板式精馏塔设计(使用)说明书(共18页).doc

精选优质文档-倾情为你奉上课 程 设 计 说 明 书 课程名称: 化工原理课程设计设计题目： 苯-甲苯分离过程板式精馏塔院 系： 化学与环境工程学院学生姓名： 学 号： 专业班级： 09有机化工生产技术（二）班指导教师： 2011年5月8日苯甲苯板式精馏塔摘要：塔设备是化工炼油生产中最重要的设备之一，它可使气液或液液两相之间进行紧密接触，达到相际传质及传热的目的。常见的可在塔设备中操作的有：精馏、吸收、解析和萃取等，此外，工业气体的冷却与回收，气体的湿法净制和干燥以及兼有气液两相传质和传热的增湿减湿等。在化工或炼油厂中，塔设备的性能对于整个产业质量、生产能力和消耗定额及三废处理和环境保护等各方面都有重大影响。据有关资料报道塔设备的资料费用占整个工艺设备投资费用的较大比例。因此，塔设备的设计和研究，受到化工炼油等行业的极大重视。根据任务设计书，此设计的塔形为筛板塔采用连续精馏。关键词： 饱和蒸汽压、回流比、塔顶、塔釜、进料板、泡点进料等。板式精馏塔设计说明书一 设计题目苯甲苯精馏塔的工艺设计二 设计内容1精馏塔的工艺计算2精馏塔的结构设计及流体力学计算3绘制精馏塔工艺条件图三 工艺条件1进料量为5500kg/h,泡点进料2原料液组成为0.5（笨的质量分数，下同）3塔顶采用全凝器，部分产品会留，不分产品冷凝后储存4塔顶流出液组成为0.96,塔底釜液组成为0.015操作压力为4kPa(塔顶表压)；6回流比与最小回流比的比值自选;7单板压降不大于0.7kPa;8全塔效率Et=52%;四 设计项目1设计方案的确定；2精馏塔的物料横算；3塔板数的确定；4精馏塔的工艺条件及有关物性数据的计算；5精馏塔的塔体工艺尺寸计算；6塔板主要工艺尺寸计算；7筛板的流体力学验算；8塔板负荷性能图；五 设计计算（一）设计方案的确定本设计任务为分离苯甲苯混合物。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入精馏塔内。塔顶上升蒸汽采用全凝器冷凝，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。该物系属于易分离物系，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。（二）精馏塔的物料横算1.原料液及塔顶塔底产品的摩尔分率苯的摩尔质量 MA=78.11kg/kmol甲苯的摩尔质量 MA=92.13kg/kmolxF = 0.541xD = 0.966xW = 0.0122.原料液及塔顶、塔底产品的平均摩尔质量Mf=0.541×78.11（10.541）×92.13=84.55/molMd=0.966×78.11（10.966）×92.13=78.59/molMw=0.012×78.11（10.012）×92.13=91.96/mol3.物料横算原料处理量 F=5500/84.55=65.05kmol/h总物料横算 65.05=DW苯物料横算 65.05×0.541=0.966D0.012W 联立解得 D= 36.07kmol/h W =28.98kmol/h (三)塔板数的确定苯甲苯属理想物系，可采用图解法求理论板层数。确定指定压力下溶液的泡点需用试差法。我们先假设t为某个值，用安托尼方程计算出PA*、PB*,在代人泡点方程算出xa与给定的xa较看是否相等，若计算值偏小则初设泡点偏高，再设泡点，直至xa与给定值近似为止，此时即为泡点温度，算出PA*、PB*从而求出由气液平衡方程 可在两组分溶液的xy图上画出气液平衡线因为q=1,根据 知q线(xf,yf)，且垂直于x轴，与对称轴 交于e点，与平衡线交于g点，从图上可读出g点对应的x、y值，y=0.75,x=0.541;故最小回流比为 取操作回流比为 R=2Rmin=2×1.033=2.066求精馏塔的气、液相负荷L=RD=2.066×36.07=74.52kmol/hV=（R1）D=3.066×36.07=110.59kmol/hL=LF=74.5265.05=139.57kmol/hV=V=110.59kmol/h求操作线方程 精馏段操作线方程为 =0.674x0.315 L W提馏段操作线方程为 y=x- xw=0.262x0.0034 V V图解法求理论板层数（如图1）总理论板层数 NT=12进料板位置 NF=5精馏段实际板层数 N精=4÷0.528提馏段实际板层数 N提=8÷0.5216（四）精馏塔的工艺条件及有关物性数据的计算（以精馏段为例计算）1.