化工原理课程设计分离苯甲苯常压连续浮阀式精馏塔.doc

化 工 原 理 课 程 设 计 分离苯-甲苯的常压连续浮阀式精馏塔 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 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 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 精馏段操作线方程 提馏段操作线方程 泡点进料 其中， 精馏段操作线方程为 提馏段操作线方程为 塔板数计算 第一块塔板上升的蒸汽组成 从第一块板下降的液体组成 由第二块板上升的气相组成 第二块板下降的液体组成 由第三块板上升的气相组成 由第三块板下降的液体组成 如此反复计算 ， ， ，＜0.4 ＜ 第七块板上升的气相组成换提馏段操作线计算 如此反复计算 ， ， ， ， ，＜ 所需总理论板数为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,气体体积流量,液体体积流量 由表查得， 由内插法得 由O’Connell图查得全塔效率为 又， , 又, 气相流量 ，液相流量，气相密度，液相密度，物系表面张力。 塔板工艺尺寸计算 塔径 欲求塔径应先求出空塔气速u，而 式中C可由史密斯关联图查出，横标的数值为 取板间距 ，取板上液层高度 ，则图中参数为 。 根据以上数值，查得 取安全系数为0.6，则空塔气速为 塔径 按标准塔径圆整为 塔截面积 实际空塔气速 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： 堰长 ：取堰长，即 出口堰高： 利用公式 采用平直堰，堰上液层高度 可依如下公式计算 近似取E=1，则可由列线图查出值 因，，由该图查得，则。 弓形降液管宽度和面积：通过图求取及，因为 查得,,则 验算液体在降液管中停留时间，即 ＞5s 故降液管尺寸可用。 降液管底隙高度： 取降液管底隙处液体流速，则 取 塔板布置及浮阀数目与排列 取阀孔动能因子，求孔速 ， 求每层塔板上的浮阀数，有 取边缘区宽度，破沫区宽度，计算塔板上的鼓泡区面积，即 浮阀排列方式采用等腰三角形叉排。取同一横排的孔心距，则估算排间距，即 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，而应小于此值，按，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 重新核算阀孔动能因数 阀孔动能因数变化不大，仍在9-12范围内 塔板开孔率= 塔板流体力学验算 气相通过浮阀塔板的压强降，有 干板阻力： 因，故干板阻力为 液柱 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，则 液柱 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 液柱 则，单板压降 淹塔 为了防止淹塔现象的发生，要求控制降液管中清液层高度，.其中， 与气体通过塔板的压强降所相当的液柱高度：前已计算出 液柱 液体通过降液管的压头损失：因不设进口堰，故 液柱 板上液层高度：前已选定板上液层高度为 则 取，又已选定，。则 可见,符合防止淹塔的条件 雾沫夹带 对于泛点率，有 泛点率= 及泛点率= 板上液体流径长度 板上液流面积 苯和甲苯为正常系统，取物性系数，又查得泛液点负荷系数，则 泛点率 = 及 泛点率=