/課程設計說明書學院：生態與資源工程學院專業班級：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篩板塔的結構特點與應用場合 42.3主要物性數據 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相對揮發度和回流比的確定 53.4塔板數的計算 73.4.1理論塔板數的計算 73.4.2實際塔板數的計算 8四、精餾塔的工藝條件與有關物性數據的計算 84.1平均壓力PM 84.2平均溫度tm 94.3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Af 146.4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-乙苯連續精餾塔的設計（二）、設計要求進精餾塔的料液含乙苯40%（質量分數，下同），其余為苯；塔頂的乙苯含量不得高于2%；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：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小時連續運行。（六）、設計內容1、設計說明書的內容精餾塔的物料衡算；塔板數的確定；精餾塔的工藝條件與有關物性數據的計算；精餾塔的塔體工藝尺寸計算；塔板主要工藝尺寸的計算；塔板的流體力學驗算；塔板負荷性能圖；精餾塔接管尺寸計算；對設計過程的評述和有關問題的討論。2、設計圖紙要求：繪制生產工藝流程圖；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、醫藥。食品和環保等行業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篩板塔的結構特點與應用場合篩板塔其塔板上開有許多均勻的小孔。根據孔徑的大小，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（如分離粘度大、易結焦的物系）。篩板的優點是結構簡單，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主要物性數據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/℃20406080100120140σ苯（mN/m）28.826.2523.7421.2718.8516.4914.17σ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/℃20406080100120140ρ苯（㎏/m3）877.4857.3837.6815.0792.5768.9744.1ρ乙苯（㎏/m3）867.7849.8931.8913.6795.2776.2756.74.苯、乙苯在某些溫度下的粘度t/℃020406080100120140μ苯（mPa·s）0.7420.6380.4850.3810.3080.2550.2150.184μ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+WFxF=DxD+Wxw苯的摩爾質量：MA=78.11Kg/Kmol,乙苯的摩爾質量：MB=106.16Kg/Kmol。原料液與塔頂，塔底產品的平均摩爾質量MF=（1-40%）×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)]=0.0273.2全塔的物料衡算產物的產量：W=(4.6×10^7)/(300×24×105.6)=60.50Kmol/h求得F=60.50×(0.985-0.027)/(0.985-0.671)=184.58Kmol/hD=F-W=184.58-60.50=124.08Kmol/h3.3相對揮發度和回流比的確定飽和液體（泡點）進料，q=1，Xe=XF=0.671T/℃808896104112120128136x1.0000.7430.5420.3850.2590.1570.0720.000y1.0000.9400.8650.7620.6310.4650.2570.000塔頂的溫度：（示差法）EQ\F(88-T,T-80)=(0.940-0.985)/(0.985-1)解得：T=82℃進料板溫度：EQ\F(96-T,T-88)=(0.542-0.671)/(0.671-0.743)℃解得：T=90.87℃塔釜的溫度：EQ\F(136-T,T-128)=(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℃有由上表數據作圖得x-y曲線與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=EQ\F(xD-ye,ye-xe)=(0.985-0.910)/(0.910-0.671)=0.31因為二元物系平衡方程為y=EQ\F(αx,1+(α-1)x),已知該方程過（0.671，0.910）解得α=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塔板