操作压力计算塔顶操作压力 PD=101.34=105.3kPa每层塔板压降 P0.7kPa进料板压力 PF=105.30.7×8=110.9kPa精馏段平均压力 Pm=(105.3110.9)÷2=108.1kPa2.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。塔顶温度 td=82.3进料板温度 tf=92.3精馏段平均温度 tm=87.33.平均摩尔质量计算塔顶平均摩尔质量计算由xd=y1=0.966,查平衡曲线得 x1=0.92Mvdm=0.966×78.11(10.966)92.13=78.59kg/kmolMldm=0.92×78.11(10.92)92.13=79.23kg/kmol进料板平均摩尔质量计算由图解理论板得 yf=0.738查平衡曲线得 xf=0.518Mvfm=0.738×78.11（10.783）92.13=81.78kg/kmolMlfm=0.518×78.11（10.518）92.13=84.87kg/kmol精馏段平均摩尔质量Mvm=（78.5981.78）/2=80.185kg/kmolMlm=（79.2384.87）/2=82.05kg/kmol4.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=108.1×80.185÷8.314÷（90.8273.15）=2.865kg/m3（2）液相平均密度计算 1/lm=i/i塔顶液相平均密度的计算由Td=82.3,查手册得 a=812.16/m³ b=807.7/m³ldm=1/(0.96/812.160.04/807.7)=812.02/m³进料板液相平均密度的计算由tF=92.3,查手册得 a=802.365/m³ b=798.42/m³进料板液相的质量分率 aA=0.518×78.11÷（0.518×78.110.482×92.13）=0.467LFm=1/(0.467/802.3650.542/798.42)=800/m³精馏段液相平均密度为 Lm=806.01/m³5.液体平均表面张力计算液相平均表面张力计算 Lm=xii塔顶液相平均表面张力计算由tD=82.3,查手册得 A=21.234mN/m B=21.397mN/mLDm=0.966×21.2340.034×21.397=21.24mN/m进料板液相平均表面张力计算由tF=92.3, 查手册得 A=19.786mN/m B=20.108mN/mLFm=0.518×19.7860.482×20.108=19.94mN/m精馏段液相平均表面张力为 Lm=(21.2419.94)/2=20.59mN/m6.液体平均粘度计算液相平均粘度计算 Lm=xii塔顶液相平均粘度的计算由tD=82.3,查手册得 A=0.302mPa·s B=0.306 mPa·sLDm=0.966(0.302)0.034(0.306)解出 LDm=0.302 mPa·s进料板液相平均粘度的计算由tF=92.3, 查手册得 A=0.256mPa·s B=0.265 mPa·sLFm=0.388(0.265)0.612(0.265)解出 LFm=0.261 mPa·s精馏段液相平均粘度为 Lm=(0.3020.261)/2=0.282 mPa·s(五)精馏塔的塔体工艺尺寸计算1.塔径的计算精馏段的气液相体积流率为由由图查取，图的横坐标为取板间距Ht=1.4m,板上液层高度hl=0.06m,则 Hthl=0.40.06=0.34m查图得 C20=0.072 =0.072(20.41/20)0.2=0.0724取安全系数为0.75，则空塔气速为 u=0.75umax=0.75×1.206=0.905m/s按标准塔径圆整后 D=1.2m塔截面积 At=D²/4=3.14×1.2²/4=1.13实际空塔气速 u=0.86/1.13=0.761m/s2.精馏塔有效高度的计算精馏段有效高度为 Z精=（N精1）Ht=（81）×0.4=2.8m提留段有效高度为 Z提=（N提1）Ht=(161)×0.4=6m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=2.8+6+0.8=9.6m（六）塔板主要工艺尺寸的计算1.