化工原理课程设计.docx
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化工原理课程设计
化工原理课程设计
－－－板式精馏塔设计
基础数据：
（1）组分的饱和蒸汽压
t/℃
80.1
84
88
92
96
100
104
108
110.6
/kpa
101.3
114.1
128.4
144.1
161.3
180.0
200.3
222.4
237.7
/kpa
39.0
44.5
50.8
57.8
65.6
74.2
83.6
94.0
101.3
（2）组分的液相密度
温度（℃）
80
90
100
110
120
苯,kg/
814
805
791
778
763
甲苯,kg/
809
801
791
780
768
将表中的数据关联成下式：
苯ρA=919.2-1.29t
甲苯ρB=892.8-1.03t
（3）组分的表面张力
温度
80
90
100
110
120
苯，mN/m
甲苯，Mn/m
21.2
21.7
20
20.6
18.8
19.5
17.5
18.4
16.2
17.3
双组分混合液体的表面张力σm可用下式计算：
式中xA,xB为A,B组分的摩尔分数
设计计算如下
苯-甲苯板式精馏塔的计算书（精馏段部分）
设计要求：
年处理量：
40000t
料液初温：
35℃
苯的质量分率：
55%
塔顶产品浓度：
98%，98.5%（苯）
塔釜含甲苯不低于98%
每年实际生产天数330
精馏塔塔顶压强4Kpa
冷却水温度30℃
一、设计方案及工艺流程
原料液静卧式列管式预热器预热至泡点后送入连续板式精馏塔（筛板塔），塔顶上升蒸汽流采用列管式全凝器冷凝后流入回流罐，冷凝液用泵强制循环，一部分作为回流液，其余作为产品经冷却后送至苯液储罐；塔釜采用热虹吸立式再沸器提供气相流，塔釜产品经卧式列管列管式冷却器冷却后送入甲苯液储罐。
二、全塔物料衡算
（1）料液及塔顶、塔底产品中苯的摩尔分数
苯和甲苯的摩尔分数分别为78.11kg/kmol和92.13kg/kmol
xF=0.590
xD=0.987
xW=0.0235
（2）平均摩尔质量
MF=78.11×0.590+（1-0.590）×92.13=83.96kg/kmol
MD=78.11×0.987+（1-0.987）×92.13=78.29kg/kmol
MW=78.11×0.0235+（1-0.0235）×92.13=91.80kg/kmol
（3）料液及塔顶、塔底产品的摩尔流率
依题给条件：
一年以330天、一天以24h计，有W′=40000t/a=5051kg/h
全塔物料衡算：
F′=D′+W′
0.45F′=0.015D′+0.98W′得出
F′=7728kg/hF=7728/83.96=92.04kmol/h
D′=2677kg/hD=2677/78.29=34.19kmol/h
W′=5051kg/hW=5051/91.80=55.02kmol/h
三、塔板数的确定
1.理论塔板数NT的求取
苯-甲苯系属于理想体系，可采用梯级图解法求取NT步骤如下。
（1）相平衡数据的求取
根据苯-甲苯的相平衡数据，利用泡点方程和露点方程求取x-y。
根据，将所得计算结果列表见下表
表1苯-甲苯的相平衡数据
t/℃
80.1
84
88
92
96
100
104
108
110.6
/kpa
101.3
114.1
128.4
144.1
161.3
180.0
200.3
222.4
237.7
/kpa
39.0
44.5
50.8
57.8
65.6
74.2
83.6
94.0
101.3
x
1
0.816
0.651
0.504
0.373
0.256
0.152
0.057
0
y
1
0.919
0.825
0.717
0.594
0.455
0.300
0.125
0
本题中，塔内压力接近常压（实际压力略低于常压），而表中所给为常压下的相平衡数据，因为操作压力偏离常压很小，所以其对x-y平衡关系的影响完全可以忽略。
（2）确定操作的回流比
将表1中数据作图得x-y曲线（见图2）及t-x（y）曲线（见图3）。
在x-y图上，因q=1，查得ye=0.799，而xe=xF=0.590,xD=0.987。
故有：
表2甲苯-苯物系精馏分离理论塔板数的求解
表3苯-甲苯物系的温度组成图
考虑到精馏段操作线离平衡线较近，理论回流不小，故取操作回流比为最小回流比的1.5倍，即：
=1.5×0.900=1.350
（3）求理论塔板数
精馏段操作线为：
提馏段操作线为过点（0.0235,0.0235）和（0.590,0.713）两点的直线。
图解得NT=17-1=16块（不含塔釜）。
其中，精馏段NT1=8块，提馏段NT2=8块，第9块为加料板位置。
2.实际塔板数NP
（1）全塔效率ET
选用公式计算。
该公式适用于液相粘度为0.07~1.4mPa·s的烃类物系，式中的um为全塔平均温度下以进料组成表示的平均粘度。
塔的平均温度为0.5×（80.1+110.6）=95.4（取塔顶塔底的算术平均值），在此平均温度下查化工原理附录得：
µA=0.25mPa·s，µB=0.28mPa·s
µm=µAxF+µB（1-xF）=0.25×0.59+0.28×（1-0.59）=0.262
（2）实际塔板数NP（近似去两段效率相同）
精馏段：
NP1=8/0.53=15.1块，取NP1=16块
提馏段：
NP2=9/0.53=17.0块，取NP2=17块
