板式塔课程设计-苯—甲苯混合液筛板精馏塔设计.doc

化工单元操作设计板式塔课程设计任务书一、课程名称苯甲苯混合液筛板精馏塔设计二、设计条件年处理量：41600吨/年料液浓度：45.0% （苯的质量分数，下同）塔顶产品浓度：96.64%塔底釜液组成：1.58 % 每年实际生产天数：330天 （每天24小时运行）精馏塔塔顶压强：4 kPa （表压）料液初温：35 冷却水温：30 饱和水蒸气压力：2.5 kgf/cm2 （表压）设备形式：筛板（浮阀）塔进料热状况：泡点进料回流比：自选单板压降： 0.7 kPa全塔效率：ET = 54.2 %产 址：海南地区三、设计内容：1、精馏塔的物料衡算；2、塔板数的确定；3、精馏塔的工艺条件及有关物性数据的计算；4、精馏塔的塔体工艺尺寸计算；5、塔板主要工艺尺寸的计算；6、塔板的流体力学验算；7、塔板负荷性能图；四、设计基础数据其他物性数据查有关手册（1） 苯和甲苯的物理性质 表1项目分子式分子量/沸点/临界温度tc/临界压强Pc/kPa苯C6H678.1180.1288.56833.4甲苯C7H892.13110.6318.574107.7（2）饱和蒸汽压：苯和甲苯的饱和蒸汽压可由Antoine方程式求算。 logP =A-B/(t+C) 式中 t- 物系温度， P-饱和蒸汽压，kPa; A、B、C-Antonie常数 表2组分ABC苯6.0231206.35220.24甲苯6.0781343.94219.58(3)苯和甲苯的液相密度（Kg/m3 ） 表3 温度/ 8090100110120密度（苯）815803.9792.5780.3768.9密度（甲苯）810.0800.2790.3780.3770.0 （4）液体的表面张力（mN/m） 表4温度/ C8090100110120表面张力（苯）21.2720.0618.8517.6616.49表面张力（甲苯）21.6920.5919.9418.4117.31（5）液体粘度(mPa.s） 表5温度/ C8090100110120粘度（苯）0.3080.2790.2550.2330.215粘度（甲苯）0.3110.2860.2640.2540.228目录1.精馏塔的概述.6 1.1塔设备的类型 .6 1.2塔设备的性能指标 .6 1.3板式塔与填料塔的比较.7 1.4精馏原理 .72设计标准.83.设计方案的分析和拟订84.各部分结构尺寸的确定和设计计算.84.1.设计方案的确定.84.2.精馏塔的物料衡算.94.2.1原料液及塔顶、塔底产品的摩尔分数.104.2.2原料液及塔顶、塔底产品的平均摩尔质量.104.2.3物料衡算.104.3.塔板数的确定.114.3.1理论板层数NT的求解.114.3.2实际板层数的求取.144.4.精馏段的工艺条件及有关物性数据的计算.144.4.1 精馏段操作压力计算.144.4.2提馏段操作压力的计算144.4.3操作温度计算154.4.4平均摩尔质量计算164.4.5平均密度的计算174.4.6液体平均表面张力计算204.4.7液体平均黏度的计算.214.5.精馏塔的塔体工艺尺寸的计算.234.5.1.塔径的计算234.5.2精馏塔有效高度的计算254.6.塔板主要工艺尺寸的计算.264.6.1溢流装置计算264.6.2塔板布置294.7.筛板的流体力学验算.304.7.1精馏段.304.7.1.1塔板压降.314.7.1.2液面落差.324.7.1.3液沫夹带.324.7.1.4液漏.324.7.1.5.液泛 .334.7.2提馏段.334.7.2.1塔板压降.344.7.2.2液面落差.344.7.2.3液沫夹带344.7.2.4液漏354.7.2.5.液泛354.8.塔板负荷性能图36 4.8.1.精馏段.364.8.1.1.漏液线364.8.1.2液沫夹带线364.8.1.3液相负荷下限线374.8.1.4液相负荷上限线374.8.1.5液泛线384.8.2.提馏段.394.8.2.1.漏液线394.8.2.2液沫夹带线404.8.2.3液相负荷下限线414.8.2.4液相负荷上限线414.8.2.5液泛线41五、汇总表.435.1.精馏段筛板塔设计计算结果.435.2.提馏段筛板塔设计计算结果.44六、参考资料.46一、精馏塔的概述1.1塔设备的类型设备塔是化工、石油化工、生物化工、制药等生产过程中广泛采用的汽液传质设备。根据塔内汽液接触构件的结构形式，可分为板式塔和填料塔两大类。板式塔内设置一定数量的塔板，气体以鼓泡或喷射形式穿过板上的液层，进行汽液与传热。正常操作下，气相为分散相。液相为连续相，气相组成呈阶梯变化，属逐级接触逆流操作过程。填料塔内装有一定高度的填料层，液体自塔顶沿填料表面下流，气体逆流而上（有时也采用并流向下）流动，汽液两相密切接触进行传质与传热。