溢流装置计算因塔径D=1.2m可选用单溢流弓形降液管，采用凹形受液盘。 堰长 lw=0.7D=0.7×1.2=8.4m 溢流堰高度 hw=hl-how选用平直堰，堰上液层高度how=2.84E（Lh/lw）/1000近似取E=1，则 how=2.84×1×（0.0021×3600÷0.84）/1000=0.0123m取板上清液层高度 hl=60故 hw=0.060.0123=0.0477m弓形降液管宽度Wd和截面积Af由lw/D=0.7 查图得 Af/At=0.093 Wd/D=0.124故Af=0.093×1.13=0.105Wd=0.151×1.2=0.181m验算液体在降液管中停留时间，即=3600AfHt/Lh=3600×0.105×0.4÷0.0021÷3600=20s>5s故降液管设计合理降液管底隙高度h。 h。=Lh/3600lwu。=0.0021÷0.84÷0.08=0.0312取 u。=8m/s则 h。=0.0021÷0.84÷0.08=0.0312m hwh。=0.0477-0.0312=0.0165m0.006m故降液管底隙高度设计合理。选用凹形受液盘，深度hw=50mm。2.塔板布置塔板的分块因D800mm，故塔板采用分块式。查表得，塔板分为3块。边缘区宽度确定取 开孔区面积计算开孔区面积 其中 x=D/2（WdWs）=1.2/2（0.1810.07）=0.349m r=D/2Wc=1.2/20.04=0.56m故 筛孔计算及其排列本例处理的物系无腐蚀性，可选用=3碳钢板，取筛孔直径d。=5mm。筛孔按正三角形排列，取孔心距 t=3d。=3×5=15筛孔数目 n=1.155Aa/t²=1.155×0.727/0.015²=3732个开孔率 =0.907（d。/t）²=0.907(0.005/0.015)²=10.1气体通过阀孔的气速 u。=Vs/Aa=0.86/(0.101×0.727)=11.71m/s(七)筛板的流体力学验算1.塔板压降干板阻力hc的计算由d。/=5/3=1.67,查图得，c。=0.772故hc=0.051(u。/c。)²（v/L）=0.051（11.71/0.772）²（2.892/806.01）=0.0421m气体通过液层的阻力h1的计算 h1=hLua=Vs/(AT-Af)=0.825/（1.13-0.105）=0.831m/s 查图得， =0.6故 hl=hL=（hw+how）=0.6(0.0477+0.0123)=0.036m液注液体表面张力的阻力h计算h=4L/Lgd。=4×20.59×10-³/（806.01×9.81×0.005）=0.00208m气体通过每层塔板的液注高度hp的计算hp=hc+hl+h=0.04210.0360.00208=0.0802m液注气体通过每层塔板的压降为 Pp=hpLg=0.08×806.01×9.81=634.13pa0.7kpa（设计允许值）2.液面落差对于筛板塔，液面落差很小，且本例的塔径和液流量均不大，故可忽略液面落差的影响。3.液沫夹带 ev=(5.7×10-6/L)×ua/(HT-hf)3.2 hf=2.5hL=2.5×0.06=0.15ev=(5.7×10-³/20.59) 0.831/(0.40.15)3.2=0.0129kg液/kg气<0.1 kg液/kg气故在本设计中液沫夹带量ev在允许范围内。4.漏液 对筛板塔， 实际孔速 u。=11.71> u。,min稳定系数为 K=u。/ u。,min=11.71/6.033=1.94(2>1.94>1.5)故在本设计中无明显漏液。5.液泛为防止塔内发生液泛，降液管内液层高Hd应服从Hd(HThw)苯甲苯物系属一般物系，取=0.5，则（HThw）=0.5×（0.40.0477）=0.2238m而 Hd=hp+hL+hd hd=0.153(u。)²=0.153（0.08）²=0.001液注 Hd=0.08020.060.001=0.1502m液注 Hd(HThw)故在本设计中不会液泛现象。（八）塔板负荷性能图1.漏液线由 hL=hw+how how=2.84E（Lh/lw）/1000得整理得： 在操作范围内，任取几个Ls值，依上式计算出Vs值，计算结果列于表中Ls,m³/s0.00060.00150.00300.0045Vs,m³/s0.42380.43590.44920.4622由上表数据即可作出漏液线1.2.