化工原理课程设计1 引言塔设备是化工﹑石油化工﹑生物化工﹑制药等生产过程中广泛应用的气液传质设备。
根据塔内气液接触构件的结构形式，可以分为板式塔和填料塔。
本设计的目的是设计符合设计任务的苯-甲苯分离过程板式精馏塔以及附属设备。
通过设计工艺流程草图板式塔主体设备计算及选型、辅助设备的计算及选型等阶段，最终完成各项参数的设计、验算，认为设计符合设计任务要求。
并作出相关装配图和工艺流程图。
2 设计方案简介确定设计方案总的原则是在可能的条件下，尽量采用科学技术上的最新成就，使生产达到技术上最先进、经济上最合理的要求，符合优质、高产、安全、低消耗的原则。
为此，必须具体考虑如下几点、满足工艺和操作的要求、满足经济上的要求、保证安全生产。
在化工原理课程设计中，对第一个原则作较多的考虑，对第二个原则只作定性的考虑，而对第三个原则只要求作一般的考虑。
本设计按以下几个阶段进行：1)设计方案确定和说明。
根据给定任务，对精馏装置的流程、操作条件、主要设备型式及其材质的选取等进行论述。
2)蒸馏塔的工艺计算，确定塔高和塔径。
3)塔板设计：计算塔板各主要工艺尺寸，进行流体力学校核计算。
接管尺寸、泵等，并画出塔的操作性能图。
4)管路及附属设备的计算与选型，如再沸器、冷凝器。
5)抄写说明书。
6)绘制精馏装置工艺流程图和精馏塔的设备图。
本设计任务将采用连续精馏流程。
设计中采用泡点进料，将原料液通过预热器加热至泡点后送人精馏塔内。
塔顶上升蒸气采用全凝器冷凝，冷凝液在泡点下一部分回流至塔内，其余部分经产品冷却器冷却后送至储罐。
该物系属易分离物系，最小回流比较小，故操作回流比取最小回流比的2倍。
塔釜采用间接蒸汽加热，塔底产品经冷却后送至储罐。
3 工艺流程草图及说明采用连续精馏流程。
设计中采用泡点进料，将原料液通过预热器加热至泡点后送人精馏塔内。
塔顶上升蒸气采用全凝器冷凝，冷凝液在泡点下一部分回流至塔内，其余部分经产品冷却器冷却后送至储罐。
该物系属易分离物系，最小回流比较小，故操作回流比取最小回流比的2倍。
塔釜采用间接蒸汽加热，塔底产品经冷却后送至储罐。
图14 板式塔的设计计算 4.1 设计方案的确定本设计任务为分离苯一甲苯混合物。
对于二元混合物的分离，应采用连续精馏流程。
设计中采用泡点进料，将原料液通过预热器加热至泡点后送人精馏塔内。
塔顶上图2升蒸气采用全凝器冷凝，冷凝液在泡点下一部分回流至塔内，其余部分经产品冷却器冷却后送至储罐。
该物系属易分离物系，最小回流比较小，故操作回流比取最小回流比的2倍。
塔釜采用间接蒸汽加热，塔底产品经冷却后送至储罐。
4.2 精馏塔的物料衡算4.2.1 原料液及塔顶、塔底产品的摩尔分率、平均摩尔质量、物料衡算 苯的摩尔质量M A =78.11 kg/kmol 甲苯的摩尔质量M B =92.13 kg/kmol 进料组成0.35/78.110.38790.35/78.110.65/92.13F X ==+(1)F A F B F M M X M X =+-= []78.110.387992.13(10.3879)⨯+⨯-kg/kmol=86.6917 kg/kmol 则,2777.7886.6917n F q =kmol/h=32.0420kmol/h,,0.990.9932.04200.3879/12.3048/n D D n F F q X q X kmol h kmol h ==⨯⨯=0.93/78.110.9370.93/78.110.07/92.13D X ==+,12.3048/13.1321/0.937n D q kmol h kmol h == ,,,(32.042013.1321)/18.9099/n W n F n D q q q kmol h kmol h =-=-=,,,32.04200.387913.13210.9370.006614.1384n F F n D DW n Wq X q X X q -⨯-⨯===4.3 塔板数的确定4.3.1 理论板层数NT 的求取苯一甲苯属理想物系，采用逐板法求理论板层数。
由手册查得苯一甲苯物系的气液平衡数据，绘出x~y 图。
求最小回流比及操作回流比。
采用作图法求最小回流比。
在对角线上，自点e （0.45，0.45）作垂线ef 即为进料线(q 线)，该线与平衡线的交点坐标为 y q ＝0.667 x q ＝0.450故最小回流比为min 0.9370.6671.240.6670.450D q q qx y R y x --===--取操作回流比为min 22 1.24 2.48R R ==⨯= ③求精馏塔的气、液相负荷2.4813.1332.56/L RD kmol h ==⨯=(1)(2.481)13.1345.69V R D =+=+⨯='32.5632.0464.60/L L F kmol h =+=+='45.69/V V kmol h ==④求操作线方程 精馏段操作线方程为32.5613.130.9370.7130.26945.6945.69D L D y x x x x V V =+=+⨯=+ 提馏段操作线方程为'''''''64.6018.910.0066 1.4140.00345.6945.69w L W y x x x x V V =-=-⨯=- ⑤逐板法求理论板层数由平衡方程、精馏段方程和提馏段方程依次循环计算可求得 总理论板层数N T ＝14（包括再沸器） 进料板位置N F ＝5 4.3.2 实际板层数的求取精馏段实际板层数4/0.527.78N ==≈精 提馏段实际板层数10/0.5219.220N ==≈提4. 4 精馏塔的工艺条件及有关物性数据的计算以精馏段为例进行计算。
