化工原理精馏塔、换热器的设计计算.docx

浮阀塔设计说明书第一章 引言第二章 蒸馏塔的物料衡算第三章 蒸馏塔的塔板数的确定第四章 精馏塔的工艺条件及有关物性数据的计算第五章 精馏塔的塔体工艺尺寸计算第六章 精馏塔的塔板工艺尺寸计算第七章 换热器的计算第一章 引言蒸馏塔是稀有金属钛等材料及其合金材料制造的化工设备具有强度 高、韧性大、耐高温、耐腐蚀、比重轻等特性；因此被广泛应用与 化工石油化工、冶金、轻工、纺织、制碱、制药、农药、电镀、电子等领域蒸馏的基本原理是将液体混合物部分气化，利用其中各组份挥发度不 同（相对挥发度，a）的特性，实现分离目的的单元操作蒸馏按照其操作 方法可分为：简单蒸馏、闪蒸、精馏和特殊精馏等本次课程设计以两组 分的混合物系为研究对象，在分析简单蒸馏的基础上，通过比较和引申， 讲解精馏的操作原理及其实现的方法第二章精馏塔的物料衡算2.1.原料液及塔顶、塔底产品的摩尔分率 笨的摩尔质量 M = 78.11 kg/kmol甲苯的摩尔质量 M = 92.13 kg/kmolXF = 0.561 Xd = 0.992 XW =0.0122.2 原料液及塔顶、塔底产品的平均摩尔分率Mf = 0.59 X 78.11+(1-0.59) x 92.13 = 84.26 kg/kmolMD = 0.986 x 78.11+(1-0.986) x92.13 = 78.22 kg/kmoMW = 0.012 X 78.11+(1-0.012) X 92.13 = 91.96kg/kmol2.3 物料衡算原料处理量 F= 9160 十 84.26 =211.29 kg/kmol 总物料衡算 211.29= D + W笨物料衡算 211.29 x0.561 = 0.992x118.37+0.012W 联立解得 D=118.37 kg/kmolW=92.92 kg/kmol第三章塔板数的确定3.1理论板层数Nt的求取 笨-氯苯属理想物系。

可采用图解法求理论板层数3.1.1 由手册查得笨-氯苯物系的气液平衡数据，绘制 x-y 图3.1 .2求最小回流比及操作回流比采用作图法求最小回流比在图中的对角线上，自点e()作垂线ef即为进料 线(q线)，该线与平衡线的交点坐标为Y=0.5610.751 Xq =q顾最小回流比为Rmin1.27取最小回流比R =2 Rmin= 2.543.1.3求精馏塔的气、液相负荷L =R D=2.54x118.37=301.50V =（ R +1 ） D=419.03L1 = L + F = 512.79V1= V = 419.033.1.4 求操作线方程精馏段操作线方程为y二xL十V + Dxd - V提馏段操作线方程为Y1二Llx x1 - V1 - W x Xw十V13.1.5 图解法求理论板层数 采用图解法求理论板层数，求解结果为 总理论板层数 NT = 13 (包括再沸器) 进料板位置 NF = 73.2 实际板层数的求取精馏段实际板层数 N精=6/0.51 = 12提馏段实际板层数 N提=7/0.51 = 14第四章 精馏塔的工艺条件及有关物性数据的计算4.1 操作压力计算塔顶操作压力 PD = 1013 + 4二1053 kp每层塔板压降 A P = 0.7 kp进料板压力 PF =105.3+0.7 x 12=113.7 kp精馏段平均压力 PM=(105.3+113.7)/2 =109.5 kp 塔底操作压力 PW =105 kpa每层塔板压降 AP = 0.7 kp 提馏段平均压力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、氯苯的饱和蒸 气压由安托尼方程计算。

