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1、六盘水师范学院化工原理课程设计甲苯乙苯精馏塔（浮阀）学院六盘水师范学院专业化学工程与工艺第一部分设计任务书一、设计相关符号说明5（二）、设计参考资料6（三）、设计任务7（四）、设计参数7（五）、设计指标7（六，设计项目7第二部分精馏塔的设计一、精馏塔的物料衡算8（一）、原料液及塔顶、塔底产品的摩尔分率8（二）、物料衡算8二、塔板数的确定8（一）、理论板层数的求取8（二）、回流比的确定9（三）、求精馏塔的气液相负荷10（四）、操作线方程10（五）、求实际踏板数11三、塔的操作工艺条件及相关物性数据的计算 11（一）、操作压力计算 11（二）、操作温度计算12（三）、平均摩尔质量计算12（四）、平
2、均密度计算13（五）、液体平均表面张力计算14（六）、液体平均粘度计算 15（七）提馏段液相平均粘度16四、精馏塔的塔体工艺尺寸计算16（一）、塔径的计算17（二）、精馏塔有效高度的计算18五、塔板主要工艺尺寸的计算18（一）、溢流装置计算18（二）、塔板布置20六、踏板的流体力学验算21（一）、塔板压降21（二）、淹塔22（三）、液沫夹带22（四）、液泛24（五）、液相负荷上限25（六）、漏液25（七）、液相负荷下限2525七、精馏塔的设计计算结果汇总一览表八、冷凝器的设计26（一）、确定设计方案26（二）、确定物性数据27（三）、热计算负荷28（四）、冷却水用量29（五）、估算传热面积30
3、（六）、换热器的工艺结构尺寸30（七）、换热器核算31（八）、换热器主要结构尺寸和计算结果35九、精馏过程流程图 37十、结束语38一、相关符号说明英文字母Aa_塔板开孔区面积,m2；A降液管截面积,m2；A._筛孔总面积,m2；At 塔截面积,m2；c0 流量系数，无因次；C计算y时的负荷系数,m/s；Cs 气相负荷因子,m/s；d填料直径,m；d0_筛孔直径,m；D塔径,m；ev液体夹带量,kg(液)/kg (气)；E液流收缩系数，无因次；et总板效率，无因次；F_气相动能因子,kgi/2/(s mi/2)；F0筛孔气相动能因子，kgi/2/(smi/2)；g_重力加速度,9.81m/ s
4、2；h_填料层分段高度,m；hi进口堰与降液管间的水平距离,m；h_与干板压降相当的液柱高度,m液柱；hd_与液体流过降液管的压降相当的液柱hf_塔板上鼓泡层高度,m；hi与板上液层阻力相当的液柱高度,m；hL_板上清液层高度,m；h0_降液管的底隙高度,m；how_堰上液层高度,m；hw_出口堰高度,m；h,进口堰高度,m；W一h6_ 一与阻力表面张力的压降相当的液柱高度,m液柱；H一一板式塔高度,m；Hd一一降液管内清液层高度,m；Hd_塔顶空间高度,m；%_进料板处塔板间距,m；Hp_人孔处塔板间距,m；4_塔板间距,m；K_一稳定系数，无因次；一堰长,m；Lh_液体体积流量,m3/h；
5、L液体体积流量,m3/s；s 一L润湿速率,m3/ (ms)；m_相平衡系数，无因次；n_筛孔数目；nt一一理论板层数；P一一操作压力,Pa；P一压力降,Pa；Pp气体通过每层筛板的降压,Pa； t一一筛孔的中心距,m；u一一空塔气速,m/s；Uf_泛点气速,m/s；u：_气体通过筛孔的速度,m/s；u：, min一漏液点气速,m/s；U 0一液体通过降液管底隙的速度,m/s；Vh一一气体体积流量,m3/h；Vs一一气体体积流量,m3/s；wL_ 一液体质量流量,kg/s；wv一气体质量流量,kg/s；W；一一边缘无效区宽度,m；可；_弓形降液管宽度,m；W 一一泡沫区宽度,m；x_液相摩尔分
6、数；X一一液相摩尔比；y一一气相摩尔分数；Y一一气相摩尔分比；Z_板式塔的有效高度,m；填料层高度,m。max 一最大的；min_最小的；L_ 液相的；V_ 一气相的。一一液体在降液管内停留时间,s；u一一粘度,mPa* s；一开孔率或孔流系数，无因次；。一一表面张力,N/m；P 密度,kg/m二、参考资料:1 董大勤.化工设备机械基础M.北京：化学工业出版社，20XX.2 全国化工设备技术中心站.化工设备图样技术要求2000版S.3 GB150.14-20XX .压力容器S.4 郑晓梅.化工工程制图化工制图M.北京：化学工业出版社，20XX.5 JB/T4710-20XX.钢制塔式容器S.6