數的計算3.4.1理論塔板數的計算精餾段操作線為y=EQ\F(Rx,R+1)+EQ\F(XD,R+1)=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=EQ\F(5.0x,1+4x)采用逐板計算法理論塔板數，步驟如下：精餾段y1=xD=0.985x1=EQ\F(y,5-4y)=EQ\F(0.985,5-4×0.985)=0.929y2=0.38x+0.61=0.38×0.929+0.62=0.973x2=0.878y3=0.944x3=0.771y4=0.903x4=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=0.8382x5=0.5089y6=0.6535x6=0.2739y7=0.3480x7=0.0964y8=0.1172x8=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為NT=8-1=7層，進料板位置為第4塊板。3.4.2實際塔板數的計算塔板效率是氣、液兩相的傳質速率、混合和流動狀況，以與板間反混（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據。Q’Conne11對幾十個工業塔與實驗塔板效率進行綜合歸納，認為蒸餾塔可用相對揮發度與液相粘度的乘積作為參數來關聯全塔效率，其經驗式為：ET=0.49(αμL)^-0.245由示差法得在塔頂、進料、塔底溫度下的粘度如下表82℃90.1℃133℃苯（mPa·s）0.3030.2810.195乙苯（mPa·s）0.4390.3270.238μ頂=0.303×xD+0.349×(1-xD)=0.304mPa·sμ底=0.195×xW+0.238×(1-xW)=0.237μ進料=0.281×xF+0.327×(1-xF)=0.296μ=（μ頂+μ底+μ進料）/3=0.279全塔效率ET=0.49×（5.0×0.279）^-0.245=0.452精餾段Np1=EQ\F(NT,ET)=EQ\F(3,0.452)≈7提餾段Np1=EQ\F(NT,ET)=4/0.452≈9總塔板數NP=NP1+NP2=16塊，實際加料板位置在第8塊。四、精餾塔的工藝條件與有關物性數據的計算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+NP2×0.7=110.2+9×0.7=116.5KPa精餾段平均壓力PM1=EQ\F(PD+PF,2)=(105.3+110.2)/2=107.75KPa提餾段平均壓力PM2=EQ\F(PW+PF,2)=(116.5+110.2)/2=113.35KPa全塔平均操作壓力PM=EQ\F(PD+PW,2)=(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=eq\f(tD+tF,2)=86.05℃提餾段平均溫度t2=eq\f(tW+tF,2)=111.55℃全塔平均溫度t=eq\f(tD+tW,2)=107.5℃4.3平均分子量塔頂：y1=xD=0.985x1=0.929MVD,M=y1MA+(1-y1)MB=78.53Kg/KmolMLD,M=x1MA+(1-x1)MB=80.13Kg/Kmol加料板：y4=0.903x4=0.651MVF,M=y4MA+(1-y4)MB=80.83Kg/KmolMLF,M=x4MA+(1-x4)MB=87.90Kg/Kmol塔底：y8=0.0259x8=0.1172MVW,M=y8MA+(1-y8)MB=102.87g/KmolMLW,M=x8MA+(1-x8)MB=105.43Kg/Kmol精餾段：ML,M1=（80.13+87.90）/2=84.02Kg/KmolMV,M1=（78.53+80.83）/2=79.68Kg/Kmol提餾段：ML,M2=（87.90+105.43）/2=96.67Kg/KmolMV,M2=（80.83+102.87）/2=91.85Kg/Kmol全塔平均摩爾質量：MLM=(84.02+96.67)/2=90.35Kg/KmolMVM=(78.68+91.85)/2=85.77Kg/Kmol4.4平均密度氣相密度ρvm=EQ\F(PMMVM,RT)精餾段ρvm，1=107.75×79.68/[8.314×﹙273+86.05﹚]=2.88Kg/m3提餾段ρvm，2=113.35×91.85/[8.314×﹙273﹢111.55﹚]=3.26Kg/m3全塔ρvm=EQ\F(ρvm，1﹢ρvm，2,2)=(2.88+3.26)/2=3.07Kg/m3液相密度eq\f(1,ρL)=eq\f(αA,ρA)+eq\f(αB,ρB)α為質量分率由試差法求得塔頂、進料、塔底的苯、乙苯的密度82℃90.1℃133℃苯（Kg/m3）812.75803.64752.78乙苯（Kg/m3）901.22853.80763.53塔頂平均密度eq\f(1,ρDLM)=0.98/812.75+0.02/901.22ρDLM=814.3Kg/m3進料板平均密度eq\f(1,ρFLM)=0.6/803.64+0.4/853.80ρFLM=822.9Kg/m3塔釜平均密度eq\f(1,ρWLM