液沫夹带线以ev=0.1 kg液/kg气为限，求VsLs关系如下：由 ev=(5.7×10-6/L)×ua/(HT-hf)3.2 ua=Vs/(AT-Af)=Vs/(1.13-0.105)=0.9756Vs hf=2.5hL=2.5（hw+how） hw=0.0477 how=2.84×1×（3600Ls/0.84）÷1000=0.749Ls故 hf=0.12+1.872Ls HT-hf=0.28-1.872 Ls ev=(5.7×10-6/20.59×10-3)×0.9756Vs/(0.28 -1.872 Ls)3.2=0.1整理得 Vs=1.808-12.089 Ls在操作范围内，任取几个Ls值，依上式计算出Vs值，计算结果列于表中Ls,m³/s0.00060.00150.00300.0045Vs,m³/s1.7221.651.5571.478由上表数据即可作出液沫夹带线2.3液相负荷下限线对于平直堰,取堰上液层高度how=0.006m作为最小液体负荷标准。how=2.84E（3600Ls/lw）÷1000=0,006取E=1，则 Ls,min=(0.006×1000/2.84)³/²×0.84/3600=0.m³/s据此可作出与气体流量无关的垂直液相负荷下限线3.4.液相负荷上限线以=4s作为液体在降液管中停留时间的下限，=AfHt/Ls=4故 Ls,min= AfHt/4=0.105×0.40/4=0.0105m³/s据此可作出与气体流量无关的垂直液相负荷上限线4.5.液泛线令 Hd=（HT+hw）由 Hd=hp+hL+hd;hc+hl+h;hl=hL;hL=hw+how联立得 HT+(-1)hw=(+1)how+hc+hd+h整理得aVs²=bcL²sdLs式中 a=(0.051v/L )/（A。c。）²=0.057 b= +(-1)hw=0.1475 c=0.153/（lwh。）²=222.8 d=2.84×10-³E（1+）（3600/lw）=1.2故 Vs²=2.593908.77 L²s21.05 Ls在操作范围内，任取几个Ls值，依上式计算出Vs值，计算结果列于表中Ls,m³/s0.00060.00150.00300.0045Vs,m³/s1.5621.5181.4661.392由上表数据即可作出液泛线5.根据以上各线方程，可作出筛板塔的负荷性能图，如同（2）所示 在负荷性能图上，作出操作点A，连接OA，即做出操作线。由图可看出，该筛板的操作上限为。液沫夹带控制，操作下限为漏液控制。由图（2）查得 Vs,max=1.518m³/s Vs,min=0.436m³/s故操作弹性为 Vs,max/ Vs,min=1.518/0.436=3.482所设计筛板的主要结果汇总与下表。筛板塔设计计算结果序号项目数值1平均温度 ,87.32平均压力 Pm,kPa108.13气相流量 Vs,（m³/s）0.8524液相流量 Ls, （m³/s）0.00215实际塔板数246有效段高度 Z,m9.67塔径 ,m1.28板间距 ,m0.49溢流形式单溢流 10降液管形式弓形11堰长 ,m0.8412堰高,.m0.047713板上液层高度 ,m0.0614堰上液层高度 ,m0.012315降液管底隙高度 ,m0.031216安全区宽度 ,m0.0717边缘区宽度 ,m0.0418开孔区面积 ,0.727019筛孔直径 ,m0.00520筛孔数目373221孔中心距 ,m0.01522开孔率 %10.123空塔气速 ,m/s0.75424筛孔气速 ,m/s11.7125稳定系数1.9426每层塔板压降 ,Pa634.1327负荷上限液泛控制28负荷下限漏液控制29液沫夹带 ev,(kg液/kg气)0.012930气相负荷上限 , （m³/s）1.51831气相负荷下限 ,（m³/s）0.43632操作弹性3.482指导教师评语：课程设计报告成绩： ，占总成绩比例： 课程设计其它环节成绩：环节名称： ,成绩： ，占总成绩比例： 环节名称： ,成绩： ，占总成绩比例： 环节名称： ,成绩： ，占总成绩比例： 总成绩： 指导教师签字：年 月 日本次课程设计负责人意见： 负责人签字：年 月 日专心-专注-专业