7、 天津大学化工原理教研组，化工原理课程设计，天津科学技术出版社，19947 化学工程手册编辑委员会，化学工程手册（第13篇）汽液传质设备.化学工业出版社，19878 路秀林，王者相等.塔设备.北京：化学工业出版社，20XX9 陈敏恒，丛德兹等.化工原理（上、下册）（第二版）.北京：化学工业出版社，200010 柴诚敬、王军等化工原理课程设计，天津科学技术出版社20XX年.11 王存文、孙伟化工原理实验与数据处理，化工工业出版社20XX年12 陈英南、刘玉兰常用化工单元设备的设计，华东理工大学出版社20XX年13 王明辉化工原理单元过程课程设计，化学工业出版社20XX年14 任晓光主编化工原理课
8、程设计指导 化学工业出版社20XX.215 中华人民共和国行业标准，HG20583-98钢制化工容器结构设计规定，199816 中华人民共和国行业标准，HG20593-97钢制管法兰、垫片、紧固件，199717 化工工艺制图周大军、揭嘉化工工业出版社，20XX18 化工工艺设计手册中国石化集团上海工程有限公司，化学工业出版社20XX. 819 化学工程师手册机械工业出版社，20XX.120 刘光启，马连湘，刘杰.化学化工物性数据手册（有机卷）.北京:化学工业出版社,20XX21 张受谦.化工手册（上卷）.济南：山东科学技术出版社,198622 张受谦.化工手册（下卷）.济南：山东科学技术出版社
9、,198423 路秀林，王者相.塔设备.北京：化学工业出版社，20XX24 贺匡国.化工容器及设备简明设计手册.北京：化学工业出版社,20XX25 北京化工研究院“板式塔”专题组，浮阀塔M.北京：燃料化学工业出版社，1975.26 王松汉主编：石油化工设计手册，化学工业出版社，20XX27 卢焕章主编.石油化工基础数据手册.化学工业出版社，20XX.28 时钧，汪家鼎，余国琮，陈敏恒主编.化学工程手册（上卷）.北京：化学工业出版社20XX.129 刘光启，马连湘，刘杰.化学化工物性数据手册（无机卷）.北京:化学工业出版社,20XX设计条件.（三）、设计任务：设计一分离甲苯-乙苯混合物的连续精馏
10、塔（四）、设计参数： 原料液的处理量：8.0 万t/a：0.35（甲苯质量分数） 塔板形式：浮阀原料液组成设计条件：操作压力4kPa（塔顶产品出料管表压）；4kPa（釜液出料管表压）；4kPa（进料管表压）进料热状况泡点回流比自选单板压降M 0.7kPa年工作时间300天（24小时连续生产）建厂地址六盘水地区（五）、设计指标：塔顶馏出液组成（质量分数）：M0.96塔底釜液组成（质量分数）：兰0.02（六）、设计项目：1. 设计方案简介：对确定的工艺流程、塔及塔板类型进行简要论述;2. 精馏塔塔径、塔高及塔板主要工艺尺寸的计算；3. 辅助设备的计算及选型；4. 绘制精馏工艺流程图（2号）及精馏塔
11、工艺条件图（2号）；5. 对本设计的评述。第二章精馏塔的工艺计算一、精馏塔的物料衡算（一）、原料液及塔顶、塔底产品的摩尔分率甲苯的摩尔质量M=92.13 kg/kmolA乙苯的摩尔质量M=106.16 kg/kmolB0.35/92.13X = 0.383F 0.35/92.13 + 0.65/106.160.96/92.13=0.9640.96/92.13 + 0.04/106.160.02/92.13=0.022980.02/92.13 + 0.98/106.16（二）、物料衡算对于甲苯-乙苯双组分的连续精馏塔，根据总物料衡算及甲苯的物料衡算可求 得馏出液流率D及残液流率肌进料流量F=80
12、000 x 103(0.35/92.13 + 0.65/106.16)300 * 24=72.22 kmol/hF = D + WI D + W = 72.22Fx = Dx + Wx 0.964 x D + 0.02298 W = 27.66 FDW联立解得 D=35.55 kmol/h, W=37.67 kmol/h二、塔板数的确定Antoine方程常数物质ABC温度范围。C甲苯6.079541344.8219.4826137乙苯6.082081424.255213.0626163（一）、理论板层数nt的求取表1按托尼方程常数相对挥发度表2甲苯乙苯气液平衡相对挥发度由文献1中苯与甲苯的汽-
13、液平衡组成可以找出气=应a】%算出t/C110.62113116119122PoA101.3089108.3452117.7550127.7931138.4878PoB48.071251.761156.731862.077067.8163x1.00000.87550.73030.59690.4738y1.00000.93640.84900.75300.6477t/C125128131134136.324PoA149.8675161.9614174.7988188.4096199.5043PoB73.970080.559087.604495.1280101.2991x0.36010.25480.
