或液液两相进行紧密接触，达到相际传质及传热的目的。可在塔设备中完成的常见操作有：精馏、吸收、解吸和萃取等。本设计任务为分离苯—乙苯混合物。对于二元混合物的分离，应采用连续精馏。精馏过程的流程设计如下：设计中采用泡点进料，塔顶上升蒸汽采用全冷凝器冷凝，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至储罐。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1.6倍。塔釜采用间接蒸汽加热，塔底产品经冷却后送至储罐。如图所示。原料液由高位槽经过预热器预热后进入精馏塔内。操作时连续的从再沸器中取出部分液体作为塔底产品（釜残液）再沸器中原料液部分汽化，产生上升蒸汽，依次通过各层塔板。塔顶蒸汽进入冷凝器中全部冷凝或部分冷凝，然后进入贮槽再经过冷却器冷却。并将冷凝液借助重力作用送回塔顶作为回流液体，其余部分经过冷凝器后被送出作为塔顶产品。目录1、符号说明错误!未定义书签。2■主要物性数据错误!未定义书签。2.1苯、乙苯的物理性质错误!未定义书签。2.2苯、乙苯在某些温度下的表面张力错误!未定义书签。2.3苯、乙苯在某些温度下的粘度错误!未定义书签。2.4苯、乙苯的液相密度错误!未定义书签。2.5不同塔径的板间距错误!未定义书签。3.工艺计算错误!未定义书签。3.1精馏塔的物料衡算错误!未定义书签。3.2塔板数的确定错误!未定义书签。3.3实际塔板数的求取错误!未定义书签。3.4相关物性参数的计算错误!未定义书签。错误!未定义书签。错误!未定义书签错误!未定义书签错误!未定义书签错误!未定义书签错误!未定义书签。3.5塔和塔板的主要工艺尺寸计算错误!未定义书签。错误!未定义书签。错误!未定义书签。错误!未定义书签。错误!未定义书签。错误!未定义书签。错误!未定义书签。3.6筛板的流体力学计算错误!未定义书签。错误!未定义书签。错误!未定义书签。错误!未定义书签。错误!未定义书签。3.7塔板负荷性能图错误!未定义书签。错误!未定义书签。错误!未定义书签。错误!未定义书签。错误!未定义书签。错误!未定义书签。6.参考文献错误!未定义书签。1、符号说明P――气体通过每层筛板的压降，kPaAt塔的截面积，m2c――负荷因子，无因次t筛孔的中心距，mC20表面张力为20mN/m的u空塔气速，m/sdo筛孔直径，mAa塔板开孔区面积，m2an筛孔数目Af降液管截面积，m2P——操作压力，kPaAo筛孔区面积，m2uomin——漏液点气速，m/sD——塔径，muo'——液体通过降液体系的速度，m/sev——液沫夹带量，kg液/kg气Vn气体体积流量，m/sR—回流比Vs气体体积流量，m/sRmin最小回流比Wc――边缘无效区宽度，mM平均摩尔质量，kg/kmolWd――弓形降液管高度，mTm——平均温度，。CWs破沫区宽度，mg重力加速度，m/s2Z——板式塔有效高度，mFo——筛孔气相动触因子%——出口堰与沉降管距离，mhc――与平板压强相当的液柱高度，mT液体在降液管内停留时hd——与液体流过降液管压强降相当的液柱高度，mhf板上清液高度，mhow――堰上液层高度，mHw出口堰高度，mwHw'进口堰高度，mwhb――与克服表面张力压强降相当的液柱高度，mL——液相H——板式塔高度，mV——气相Hd——降液管内清夜层高度，mLs——液体体积流量，m3/hHF——进料处塔板间距，mHP——人孔处塔板间距，mT――理论板层数5――筛板厚度，m卩粘度，mPa•sp密度，kg/m3a质量分率，无因次0――开孔率，无因次ho――降液管的底隙高度，mb――表面张力，mN/mmax最大min最小主要物性数据2.1苯、乙苯的物理性质项目分子式分子量沸点C临界温度C临界压强Pa苯ACH6678.1180.1288.56833.4乙苯BCH810106.16136.2348.574307.7

