化工原理课程设计

化 工 原 理 课 程 设 计

分离苯-甲苯的常压连续浮阀式精馏塔

姓名： 专业： 过程装备与控制工程 学号：

山东大学 二〇一四年十一月

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目录

一、设计任务书

（一）设计题目 （二）设计条件 （三）设计内容

二、塔板的工艺设计

（一）精馏塔的全塔物料衡算 （二）塔板数的确定

（三）精馏塔工艺条件及相关物性数据的计算 （四）塔径的计算 （五）塔板工艺尺寸计算 （六）塔板流体力学验算 （七）塔板负荷性能图

三、塔板设计一览表 四、塔高的设计计算 五、总装图 六、设计总结 七、参考文献

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一、设计任务书

（一）设计题目

分离苯-甲苯的常压连续浮阀式精馏塔

（二）设计条件

进料组成：40%苯（摩尔分率，下同） 分离要求：

溜出液组成中苯为95% 釜残液组成中苯为5%

处理量：每小时100千摩尔苯-甲苯混合液 进料热状况：泡点进料 回流比：最小回流比的1.5倍 相对挥发度为2.47 工作压强：常

（三）设计内容

1）工艺计算确定塔板数 2）精馏塔主要结构尺寸设计 A、确定塔高和塔径 B、精馏段一块塔板结构设计 C、塔板流体力学验算及负荷性能图 3）设计一览表 4）总装图

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二、塔板的工艺设计

设计计算过程 备注 精馏塔全塔物料衡算 相平衡方程 xnynyn1yn2.471.47yn 精馏段操作线方程 yn1xRxnD R1R1提馏段操作线方程 FF1RDFFDDxDxnxWxW nR1DR1DR1R1Ryn1泡点进料 q1,xexqxF0.4 RminxDye0.950.6221.48 yexe0.6220.4R1.5Rmin1.51.482.22 其中， FxDxW0.950.052.57 DxFxW0.40.05精馏段操作线方程为 yn1xR2.220.95xnDxn0.xn0.2950 R1R12.2212.221 提馏段操作线方程为

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yn1FF12.222.572.571DDxnxWxn0.051.4876xn0.0244 R1R12.2212.221R 塔板数计算 第一块塔板上升的蒸汽组成 y1xD0.95 从第一块板下降的液体组成 x1y10.950.8850 2.471.47y12.471.470.95由第二块板上升的气相组成 y20.x10.29500.0.88500.29500.9051 第二块板下降的液体组成 x2y20.90510.7943 2.471.47y22.471.470.9051由第三块板上升的气相组成 y30.x20.29500.0.79430.29500.8426 由第三块板下降的液体组成 x3y30.84260.6843 2.471.47y32.471.470.8426如此反复计算 y40.7668，x40.5710 y50.6886，x50.4724 y60.6207，x60.3985＜0.4

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x6＜xq 第七块板上升的气相组成换提馏段操作线计算 y71.4876x60.02441.48760.39850.02440.5684 x7y70.56840.3478 2.471.47y72.471.470.5684如此反复计算 y80.4930，x80.2825 y90.3958，x90.2096 y100.2874，x100.1403 y110.1843，x110.0838 y120.1003，x120.0432＜xW0.05 所需论板数为12块，第六块加料，精馏段需5块 除以全塔效率可得最终需要22块塔板，第十一块加料。 计算全塔效率ET,气体体积流量VS,液体体积流量LS 由表查得tD81.11oC，tW107.oC tmtDtW81.11107.6194.36oC 22由内插法得

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苯 甲苯0.255-0.27994.36-900.2790.269mPas 100-900.2-0.28694.36-900.2860.276mPas 100-90Lxii0.4苯0.6甲苯0.40.2690.60.2760.2732mPas L2.470.27320.675mPas 由O’Connell图查得全塔效率为ET55% M顶0.9578.110.0592.178.81kg/kmol M进0.478.110.692.186.52kg/kmol M精M顶M进278.8186.5282.67kg/kmol 23又V2.73kg/m，L806kg/m3 VSVM精3600VR1DM精3600V,LSLM精3600LRDM精3600L 又R2.22,DD0.3 F0.3F0.310038.9kmol/h VS2.22138.982.671.05m3/s36002.73 LS2.2238.982.670.0025m3/s 3600806气相流量 Vs1.05m3/s，液相流量Ls0.0025m3/s，气相密度v2.73kg/m3，液相密度v806kg/m3，物系表面张力

20mN/m。 化工原理课程设计

塔板工艺尺寸计算 塔径 欲求塔径应先求出空塔气速u，而 u(安全系数）umax umaxCLV V式中C可由史密斯关联图查出，横标的数值为 LhL0.50.00258060.5()()0.0409 Vhv1.052.73 取板间距 HT0.45m，取板上液层高度 hL0.07m，则图中参数为 HThL0.450.070.38m。 根据以上数值，查得 C200.08 CC200.08 8062.731.372m/s umax0.082.73取安全系数为0.6，则空塔气速为 u0.6umax0.61.3720.82m/s 4Vs41.051.277m 塔径 Du0.82按标准塔径圆整为 D1.4m 塔截面积 AT2D1.m2 41.050.682m/s 1.实际空塔气速 u