14、15710.06620.0000y0.53270.40740.27100.12310.0000a = EL可得Ba1a2a3a4a5a6a7a8a9a102.10742.09322.07562.05862.04212.02612.01051.99531.98061.9695从而推出a = 2.035m(二)、确定操作的回流比R一ax因 q=1、x=xf=0.383 y =f=0.5581 故有:F0.964 - 0.5581 =2.3180.5581 0.383而一般情况下R=(1.12)Rm ,考虑到精馏段操作线离平衡线较近，故取实际操作的回流比为最小回流比的2倍。即：R=2Rm=4.636
15、所以平衡线方程y=ox2.305x1 + （以一 1） x1 +1.305x（三）.求精馏塔的气液相负荷L = R x D = 4.636 x 35.55 = 164.81kmol / hV = （R +1） D = （4.636 +1） x 35.55 = 200.36kmol / hL= L + F = 164.81 + 72.22 = 237.03kmol / h（四）、操作线方程精馏段操作线方程为:V = V = 200.36kmol / hR x 4.6360.964y =x + a =x +n+1 R + 1 n R + 1 4.636 +1 n 4.636 +1y 1 = 0.8
16、23x + 0.171提馏段操作线方程为：L Wx237.0337.67y =一 x - 价=xx 0.02298= 1.183x - 0.0043n+1Vn V200.36n 200.36ny1y1=xDx o 2.035x=1= n x1 + （o1） x1 +1.035x111y1o （o 1） xD0.9642.035 -1.035 x 0.964=0.929y = 0.823 x 0.929 + 0.171 = 0.936=0.878V _ y,_0.936x2 = o _ （o 一 1） 2 2.035 -1.035 x 0.936同理可算出如下值:y = 0.894x = 0.8
17、05y = 0.833; x = 0.711y = 0.756; x = 0.603y = 0.667; x = 0.495y = 0.578; x = 0.402y = 0.501x = 0.330 x = 0.3830.386所以第8块板上进料，以后将数据代入提馏段方程中。y9 = 1.183 x 0.330 - 0.0043 = 0.386;x8 = 2 035 1 035 0 386 = 0.235 y = 0.273; x = 0.155y = 0.179; x = 0.096y = 0.109; x = 0.056y = 0.061; x = 0.030y14 = 0.031,；
18、乂凶=0.0154 -2=0.0886 m/s最大允空塔气速:十=。.。886【竺有暨二1.476 m/sVmlpi =0.7日1Fl= 1.033 m/s估算塔径 : D = i=*L9迎=1.846 m ?i 0.785r 0.785x0.1.033圆整取D = 2.2m,上下塔径一致塔截面积：A =0. 785D2=0. 785X2. 22=3. 7994 皿 T1空塔气速：七=1.906/3.079 = 0.636 m/s2、提馅段塔径的计算 取板间距H=0. 45m,取板上清液层高度h =0. 07m。TL液气动能参数PF2 = V2s2V2 0.0099 (762.33) x 21
19、.931/2=0.0831, 查Eh通用美联图得C 20 =0.073负荷因子:=0.073 x(17.26 丫2 IK )=0.0645 m/s最大允空塔气速:曰 =c :pLm2 - pVm2 = 0.0645 ;妃332,8 = 1.029 m/sF22|PV212.98取适宜空塔气速：u 2=0.7 u f=0.7203 m/s估算塔径为加工方便，圆整取D = ： Vs2= ：193= 2.003 m，2： 0.785 r V 0.785 x 0.7203D = 2.2m.塔截面积：At0.785D2=0.785X2.22=3.7994 m2空塔气速：r 2 = 1.93/3.7994
20、 = 0.51 m/s表6板间距与塔径的关系塔径D/mm300500500800800160016002400板间距200, 250,250, 300,300 , 350 ,400, 450,H /mmT300350400,450,500500,550,600(二)、精馏塔有效高度的计算精馏段有效高度：Z 精=(Npi-1)HT=(14-1) X0.45=6 m提馏段有效高度：Z 提=(Np2-1)HT=(10-1) X0.45=4 m在进料板上方开一人孔Ht，其高度为0.5 m故精馏塔的有效高度Z =7精+7提+ 0.5=6+4 + 0.5=10.5 m五、塔板主要工艺尺寸的计算(一) 、溢