4.4.1 操作压力计算塔顶操作压力 P D ＝101.3＋4= 105.3 kPa 每层塔板压降 △P ＝0.7 kPa进料板压力 PF ＝105.3＋0.7×8＝110.9kPa精馏段平均压力 P m ＝（105.3＋110.9）／2＝108.1 kPa4.4.2 操作温度计算依据操作压力，由泡点方程通过试差法计算出泡点温度，其中苯、甲苯的饱和蒸气压由安托尼方程计算，计算过程略。
计算结果如下： 塔顶温度 t D ＝82.1℃ 进料板温度 t F ＝99℃精馏段平均温度 tm ＝（82.l ＋99）/2 = 90.5℃4.4.3 平均摩尔质量计算塔顶平均摩尔质量计算由x D =y 1=0.937,由平衡方程，得x 1=0.8530.93778.11(10.937)92.1378.99/VDm M kmol h =⨯+-⨯= 0.85378.11(10.853)92.1380.17/LDm M kmol h =⨯+-⨯= 进料板平均摩尔质量计算逐板法和平衡方程求得x F =0.377，y F =0.6070.60778.11(10.607)92.1383.62/VFm M kmol h =⨯+-⨯= 0.37778.11(10.377)92.1386.84/LFm M kmol h =⨯+-⨯= 精馏段平均摩尔质量(78.9983.62)/281.3/(80.1786.42)/283.5/Vm Lm M kmol h M koml h=+==+=4.4.4 平均密度计算①气相平均密度计算 由理想气体状态方程计算，即108.181.32.918.314(90.5273.15)m Vm Vm m P M RT ρ⨯===⨯+ ②液相平均密度计算 液相平均密度依下式计算，即塔顶液相平均密度的计算 由t D ＝82.1℃，查手册得3793.1/A kg m ρ= 3790.8/B k g m ρ=进料板液相平均密度的计算 由t F ＝99℃，查手册得进料板液相的质量分率0.37778.110.3390.37778.110.62392.13A a ⨯==⨯+⨯31791.6/(0.339/793.10.661/790.8)LFM kg m ρ==+精馏段液相平均密度为ρLm =（812.4+791.6）/2=802 kg/m 34.4.5 液体平均表面张力计算液相平均表面张力依下式计算，即塔顶液相平均表面张力的计算由 t D ＝82.1℃，查手册得 σA =21.24 m N/m σB =21.42 m N/m σLDm =0.937×21.24+(1-0.937)×21.42=21.25 mN/m 进料板液相平均表面张力的计算由t F ＝99℃，查手册得 σA =18.90 m N/m σB =20.0 m N/m σLFm =0.377×18.90+(1-0.377)×20.0=19.59 mN/m 精馏段液相平均表面张力为 σLm =（21.25+19.59）/2=20.42 mN/m4.4.6 液体平均粘度计算液相平均粘度依下式计算，即 lg μLm =Σx i lg μi塔顶液相平均粘度的计算 由t D ＝82.1℃，查手册得 μA =0.302 mPa·s μB =0.306 mPa·slg μLDm =0.937×lg(0.302)+ (1-0.937)×lg(0.306) 解出μLDm =0.313 mPa·s 进料板液相平均粘度的计算由tF ＝99℃，查手册得 μA =0.255 mPa·s μB =0.266 mPa·slg μLFm =0.377×lg(0.255)+ (1-0.377)×lg(0.266) 解出μLFm =0.287 mPa·s 精馏段液相平均粘度为μLm=(0.302+0.261)/2=0.282 mPa·s4. 5 精馏塔的塔体工艺尺寸计算4.5.1 塔径的计算精馏段的气、液相体积流率为345.6981.30.354/36003600 2.91Vm s Vm VM V m s ρ⨯===⨯332.5683.50.0009/36003600802Lm s Lm LM L m s ρ⨯===⨯由u max = C·式中C 由式5-5计算，其中的C 20由图5-1查取，图的横坐标为1/21/20.000936008020.04220.3543600 2.91h L h V L V ρρ⎛⎫⨯⎛⎫== ⎪ ⎪⨯⎝⎭⎝⎭取板间距H T =0.30m ，板上液层高度h L ＝0.06m ，则 HT-hL ＝0.30-0.06 ＝0.24 m 查图5-1得C 20=0.0520.20.22020.420.0520.05202020L C C σ⎛⎫⎛⎫=== ⎪⎪⎝⎭⎝⎭u max=0.862= (m/s)取安全系数为0.7，则空塔气速为 u = 0.7×u max ＝0.7×0.862＝0.603 m/s0.865== m 按标准塔径圆整后为D ＝0.8m塔截面积为 A T =220.844D ππ=⨯=0.502m 2u =0.354/0.502=0.705m/s4.5.2 精馏塔有效高度的计算精馏段有效高度为Z 精=( N 精-1)H T =(8-1) ×0.30=2.10m 提馏段有效高度为Z 提=( N 提-1)H T =(20-1) ×0.30=5.70 m 在进料板上方开一人孔，其高度为0.8m 故精馏塔的有效高度为Z= Z 精+ Z 提+0.8=2.10+5.70+0.8=8.6m4.6 塔板主要工艺尺寸的计算4.6.1 溢流装置计算因塔径D ＝0.8m ，可选用单溢流弓形降液管，采用凹形受液盘。