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溢流装置 选用单溢流弓形降液管，不设进口堰。 各项计算如下： ① 堰长 lw：取堰长lw0.66D，即 lw0.661.40.924m ② 出口堰高hw： 利用公式 hwhLhow 采用平直堰，堰上液层高度 how可依如下公式计算 2.84Lh3howE() 1000lw近似取E=1，则可由列线图查出how值 3因lw0.924m，Lh0.002536009m/h，由该2图查得how0.01m，则hw0.06m。 ③ 弓形降液管宽度Wd和面积Af：通过图求取Wd及Af，因为 lw0.66 DWd0.124,则 0.0721,查得DATAfAf0.07211.0.111m2 Wd0.1241.40.174m 验算液体在降液管中停留时间，即

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＞5s 3600AfHTLHAfHTLs0.1110.4519.98s0.0025故降液管尺寸可用。 ④ 降液管底隙高度ho： hoLsLH'' 3600lwuolwuo'0.13m/s，则 取降液管底隙处液体流速uo ho0.00250.02 0.9240.13取ho0.02m 塔板布置及浮阀数目与排列 取阀孔动能因子Fo10，求孔速uo uoFo106m/s， v2.73求每层塔板上的浮阀数，有 N2douo4VS1.05(0.039)2145.4146 取边缘区宽度WC0.06m，破沫区宽度WS0.10m，计算塔板上的鼓泡区面积，即 22 Aa2[xRx2xRarcsin] 180R RD1.4WC0.060.m 22

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x D1.4(WdWS)(0.1740.1)0.426m 22Aa2[0.426(0.)2(0.426)20.426(0.)2arcsin]1.00m21800. 浮阀排列方式采用等腰三角形叉排。取同一横排的孔心距t75mm0.075m，则估算排间距t'，即 Aa1.00t0.0990mm Nt1460.075'考虑到到塔的直径较大，必须采用分块式塔板，而各分块板的支承与衔接也要占去一部分鼓泡区面积，因此排间距不宜采用90mm，而应小于此值，按t75mm，t'65mm以等腰三角形叉排方式作图。 排得阀数152个 按N=152重新核算孔速及阀孔动能因数 u01.054(0.039)21525.78m/s 重新核算阀孔动能因数 F0u0V5.782.739.55 阀孔动能因数F0变化不大，仍在9-12范围内

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u0.68211.8% 塔板开孔率=u05.78 塔板流体力学验算 （1） 气相通过浮阀塔板的压强降，有 hphchLhd ① 干板阻力： uoc1.82573.11.82573.16.06m/s V2.73因uoc＞uo，故干板阻力为 hc19.90.175u0L6.050.17519.90.034m液柱 806② 板上充气液层阻力： 本设备分离苯和甲苯的混合液，即液相为碳氢化合物，可取充气系数00.5，则 hl0hL0.50.070.035m液柱 ③ 液体表面张力所造成的阻力： 此阻力很小，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0.0340.0350.069m液柱 则，单板压降phpLg0.0698069.816Pa （2） 淹塔 为了防止淹塔现象的发生，要求控制降液管

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中清液层高度，HdHThW.其中， HdhphLhd ① 与气体通过塔板的压强降所相当的液柱高度hp：前已计算出 hp0.069m液柱 ② 液体通过降液管的压头损失：因不设进口堰，故 LS0.0025hd0.1530.1530.0028m0.9240.02lWh022液柱 ③ 板上液层高度：前已选定板上液层高度为 hL0.07m 则Hd0.0690.070.00280.142m 取0.5，又已选定HT0.45m，hW0.06m。则 HThW0.50.450.060.255m 可见Hd＜HThW,符合防止淹塔的条件 （3） 雾沫夹带 对于泛点率，有

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VS 泛点率=V1.36LSZLLV100% LCFAbVSVLV100% 及泛点率=0.78KCFAT 板上液体流径长度 ZLD2Wd1.4020.1741.052m 板上液流面积 2 AbAT2Af1.20.1111.318m 苯和甲苯为正常系统，取物性系数k1.0，又查得泛液点负荷系数CF0.126，则 泛点率 1.052.731.360.00251.0528062.73100%33.4% 1.00.1261.= 及 2.738062.7340.4% 泛点率=0.781.00.1261.1.05 两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。 （4） 塔板负荷性能图

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VSVLV1.36LSZL即，泛点率=KCFAb 按泛点率为80%计算如下： VS2.731.36LS1.0528062.730.80 1.00.1261.318 整理得 VS2.29-24.7LS 由上式知雾沫夹带线为直线，则在操作范围内任取两个LS值，依式计算出相应的VS值列于附表1中。据此，可作出雾沫夹带线（1） LS/(m3/kg)0.002 0.010 VS/(m3/kg)2.24 2.04 附表 1 （2）液泛线 (HThW)hphLhdhchlhhLhd 由上式确定液泛线。忽略式中h，带入各关系，有 2Vu02LS22.843600LS3(HThW)5.340.153()(10)[hWE()]L2glWho1000lw