在正常操作下，气相为连续相，液相为分散相，气相组成呈连续变化，属微分接触逆流操作过程。1.2塔设备的性能指标为获得最大的传质速率，塔设备应该满足两条基本原则：使气、液两相充分接触，适当湍动，以提供尽可能大的传质面积和传质系数，接触后两相又能及时完善分离；在塔内使气、液两相具有最大限度地接近逆流，以提供最大的传质推动力。从工程目的出发，塔设备性能的评价指标如下：通量单位塔截面的生产能力，表征塔设备的处理能力和允许空塔气速；分离效率单位压降塔的分离效果，对板式塔以效率表示，对填料塔以等板高度表示；适应能力操作弹性，表现为对物料的适应性及对负荷波动的适应性。塔设备在兼顾通量大、效率高、适应性强的前提下，还应满足流动阻力低、结构简单、金属消耗量少、造价低、易于操作控制等要求。1.3 板式塔与填料塔的比较工业上，评价塔设备的性能指标主要有以下几个方面：生产能力；分离效率；塔压降；操作弹性；结构、制造及造价。生产能力 填料塔内件的开孔率通常在50%以上，而填料层的孔隙率则超过90%，一般液泛碘较高，故单位塔截面上，填料塔的生产能力一般均高于板式塔。分离效率 一般情况下，填料塔具有较高的分离效率。在减压、常压和低压（压力小于0.3MP）操作下，填料塔的分离效率明显优于板式塔，在高压操作下，板式塔的分离效率略优于填料塔。塔压降 填料塔由于空隙率高，故其压降远远小于板式塔。操作弹性 一般来说，填料本身对气液变化的适用很大，故填料塔的操作弹性一般较大，而板式塔的操作弹性较小。结构、制造及造价 填料塔的结构较板式塔简单，故制造、维修也较为方便，但填料塔的造价通常高于板式塔。1.4精馏原理塔分离均相液态混合物的原理：蒸气由塔底进入，与下降液进行逆流接触，两相接触中，下降液中的易挥发(低沸点)组分不断地向蒸气中转移，蒸气中的难挥发(高沸点)组分不断地向下降液中转移，蒸气愈接近塔顶，其易挥发组分浓度愈高，而下降液愈接近塔底，其难挥发组分则愈富集，达到组分分离的目的。由塔顶上升的蒸气进入冷凝器，冷凝的液体的一部分作为回流液返回塔顶进入精馏塔中，其余的部分则作为馏出液取出。塔底流出的液体，其中的一部分送入再沸器，热蒸发后，蒸气返回塔中，另一部分液体作为釜残液取出。二、设计标准HG/T20569-94机械搅拌设备GB150-1998钢制压力器TCEDS8-90压力容器强度计算书统一格式CD130A20-86化工设备设计文件编制规定压力容器安全技术监察规程压力容器压力管道设计单位资格许可与管理规则GB150钢制压力容器三、设计方案的分析和拟订工业上，塔设备主要用于蒸馏和吸收传质单元操作，根据任务书知，板式塔的生产能力低，要求的分离效率也不高，且填料塔的结构要求高，造价高，而板式塔的结构简单，制造、维修方便，所以选用板式塔四各部分结构尺寸的确定和设计计算4.1.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。设计采用泡点进料，将原料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。流程图如下图板式塔大致可分为两类：一类是有降液管的塔板，如泡罩、浮阀、筛板、导向筛板、新型垂直筛板、舌形、S型、多降液管塔板等；另一类是无降液管的塔板，如穿流式筛板（栅板）、穿流式波纹板等。工业应用较多的是有降液管的塔板，如筛板、浮阀、泡罩塔板等。4.2.精馏塔的物料衡算已知参数：苯、甲苯混合液处理量，F41600t/年；料液浓度：45.0% （苯的质量分数，下同）塔顶产品浓度：96.64%塔底釜液组成：、1.58 % 回流比：自选单板压降： 0.7 kPa全塔效率：ET = 54.2 %进料热状况：泡点进料 4.2.1原料液及塔顶、塔底产品的摩尔分数苯的摩尔质量 MA=78.11kg/kmol甲苯的摩尔质量 MB=92.13 kg/kmolxf =(0.45/78.11)/(0.45/78.11+0.55/92.13)=0.491xD =(0.9664/78.11)/(0.9664/78.11+0.0336/92.13)=0.972xW=（0.0158/78.11）/(0.9842/92.13+0.0158/78.11)=0.01884.2.2原料液及塔顶、塔底产品的平均摩尔质量Mf=0.491×78.11+(1-0.491) ×92.13=85.23 kg/KmolMD=0.972×78.11+(1-0.972) ×92.13=78.50 kg/KmolMW=0.0188×78.11+(1-0.0188) ×92.13=91.87 kg/Kmol4.2.3物料衡算原料处理量F F=(41600×1000)/(330×24×85.23)=61.63 kmol/h总物料衡算 61.63=D+W 代入苯物料衡算 61.63×0.491=0.972D+0.0188W联立得 29.101=0.92532D 得 D=30.53 kmol/h W=31.10 kmol/h4.3.