)=0.02/752.78+0.98/763.53ρWLM=763.3Kg/m3精餾段平均密度ρLM1=（ρDLM+ρFLM）/2=（814.3+822.9）/2=818.6Kg/m3提餾段平均密度ρLM2=（ρFLM+ρWLM）/2=(822.9+763.3)/2=793.1Kg/m3全塔液相平均密度ρLM=（ρLM1+ρLM2）/2=（818.6+793.1）/2=805.9Kg/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82℃90.1℃133℃苯（mV/m）21.0320.0414.98乙苯（mV/m）22.7121.8717.52塔頂表面張力σMD=0.985×21.03+（1-0.985）×22.71=21.06mN/m進料板表面張力σMP=0.671×20.04+（1-0.671）×21.87=20.64mN/m塔底表面張力σMW=0.027×14.98+（1-0.027）×17.52=17.45mN/m精餾段液體表面張力σM1=（σMD+σMP）/2=20.85mN/m提餾段液體表面張力σM2=（σMW+σMP）/2=19.05mN/m全塔液體平均表面張力σM=（σM1+σM2）/2=19.95mN/m4.6液體平均粘度知μMD=0.304mPa·sμMF=0.296mPa·sμMW=0.237mPa·s精餾段平均粘度μM1=（μMF+μMD）/2=0.300mPa·s提餾段平均粘度μM2=（μMF+μMW）/2=0.267mPa·s全塔平均溫度μM=（μM1+μM2）/2=0.284mPa·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=VMVM1/3600ρVM1=(201.010×79.68)/(3600×2.88)=1.545m3/s液相回流摩爾流率L=RD=0.62×124.08=76.930Kmol/h液相體積流率LS=LMLM1/3600ρLM1=（76.930×84.02）/（3600×818.6）=2.193×10^ˉ3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’=VMVM2/3600ρVM2=(201.010×91.85)/(3600×3.26)=1.573m3/s液相回流摩爾流率L’=F+L=184.58+76.930=261.51Kmol/h液相體積流率LS’=L’MLM2/3600ρLM2=（261.51×96.67）/（3600×793.1）=8.854×10^ˉ3六、精餾塔的塔體工藝尺寸計算6.1塔徑塔徑的計算按照下式計算：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，然后根據設計經驗，乘以一定的安全系數，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；ρV，ρL——分別為氣相和液相的密度，kg/m3；C——氣體負荷系數，m/s，對于氣體負荷系數C可用史密斯關聯圖（如下）確定；而史密斯關聯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C應按下式校正：①初選塔板間距HT=450mm與板上液層高度hL=70mm,則HT-hL=0.45-0.07=0.39m②按Smith法求取允許的空塔氣速(eq\f(LS,VS))(eq\f(ρL,ρV))?=(0.002193/1.545)×(805.9/3.07)?=0.023查Smith關聯圖,得C20=0.082負荷因子:=0.082×﹙20.85/20﹚^0.2=0.083泛點氣速：取安全系數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，平行受液盤與平行溢流堰，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，m；ls──塔內平均液流量，m3/h；lw──堰長，m；E──液流收縮系數。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。取邊緣區寬度WC=0.060m，破沫區寬度WS=0.1m。開孔區面積按計算故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開孔數和開孔率篩孔按正三角形排列，篩板采用碳鋼，取其厚度δ=3mm,取孔徑，,故孔心距t=3×5=15則開孔率篩孔數每層塔板的開孔面積氣體通過篩孔的孔速u0=eq\f(VS,A0)=eq\f(1.545,0.120)=12.88m/s6.5塔高由表（2-5）可見，當塔徑為0.8m時，其板間距可取450mm，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，不會發生氣泡夾帶現象。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生嚴重漏液現象。由塔板校核結果可見，塔板結構參數選擇基本合理，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