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因物系一定，塔板结构尺寸一定，则HT,hW，lW,V,L,0及等均为定值，而u0与VS又有如下关系，即 u02 d0N4VS式中阀孔数N与阀孔数d0亦为定值，因此可将上式简化为VS和LS的如下关系式： aVS2bcL2SdL 即 VS20.165448.01L2L 0.02796S1.05523S23S或 .25L2 VS25.9016023S37.73L 23S在操作范围内任取若干个LS值，依上式计算出相应的VS值列于附表2中 LS/(m3/kg)0.001 0.005 0.009 0.013 VS/(m3/kg)5.51 4.40 2.97 1.11 附表 2

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据表中数据作出液泛线（2） （3）液相负荷上限线 液体的最大流量应保证在降液管中停留时间不低于3~5s 由前知，液体在降液管内停留的时间为  取则 LSmaxAfHT50.1110.450.01m/s 53600AfHTLh3~5s 5s作为液体在降液管中停留时间的下限， 求出上限液体流量LS值（常数）。在VSLS图上液相负荷上限线为与气体流量VS无关的竖直线（3） （5） 漏液线 对于F1型重阀，依F0u0V5计算，则u05V。又知 4d02Nu0 VS 则得 VS255d0N0.03921520.9m3/s 4V42.73 据此作出与液体流量无关的水平漏液线（4）

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（6） 液相负荷下限线 取堰上液体how0.006m作为液相负荷下限条件，依how的计算式计算出LS下限值，一次作出液相负荷下限线，该线为与气相流量无关的竖直线（5） LSmin32.843600E[]0.006 1000lW2取E1，则 LSmin(0.0061000)2.84132lW0.00610000.9240.0008m3/s36002.841360032 根据以上各式可分别作出塔板负荷性能图上的（1）、（2）、（3）、（4）及（5）共五条线

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塔板负荷性能图

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塔径设计一览表

浮阀塔板工艺设计计算结果

项 目 塔径D/m 板间距HT/m 塔板形式 空塔气速u/(m/s) 堰长lw/m 堰高hw/m 板上液层高度hL/m 降液管低隙高度h0/m 浮阀数N/个 阀孔气速u0/(m/s) 阀孔动能因数F0 临界阀孔气速u/(m/s) 孔心距t/m 排间距t'/m 单板压降pp/Pa 液体在降液管内停留时间/s 降液管内清液层高度Hd/m 泛点率/% 气相负荷上限(Vs)max/(m/s) 气相负荷下限(Vs)min/(m/s) 操作弹性 33数值及说明 1.4 0.45 0.682 0.924 0.06 0.07 0.02 152 6 10 0.075 0.065 备 注

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设计计算过程 备注 塔高计算 所以 H=400+(22-6-2)×450+6×650+300+2400=14000mm 塔总高为14m

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总装图

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设计总结

通过本次设计，让自己进一步对精馏塔的认识加深，体会到课程设计是我们所学专业课程知识的综合应用的实践训练，也深深感受到做一件事，要做好是那么的不容易。在本次设计中，我结合书本与网上的一些知识来完成了自己的课程设计。在此次设计中虽然自己做了近两周时间,深深体会到计算时的繁锁。计算时有许多是根据老师指定数据来算的如：塔板间距、上液层高度、加热蒸汽压强，质量流量等，这些对于我们这些只学了一些简单的理论知识的学生来说简直是难上加难，以至于自己再算到这些时，算了一次又一次，才满足了工艺要求。再次，虽然，自己经过很长时间来完成自己的设计内容的计算，一遍又遍，但还是觉得不算苦，必定有一句“千里之行，始于足下”。再完成设计内容后那就是选择工艺流程图，然而自己对工艺流程图的绘制却不知无从下手。最后，工艺流程是自己在结合书本上和老师给的参考图形，根据我们的设计要求选择了这个工艺流程。在确定此次工艺流程图之后，自己也用CAD画一遍花了一天的时间把工艺流程图画完。也感觉到自己CAD的不行，以后要花时间来练习。短短的几周课程设计，使我发现了自己所掌握的知识是真正如此的缺乏，自己综合应用所学的专业知识能力是如此的不足，几年来的学习了那么多的课程，今天才知道自己并不会灵活综合应用，在今后一定要不断加强。相信此次课程设计训练对自己的今后工作都会有一定的帮助。最后，也感谢老师给我们的帮助，给予我们这次锻炼的宝贵机会。

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参考文献

1.陈敏恒，潘鹤林，齐明斋.化工原理.第二版.华东理工大学出版社 2.陈英男.常用化工单元设备的设计.上海.华东理工大学出版社 3.廖希亮，张敏.计算机绘图.清华大学出版社

4.李功祥，等.常用化工单元设备的设计.华南理工大学出版社