塔板数的确定4.3.1理论板层数NT的求解苯甲苯为理想物系,可采用图解法求理论板层数。由任务书给定的苯、甲苯组分的饱和蒸气压数据（表6）， 表6苯-甲苯组分的饱和蒸气压数据温度（）80.0284889296100104108114P苯 (kPa)101.11131127.3143.4160.1179.7198.8220.6232.5P甲苯 (kPa)39.944.350.557.565.674.383.193.7101.1可得苯甲苯物系的气液平衡数据，如表7所示：表7苯-甲苯气液平衡数据t（）80.0284889296100104108114x苯1.0000.8230.6590.5080.3760.2560.1550.0580y甲苯1.0000.9220.8300.7200.5960.4530.3040.1280根据气液平衡数据，可绘出xy图，如下图（11）图11苯甲苯的平衡曲线根据平衡曲线图，可求出理论板数：图12 图解法求理论板数 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1-1中对角线上，自点e(0.491,0491)作垂线（q线），该线与平衡线的交点坐标为：yq=0.700 xq=0.491故最小回流比为Rmin= (xD-yq)/(yq-xq)=(0.927-0.700)/(0.700-0.491)=1.086 取操作回流比为R=2 Rmin =2.172求精馏塔的气、液负荷L=RD=2.172×30.53=66.31Kmol/hV=(R+1)D=(2.172+1)×30.53=96.84 Kmol/hL= L+F = 66.31+61.63=127.94 Kmol/hV=V=96.84 Kmol/h求操作线方程精馏段操作线方程为: y=(L/V)x+(D/V)* xDy=(66.31/96.84)x+(30.53/96.84) ×0.972=0.684x+0.515提馏段操作线方程为y=(L/V)x-（W/V） * xWy=(127.94/96.84)x-(31.10/96.84) ×0.0188=1.321x-0.00584图解法求理论板层数采用图解法求理论板层数，如图12所示。求解结果为总理论板层数=13.5(包括再沸器)进料板位置64.3.2实际板层数的求取精馏段实际板层数 N精=5/0.480=10.410提馏段实际板层数N提=8.5/0.480=17.7184.4.精馏段的工艺条件及有关物性数据的计算4.4.1 精馏段操作压力计算塔顶操作压力 KPa每层塔板压降 P=0.7 KPa进料板压力 PD=105.33+0.7×10=112.3 KPa精馏段平均压力 Pm=(105.33+112.3)/2=108.8 KPa4.4.2提馏段操作压力的计算塔底操作压力 PW=105.33+0.7×27=124,.2 KPa提馏段平均压力 Pm=(112.3+124.2)/2=118.25 KPa4.4.3操作温度计算根据苯甲苯在不同温度下的饱和蒸汽压数据，可知在不同温度下的气液平衡数据，可绘得苯氯苯的txy图，见下图图13苯-甲苯的气液平衡相图 依据操作压力，有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： 在塔顶操作压力下，PD=105.3 KPa，设泡点的温度为t=82.02，有（1）、（2）式分别求得 4.4.4平均摩尔质量计算塔顶平均摩尔质量计算由xD=y1=0.972，查得平衡曲线（见图12），得x1=0.932 MVDm=0.972×78.11+(1-0.972) ×92.13=78.57kg/kmol MLDm=0.932×78.11+(1-0.932) ×92.13=79.06kg/kmol进料板平均摩尔质量计算 由图解理论板（见图12），得yF= 0.681查平衡曲线（见图12）得xF=0.480MVFm=0.681×78.11+(1-0.681) ×92.13=82.58kg/kmolMLFm=0.480×78.11+(1-0.480) ×92.13=85.40 kg/kmol塔底平均摩尔质量计算由图1-2，得X13=0.032 y13=0.063 MVWm =0.063×78.11+(1-0.063) ×92.13=91.24 kg/kmol MVWm =0.032×78.11+(1-0.032) ×92.13=91.61 kg/kmol精馏段平均摩尔质量计算MVm(精) =（78.57+82.58）/2=80.58 kg/kmolMLm(精)=(85.40+79.06)/2=82.23 kg/kmol提馏段平均摩尔质量计算M Vm(提) =（82.58 +91.24）/2=86.91 