其结果如下：塔顶温度 tp=82.1 °C进料板温度 tF= 91.5 °C精馏段平均温度 tm=( 82.1+91.5)/2 = 86.8 ° C塔底温度 t w = 109 ° Ct 提馏段平均温度 wm =( 91.5 +109)/2 =100.25 ° C4.3 平均摩尔质量计算 塔顶平均摩尔质量计算由 X = Y =0.992 ，查平衡曲线，得D1X = 0.9801MV皿=0.992 x 78.11+ (1-0.992) x 92.13 = 78.21 kg/kmol MLdm = 0.980 x 78.11 +(1-0.980) x 92.13 = 78.39 kg/kmol 进料板平均摩尔质量计算由图解理论板，得Y = 0.68F 查平衡曲线，得X = 0.48FMVF = 0.68 x 78.11+ (1-0.68) x92.13 = 82.59 kg/kmolMLF = 0.48 x78.11 +(1-0.48)x92.13 = 85.39 kg/kmol 精馏段平均摩尔质量MV = (78.21+82.59)/2 = 80.4 kg/kmolML = (78.39+85.39)/2 = 81.89 kg/kmol4.4 平均密度计算4.4.1 气相平均密度计算 由理想气体状态方程计算，即p” = PmMv /RTm = 109.5 x80.4 -8.314 (273.15+86.125) = 2.95 kg/m vm m vm m4.4.2 液相平均密度计算 液相平局密度以下式计算，即1/p 二工 aj Pj 塔顶液相平均密度的计算由tF = 91.5° C,查手册得63911pA = 814.5 kg/ m pB = 809.5 kg/mpLdM = 819.67 kg/m 进料板液相平均密度的计算 由tF = 91.5° C,查手册得pA =803.2 kg/m pB = 799.3 kg/m进料板液相的质量分率aA = 0.48 x 78.11 - (0.48 x 78.11+0.52 x 92.13) = 0.439P lfm = 1 - (0.439/814.5+0.561/809.5) = 813.0 精馏段液相平均密度为pLM = (819.67+813.0) /2 = 816.335kg/m4.5 液体平均表面张力依下式计算,即g 工 x o.Im = ii塔顶液相平均表面张力的计算由tD = 80.75° C,查表得oA=21.23 mN/m oB =21.62 mN/moLDM = 0.992x21.23+0.008x21.62 = 21.23 mN/m 进料板液相平均表面张力的计算由tF = 91.5° CbA = 20.03 mN / m bB = 20.53 mN / mP lfM = 0.48 x 20.03 + 0.52 x 20.53 = 20.28 mN / m 精馏段液相平均表面张力为 bLM =(20.28 + 21.23)/2 = 20.76 mN/m4.6 液体平均黏度计算 液相平均黏度依下式计算，即lg巴二工x. lg卄LM i i塔顶液相平均黏度的计算由tD =80.75° C,查手册得巴 =0.306 mpa • s pB = 0.309 mp a slg PLF = 0.99lg 0.302 + 0.01lg 0.306LFM解得 pLFM = 0.302 mpa • s进料板液相平均黏度的计算由 tF = 91.5°C ,查得PA = 0.270 mpa s pB = 0.283 mpa slgpLF =0.48lg0.27 + 0.52lg0.283LFM解得 Plfm = 0.277 mpa • s精馏段液相平均表面张力为Lm0.302+0.277)/2= 0.289mpa s第五章 精馏塔的塔体工艺尺寸计算5.1 塔径的计算精馏段的气、液相体积流率为vs = VMV / 3600 P LM = 419.03 x80.4/3600 x2.95 = 3.17 m3/sLS = LMLM / 3600P LM = 301.5 x81.89/(3600 x816.335) = 0.0084 m3/s由 u maxQ[(Pl—Pv)/Pv】式中C由式计算，其中的C20由图查取，图的横坐标为LHV (PL / PV)0.5 =0.044'V H取板间距Ht = 0.40m ,板上液层高度hL = 0.06M,则HT -hL = 0.40-0.06 = 0.34 m 查得 C20 = 0.072C = C20 9L /20)O-5 = O.068(816.335 / 2O)°・2 = 0.143u = 0.0766 <816.335 — 2.95/J2.95 = 2.375m/smax取安全系数为 0.7,则空塔气速为U = 0.7 u = 0.7 X 2.375 = 1.662 m/smax：4 X 3" 1.662= 1.558 m按标准塔径圆整后为 D = 1.6 m塔截面积为 At = nD2/4 = n 1.62/4 = 1.578 m 2 实际空塔气速为u = 3.17/2.009 = 1.578 m/s5.2 精馏塔有效高度的计算精馏段有效高度为Z精=(N精-1) Ht = (12-1) x 0.4 =4.4第六章 精馏塔的塔板工艺尺寸计算6.1 溢流装置计算因塔径D = 1.2 m 可选用单溢流弓形降液管，采用凹形受液盘。

各项计算如 下：6.1.1 堰长 w取 l = 0.66D = 0.66 x 1.6= 1.056mw6.1.2 溢流堰高度 hww由 h = h — hw l ow 选用平直堰，堰上液层高度 how ，即ow= 0.027m(0.0084x 3600)0.67 1ow2.841000 1.0560.67取板上清液层高度 hl = 80 mm6.1.3弓形降液管宽度Wd和截面积Af由lw= 0.66DWd = 0.127得AF=0.0722ATD故A= 0.0722 A= 0.0722 x2.009 = 0.145 m2WD = 0.124 D = 0.124 x1.6= 0.198 m 算液体在降液管中停留时间，即一 3600A” = — 3600 x 0・145 x 0.4 = 6 904 s0.0084x3600LH 故降液管设计合理 6.1.4 降液管底隙高度Lsh =ho = 36001 u, = h w0=0.047 — 0.027= 0.02 > 0.0067 0.0084 x 3600 0039h = 0.039 mo = 3600 x 1.056 x 0.2=0.053 -0.039 = 0.014 > 0.006故降液管底隙高度设计合理。

6.2 塔板布置0.0084 x 3600° = 3600 x 1.056 x 0.2 = 0.039mhw - h 0提馏段hw - h 0塔板的分块> 800 mm，故塔板采用分块式得，塔板分为4块 边缘区宽度确定W W ， Ws - W ， = 0.065 m ， c = 0.035S 开空区面积计算取，VN 二 S兀d2 TT 0- U4 o6.2.1。