2.2苯、乙苯在某些温度下的表面张力t/°C2040608010012014028.826.2523.7421.2718.8516.4914.1729.327.1425.0122.9220.8518.8116.82苯、乙苯在某些温度下的粘度t/C0204060801001201400.7420.6380.4850.3810.3080.2550.2150.1840.8740.6660.5250.4260.3540.3000.2590.226苯、乙苯的液相密度t/C20406080100120140877.4857.3836.6815.0792.5768.9744.1867.7849.8931.8913.6795.2776.2756.7不同塔径的板间距塔径D/m0.3-0.50.5-0.80.8-1.61.6-2.42.4-4.0板间距H/mm200-300250-350300-450350-600400-600工艺计算3.1精馏塔的物料衡算苯的摩尔质量：M=78kg/kmolA乙苯的摩尔质量：M=106kg/kmolB原料液及塔顶，塔底产品的平均摩尔质量因为x=50%、x=98%、x二5%分别为原料、塔顶、产品中的苯的摩尔分数FDW所以：50005000F===54.35kmol/hM92F3.2塔板数的确定查化工手册得苯和乙苯的t-x-y关系T/°Cxy一11840.860.974880.740.939920.6350.906960.5410.8641000.4850.8161040.40.81080.3180.7110.60.2780.6541150.2170.5711200.1560.4631250.1030.3441300.0550.2051350.010.042136.200由上图可得q线与平衡线的交点坐标（x，y）为（0.5,0.82）qqx-y0.98—0.82则取小回流比为：R=」q==0.5miny-x0.82-0.5qq取回流比：R=1.8R=1.8x0.5=0.9min则精馏塔的气液负荷：精馏段：提馏段：求取操作线方程精馏段操作线方程：提馏段操作线方程：由x-y图，画梯级可得理论板数为7（不包含塔釜），进料板为第4块板。3.3实际塔板数的求取塔板效率是气、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）的综合结果。板效率为设计的重要数据。板效率与塔板结构、操作条件、物质的物理性质及流体力学性质有关，它反映了实际塔板上传质过程进行的程度。

O'Connell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黏度的乘积作为参数来关联全塔效率，其经验式为：式中a——相对挥发度；卩液相黏度，mPa•s。L上式中a、卩的数据均取塔顶、塔底L平均温度下的值。此经验式的图解见下图用于多元系统时，a取关键组分间的相对挥发度；卩取L液相的平均黏度。可按下式计算式中x——进料中各组分的摩尔分数；i卩i组分的液态黏度，mPa•s。Li由t-x-y曲线可知：全塔平均温度：t=%+b+：=104.67°C3查手册得平均温度下的液相中各组分的黏度组分苯A乙苯B黏度r(mPa・s)0.230.29则有：卩二0.5x0.23+(1-0.5)x0.29二0.26LF同理：r二0.231r二0.287LDLW平均黏度：rL平均黏度：rL0.26+0.231+0.2873=0.259查手册得，在104.67C下，相对挥发度：a=4.55则全塔效率计算实际塔板数精馏段：N精=吝二需〜9TN4提馏段：N=—t=-9p提E0.47T故全塔实际所需塔板数N=18块加料板位置在第9块3.4相关物性参数的计算塔顶压强：P二101.3kPaD进料板压强：P=P+Nx0.7二101.3+9x0.7二107.6kPaFDP精塔釜压强：P=P+Nx0.7=106.7+9x0.7=113.9kPaWFP提精馏段平均操作压强提馏段平均操作压强全塔平均操作压强由前t=84°C、t=132°C、t=98°CDWF精馏段平均温度：t=Af=91C精2提馏段平均温度：t=Af=115C提2全塔平均温度：T=-dw=108C2由苯乙苯图解理论板及t-x-y图查知xy（图解理论板）进料板平均摩尔质量气相：M=yM+(1-y)M=83.04kg/kmolVmFFAFB液相：M=x'M+(1-x')M=92kg/kmolLmFFAFB塔顶平均摩尔质量气相：M=yM+(1-y)M=78.56kg/kmolVmDDADB液相：M=x'M+(1-x')M=80.24kg/kmolLmDDADB塔底平均摩尔质量气相：M=yM+(1-y)M=104.60kg/kmolVmWWAWB液相：M=x'M+(1-x')M=105.72kg/kmolLmWWAWB则精馏段平均摩尔质量气相：M(精)==80.80kg/kmolVm2

92丰8024液相：M（精）=.—=86.12kg/kmolLm2提馏段平均摩尔质量气相：M（提）=气相：M（提）=Vm83.04+105.722=94.38kg/kmol液相：M（提）=Lm92+105.722=98.86kg/kmol全塔平均摩尔质量气相：80.80+94.382=气相：80.80+94.382=87.59kg/kmol液相：M（全）=Lm86.12+98.862=92.49kg/kmol全塔：P（精）=VmP（精全塔：P（精）=VmP（精）+P（提）VmVm2.79+3.252=3.02kg/m3VmRT精馏段：（精）104.6x80.80279k/P（精）==2.79kg/m3Vm8.314x（273+91）提馏段：（精）111.05x94.38325k/P（精）==3.25kg/m3Lm8.314x（273+115）液相密度：丄=^a+^b，式中«为质量分率PPPLAB10.9710.970.03=+P810.5890.0LmD进料板平均密度：P=812.7kg/m3LmD查的在t=84°C、t=132°C、t=98°C下苯乙苯的密度为DWF温度（°C）84810.5890.098794.75807.58132754.02764.5塔顶平均密度：PP=802.1kg/m3LmF10.420.58=+P794.75807.58LmF塔釜平均密度：