21、流装置计算1、精馏段溢流装置计算因塔径D = 2.2 m,可选用单溢流弓形降液管平直堰。各项计算如下:、堰长lW1取 lw 1 = 0.62D = 0.62 X 2.2 = 1.364 m、溢流堰高度h、 一一 、一 w1 -_一-.根据液流收缩系数图可查得液流收缩系数 1=1.031，对于平直堰，堰上液层高度 howi可由Francis经验公式计算得：精馏段:h = 84E OW 1000 1 lCMCV(0.0053*3600)=0.00284x1.031x I 1.364)2/3=2.0346mmh = h - h = 4536mm提留段：h =箜 E fLS22/3 = 0.00284
22、x1.031x0.0099*36002/3 = 2.9831mm ow 1000 1 l w1 )I 1.364)hw =、- hg = 3.725mm、弓形降液管宽度耽和截面积Afi由l /D = 0.65查弓形降液管的参数图得: W1W的=0.124 n Wd1 = 2.2 x 0.124 = 0.2718mAy = 0.0721 n Af1 = 3.7994 x 0.0721 = 0.2728 m2T1验算液体在降液管中停留时间：精馏段：0工LS10 0.45 = 15.023 s 5s0.0053提留段：0Ls2故降液管设计合理。、降液管底隙高度0.2728 x 0.45 =8.531
23、 s 5s0.0099精馏段： 取 日 =0.14m/s 贝V h 匕 = .553 = 0.03 m 0ol w1 七1.43 x 0.14提留段： 取日0.14m/s 则 h =-j - 0.0099 0.05 m 0ol W2 四 0 1.43 X 0.14(勾不宜小于0.020.025 m,满足要求)故降液管底隙高度设计合理。(二) 、塔板布置及浮阀数目与排列(1) 塔板分布本设计塔径2.2m，采用分块式塔板，以便通过人工装拆塔板。(2) 浮阀数目与排列F 121.906精馏段：取阀孔动能因子F0 = 12，则孔速 = 4 = 若商=7.19 m/s , P v 1 .=334 块每层
24、塔板上浮阀数目：N =点2u0.785*0.0392 *7.17790 01取边缘区宽度K = 0.07 m，破沫区宽度吧=0.12m计算塔板上的鼓泡区面积，即：A = 2x(R2x2 + _8_R2 arcsinR其中 R = D W = 1.1 0.07 = 1.03m 2 cx = % (W + W$) = 1.1 (0.2728 + 0.12) = 0.7172m所以 A = 2 xR2 x2R2 arcsin = 2.503m2180 R浮阀排列方式采用等腰三角形叉排，取同一个横排的孔心距t=72mm则排间距：=A =2.503= 103 mmN 334 x 0.072因塔的直径较大
25、，必须采用分块式塔板，而各分块的支撑与衔接也要占去一部分鼓泡区面积，因此排间距应小些，取11 = 88mm，按t=73mm, 11 = 88mm，以等腰三角形叉排方式作图 个。，得排阀数380按N=380重新计算:R 011.9060.785 x 0.0392 x 380=4.23m/sF.0V；PV 212 一 ，.=7.05 m/sc2.892.784=350 块每层塔板上浮阀数目：N = 0.785d 2 u0 02浮阀排列方式采用等腰三角形叉排，取同一个横排的孔心距t=75mm0.785*0.0392 *4.23F = 4.23 xj2784 = 7.05塔板开孔率：- = .747
26、= 17.6% u 014.23提留段：取阀孔动能因子F = 12，则孔速u02_则排间距： 11 = a = 2.53 = 95 mmN350 x 0.075六、塔板的流体力学计算=h + h+ h计算（一）、气相通过浮阀塔板的压降可根据hp精馏段：干板阻力：u =：= 18环 ”J = 5.98 m/s洞刊 p $2.7841 v1p u22.784 x 6.09682因 u u，故 h = 5.34x v1 01 = 5.34x= 0.035654m01 知C12PL1 2 x 775.34 x 9.8板上充气液层阻力: 取 0 = 0.5，= 0、= 0.5 x 0.07 = 0.03
27、5m液面表面张力及所造成的阻力：此阻力很小，可忽略不计，因此与气体流经塔板的压降相当的高度为:hp1 = 0.035654 + 0.035 = 0.070654mP = h 1 p l1 g = 0.071554 x 774.318 x 9.8 = 542.974 Pa提留段：干板阻力：u =：= 182 = 5.453 m/soc2 刊 p1.找 2.98 v 2因 u u，故 h = 5.34 xl = 5.34 x 2.98 乂 6.782 = 0.0625m02o 2c 22 p l 2 g2 x 755.36 x 9.8板上充气液层阻力：取 0 = 0.5 , hL1= 0七=0.5 X 0.07 = 0.035m液面表面张力及所造成的阻力：此阻力很小，可忽略不计，因此与气体流经塔板的压降相当的高度为：hp2 = 0.0625 + 0.035 = 0.097