总塔板数NP=NP1+NP2=33块。
四、精馏段操作工艺条件及相关物性数据的计算
（1）平均压力Pm
取每层塔板压降为0.7kPa计算
塔顶：
PD=101.3+4=105.3kPa
加料板：
PF=105.3+0.7×16=116.5kPa
平均压力Pm=（105.3+116.5）/2=110.9kPa
（2）平均温度
查温度组成图表3得：
塔顶温度为80.1℃，加料板为92.6℃。
tm=（80.1+92.6）/2=86.4
（3）平均分子量Mm
塔顶:
y1=xD=0.987,x1=0.981
MVD,m=0.987×78.11+（1-0.987）×92.13=78.29kg/kmol
MLD,m=0.981×78.11+（1-0.981）×92.13=78.38kg/kmol
加料板：
yF=0.799，xF=0.590
MVF,m=0.799×78.11+（1-0.799）×92.13=80.93kg/kmol
ML,m=0.590×78.11+（1-0.590）×92.13=83.86kg/kmol
精馏段：
MV,m=（78.29+80.39）/2=79.61kg/kmol
ML,m=（78.38+83.86）/2=81.12kg/kmol
（4）平均密度ρm
液相密度ρL,m
塔顶：
ρLD,A=919.2-1.29t=912.9-1.29×80.1=809.57kg/m3
ρLD,B=892.8-1.03t=892.8-1.03×80.1=810.30kg/m3
进料板：
ρLF,A=919.2-1.29t=912.9-1.29×92.6=793.4kg/m3
ρLF,B=892.8-1.03t=892.8-1.03×92.6=797.4kg/m3
精馏段：
ρL,m=（809.6+795.2）/2=802.2kg/m3
气相平均密度ρV，m
（4）液体的平均表面张力σm
塔顶：
σD，A=21.08mN/m；σD，B=26.02mN/m
进料板：
σF，A=20.18mN/m；σF，B=26.18mN/m
精馏段：
σm=（21.12+22.46）/2=21.79mN/m
（5）液体的平均粘度μL，m
塔顶：
在80.1℃下有：
μLD，m=（μAxA）D+μBxB）D=0.25×0.987+0.280×0.013=0.250mPa·s
加料板：
μLF，m=0.25×0.590+0.28×0.410=0.262mPa·s
精馏段：
μL，m=（0.250+0.262）/2=0.256mPa·s
五、精馏段的气液负荷计算
气相摩尔流率V=（R+1）D=2.350×34.19=80.35kmol/h
气相体积流量
气相体积流量
液相回流摩尔流率L=RD=1.350×80.35=108.47kmol/h
液相体积流量
液相体积流量
冷凝器的热负荷Q=Vr=80.35×78.59×310/3600=544kW
六、塔和塔板主要工艺结构尺寸的计算
1.塔径
初选用塔板间距HT=500mm及板上液层高度hL=60mm，则
HT-hL=0.5-0.06=0.44m
按Smith法求取允许的空塔气速μmax（即泛点气速μF）
查Smith通用关联图5-40，的C20=0.0874
负荷因子：
泛点气速：
m/s
操作气速，取m/s
精馏塔的塔径
圆整取D=900mm，此时的操作气速μ=0.614m/s
2.塔板工艺结构尺寸的设计与计算
（1）溢流装置
采用单溢流型的平顶弓形溢流堰、弓形降液管，平行受液盘，且不设进口内堰。
溢流堰长（出口堰长）LW取，堰上溢流强度（m·h）,满足筛板塔的堰上溢流强度要求。
出口堰高hW
对平直堰
由LW/D=0.7及，查图得E=1.04，于是：
＞0.006（满足要求）
，取hW=0.05m
降液管的宽度Wd和降液管的面积Af由LW/D=0.7，查得Wd/D=0.14,Af/AT=0.09,即
Wd=0.126m,AT=0.785D2=0.636m2,Af=0.0572m2
液体在降液管内的停留时间为
τ=AfHT/Ls=0.0572×0.5/0.000536=53.4s＞3s（满足要求）
降液管的底隙高度h0液体通过降液管底隙的流速一般为,取液体通过降液管底隙的流速为，则
（ho不宜小于，本结果满足要求）
（2）塔板布置
塔板分块，因D=900mm，根据表5-6将塔板分作四块安装。
边缘区宽度WC与安定区宽度WS
边缘区宽度WC：
一般为，D>2m时，WC可达100mm。
安定区宽度WS：
规定D<1.5m时WS=75mm;D>1.5m时WS=100mm。
本设计取WC=60mm,WS=100mm。
开孔区面积Aa
式中
（3）开孔数n和开孔率ψ
取筛孔的孔径do=5mm，正三角形排列，筛板采用碳钢，其厚度δ=3mm，取t/d0=3.0,故孔心距=3×5=15mm。
每层塔板的开孔数（个）
每层塔板的开孔率
每层塔板的开孔面积
气体通过筛孔的孔速
（4）精馏段的塔高Z1
七、塔板上的流体力学验算
（1）气体通过筛板压降hf和的验算
气体通过干板的压降
式中，孔流系数由得出=0.8。
气体通过板上液层的压降
式中的求取如下：
气体通过有效流通截面积的气速，对单流型塔板有：
动能因子
查图2-35得，（一般可近似取）。
气体通过筛板的压降（单板压降）和
（2）雾沫夹带量eV的验算
<0.1
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