10.040.96P=P=764.1kg/m3LmWP754.02764.5LmW精馏段平均密度:提馏段平均密度:全塔液相平均密度：液体平均黏度：查的在t二84°C、t二132°C、t二98°C温度下各组成的黏度DWF黏度温度、、、、、84C132C98C苯(mPa-s)0.2970.2090.260乙苯(mPa-s)0.3430.2520.305由公式卩二工x卩计算平均黏度mii进料板：卩二0.50x0.281+0.50x0.252二0.267mPa-sm进塔顶：卩二0.98x0.297+0.02x0.343二0.298mPa-sm顶塔釜：卩—0.05x0.260+0.95x0.305=0.303mPa-sm釜精馏段平均黏度：卩(精)-匕进》顶——0.283kg/m3m22提馏段平均黏度：卩（提）-生进m底——0.285kg/m3m22全塔平均黏度：卩+卩全塔平均黏度：卩+卩LX——m精m提m20.283+0.2852—0.284kg/m3由公式c=》xc进行计算miii—1查资料得t—84°C、t—132°C、t—98C温度下苯乙苯的表面张力DWF表面张力温度、、、、、84C98C132C苯(mN/m)18.3719.0915.42

乙苯(mN/m)22.5121.0617.62进料板表面张力：b二0.5x19.09+0.5x21.06二20.08mN/mm进塔顶表面张力：b=0.98x18.37+0.02x22.51=18.45mN/mm顶塔底表面张力：b二0.05x15.42+0.95x17.62二17.51mN/mm底精馏段液体平均表面张力：b（精）—m进«顶==19.27mN/mm22提馏段液体平均表面张力：b（提）=1进m底=20.08+17.51=18.80mN/mm22全塔液体平均表面张力精馏段:提馏段:塔的工艺条件及物性数据统计汇总如下项目符号单位计算数据平均压强精馏段kPa104.6提馏段111.05全塔107.83平均温度精馏段°C91提馏段115全塔108液相平均摩尔质量精馏段kg/kmol86.12提馏段98.86全塔92.49气相平均摩尔质量精馏段kg/kmol80.92提馏段93.96全塔87.44液相平均密度精馏段Kg/m3807.4提馏段783.1全塔795.3气相平均密度精馏段Kg/m32.79提馏段3.25全塔3.02液体平均黏度精馏段mPa•s0.283提馏段0.285全塔0.284液体平均表面张力精馏段19.27提馏段18.80全塔19.04气相负何精馏段m3/s0.38提馏段0.390液相负荷精馏段m3/h2.67提馏段8.0413.5塔和塔板的主要工艺尺寸计算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，f/L乘以一定的安全系数，即因此，需先计算出最大允许气速u。max式中umax——允许空塔气速，m/s；PV，PL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可用下图确定；而下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：精馏段塔径的计算由以上的计算结果可以知道：精馏段的气，液相体积流率为：精馏段的汽，液相平均密度为：板间距与塔径的关系

塔径D/mm300~500500~800800~16001600~2400板间距HT/mm200~300250~350300~450350~600那么分离空间，初选板间距H二0.35m，取板上液层高度h二0.06m。TL(“、0.2查上图smith关联图，得C二0.058，依式C=C—校正到物系表面张力为2020(20丿20.86mN/m时的C取安全系数为0.7，则调整塔径为0.9m;提馏段塔径的计算提馏段的汽，液相平均密度为：(“、0.2查上图smith关联图，得C'二0.055，依式C=C—校正到物系表面张力2020(20丿为19.22mN/m时的C调整塔径为0.9m，综上，则取塔径为0.9m，空塔气速为0.70m/s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L二0.6x0.9二0.54mW出口堰高hw由h二h-h,选用平直堰,堰上液层wlow高度how2.84(l\高度how1000Il丿w式中h堰上液流高度，m；owlw—堰长，m；Is——塔内平均液流量，m3/h；lw—堰长，m；液流收缩系数E

E——液流收缩系数。如右图一般情况下可取E=l,对计算结果影响不大。近似取E=l,则精馏段提馏段由Lw=0.60查右图得:=0.055、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。式中降液管底隙处液体流速，m/s；（根据经验一般）取降液管底隙处液体流速为0.075m/s,则取w二w'二0.065m（安定区宽度）w二0.03m（无效区宽度）ssc开孔区面积按—=2开孔区面积按—=2a兀180R2sin-1-计算故A二20.41^0.422—0.4162+丄0.422sin—1^41!二0.404m2aL1800.420_选用6二3mm碳钢板,取筛孔直径d二4mm,筛孔按正三角形排列，取孔中心距0t=3d=3x4=12mm0计算塔板上的筛孔数，即计算u塔板上开孔区开孔率气体u0'通过筛孔的气速塔有效高度精馏段Z二（9—1）x0.35二2.8m1提馏段Z二9x0.35二3.15m2总的有效高度为Z二Z+Z二5.95m123.6筛板的流体力学计算气体通过塔板的压力降直接影响到塔低的操作压力，故此压力降数据是决定蒸馏塔塔底温度的主要依据。

气体通过每层塔板的压降为AP二hpgppL上式中液柱高度h可按下式计算h=h+hppc式中h——塔板本身的干板阻力APCcCh——板上充气液层的静压力APLlLh液体的表面张力APg干板阻力hc计算干板阻力由如下公式计算：由do=4=1.333查干筛孔的流量系数O3C0二°C0二°84l根据右图查的B为0.68F提=u提$厂=0.649xJ325=1.17kg2aaV,液体表面张力的阻力h液体表面张力的阻力h计算O气体通过每层塔板的压降用公式AP=hppp单板压强降符合设计要求。对于筛板塔液面落差很小,塔径和液流量均不大，故可忽略液面落差的影响。是指板上液体被上升气流带入上一层塔板的现象。液沫夹带由下式计算,即式中h=2.5h=2.5x0.06=0.15mfL故在本设计中液沫夹带量e在允许范围内，设计合理。v对于筛板塔，漏液点气速u可由式o,minu=4.4c.'(0.0056+0.13h-h)p/p计算o,min0LcLv筛板稳定系数K=ow故在本设计中无明显漏夜。汽液量相中之一的流量增大到某一数值，上、下两层板间的压力降便会增大到使降液管内的液体不能畅顺地下流。当降液管内的液体满到上一层塔板溢流堰顶之后，便漫但上层塔板上去，这种现象，称为液泛(淹塔)

如气速过大，便有大量液滴从泡沫层中喷出，被气体带到上一层塔板，或有大量泡沫生成。如当液体流量过大时，降液管的截面便不足以使液体及时通过，于是管内液面即行升高。为防止塔内发生液泛，降液管内液层高Hd应服从式H<p（H+h）dTw而H二h+h+h由于板上不设进口堰，dpLdh可由式计算因H<p（H+h）dTw故在本设计中不发生液泛现象3.7塔板负荷性能图塔板结构参数确定后，该塔板在不同的气液负荷内有一稳定的操作范围。越出稳定区，塔的效率显著下降，甚至不能正常操作。将出现各种不正常的流体力学的界限用曲线表示出来，便为操作负荷性能图。它由气相负荷下限线（又称漏液线）、过量雾沫夹带线、液相负荷下限线、液相负荷上限线和液泛线五条线组成以精馏段为例。漏液线，又称气相负荷下限线。气相负荷低于此线将发生严重的漏液现象，气、液不能充分接触，使塔板效率下降。由u由u0,min=4.4c\：'(0.00561c1c2.841L、：1]0.0056+0.13h+E―h-h>w1000JJ一W一得V二4.43CAsminooL0.0003s0.001s0.0030.0060.009sV0.2550.2550.2550.25520.2552V在操作范围内，任取几个L值，依上试计算出v值，计算结果列于下表当气相负荷超过此线时，雾沫夹带量过大，使塔板效率大为降低。对于精馏，一般控制eVWO.lkg液/kg气。以e=0.1kg液/kg气为限，求V-L关系如下:vss故h二0.1342+2.52L；fs整理得V二2.5-16.66LsLs0.00030.0010.0030.0060.009Vs2.42532.33342.15351.94991.7792液相负荷低于此线，就不能保证塔板上液流的均匀分布，将导致塔板效率下降。对于平直堰，取上液层高度h二0.006m作为最小液体负荷标准ow由下式得取E=1,则据此可作出与气体流量无关的垂直负荷下限线。该线又称降液管超负荷线。液体流量超过此线，表明液体流量过大，液体在降液管内停留时间过短，进入降液管的气泡来不及与液相分离而被带入下层塔板造成气相返混，降低塔板效率。以t=5s作为液体在降液管中停留时间的下限,由式5-9得AH所以，L=—f_T=0.00245smin5据此可作出与气体流量无关的垂直负荷上限线。若操作的气液负荷超过此线时，塔内将发生液泛现象，使塔不能正常操作。液泛可分为降液管液泛和液沫夹带液泛两种情况，在浮阀塔板的流体力学验算中通常对降液管液泛进行验算。为使液体能由上层塔板顺利地流入下层塔板，降液管内须维持一定的液层高度Hd。令H=Q（H+h）h=h+h+hdTwpclb将H=0.35m、h=0.05368m、①二0.5代入①（H+h）=h+h+h+hTwTwpwowd2得：V2=3.7724-60.34L3-45138L2SLs