kg/kmolM Lm(提)=(85.40+91.61)/2=88.51 kg/kmol4.4.5平均密度的计算<1>精馏段计算气相平均密度计算由理想气体状态方程计算液相平均密度的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:由表3画出图1-4苯和甲苯的t-关系图 图1-4t D =82 由图1-4得： 进料板液相平均密度的计算：t F=94.1 由图1-4得：进料板液相的质量分数A=（0.480×78.11）/0.48×78.11+(1-0.48) ×92.13=0.381精馏段液相平均密度为<2>提馏段计算 气相平均密度计算又理想气体状态方程计算，即液相平均密度的计算液相平均密度依下式计算，即 塔底液相平均密度的计算:t W =116.5 由图1-4得： 进料板液相平均密度的计算：t F=94.1 由图1-4得：进料板液相的质量分数A=（0.480×78.11）/0.48×78.11+(1-0.48) ×92.13=0.381提馏段液相平均密度为Lm=(773.42+795.8)/2=784.6kg/m34.4.6液体平均表面张力计算<1>精馏段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 由表4 画出图1-5图1-5 t D =82 由图1-5得： 进料板液相平均表面张力的计算：t F=94.1 由图1-5得：则精馏段液相平均表面张力：<2>提馏段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t W=116.5 由图1-5得进料板液相平均表面张力的计算：t F=94.1 由图1-5得：则提馏段液相平均表面张力：4.4.7液体平均黏度的计算<1>精馏段计算液体平均黏度依下式计算 塔顶液相平均粘度的计算：由表5 画出图1-6苯和甲苯的t-关系图 图1-6t D =82 由图1-6得A=0.302mPas , B=0.306 mPaslgLDm=0.972×lg(0.302)+(1-0.972) ×lg(0.306)解得LDm=0.309 mPas进料板液相平均粘度的计算由 由图1-6得解出则精馏段液相平均粘度为：Lm=（LDm+LFm）/2=(0.309+0.273)/2=0.291Pa·S<2>提馏段计算液体平均黏度依下式计算 塔顶液相平均粘度的计算：t W=116.5 由图1-6得解出进料板液相平均粘度的计算由 由图1-6得解出则提馏段液相平均粘度为：Lm=（LDm+LFm）/2=(0.238+0.273)/2=0.255Pa·S4.5.精馏塔的塔体工艺尺寸的计算 4.5.1.塔径的计算（1）精馏段的计算精馏段的气、液相 体积流量为式中C由计算，其中的C20由图5-1查取。图的横坐标为 板间距与塔径关系表7塔径DT，m0.30.50.50.80.81.61.62.42.44.0板间距HT，mm200300250350300450350600400600根据上表，取板间距HT=0.45m,板上液层高度,则 查课本图51得 取安全系数为0.6，则空塔气速为 按标准塔径圆整后为 塔截面积为 实际空塔气速为 u=Vs/AT=0.729/1.33=0.548m/s（1） 提馏段的计算精馏段的气、液相 体积流量为式中C由计算，其中的C20由图5-1查取。图的横坐标为 根据上表，取板间距HT=0.45m,板上液层高度,则 查课本图51得 取安全系数为0.6，则空塔气速为 按标准塔径圆整后为 塔截面积为 实际空塔气速为 u=Vs/AT=0.715/1.13=0.633m/s4.5.2精馏塔有效高度的计算精馏段有效高度为 提馏段有效高度为 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=4.6.塔板主要工艺尺寸的计算4.6.1溢流装置计算<1>精馏段因塔径D=1.3m,可选用单溢流堰弓形降液管，采用凹形受液盘，各项计算如下：1.堰长取堰长为 2.溢流堰的高度 由 选取平直堰，堰上液层高度，由下式计算 近似取E=1，则 取上层清液层高度3.弓形降液管宽度和截面积由 查图课本5-7，得 故 依5验算液体在降液管中停留时间，即 故降液管设计合理。4.降液管底隙高度 取 降液管底隙的流速u0=0.07m/s则 故降液管底隙高度设计合理选用凹形受液盘，深度hw=60mm<1>提馏段因塔径D=1.2m,可选用单溢流堰弓形降液管，采用凹形受液盘，各项计算如下：1.堰长取堰长为 2.溢流堰的高度 由 选取平直堰，堰上液层高度，由下式计算 近似取E=1，则 取上层清液层高度3.弓形降液管宽度和截面积由 查图课本5-7，得 故 依5验算液体在降液管中停留时间，即 故降液管设计合理。4.降液管底隙高度 取 则 故降液管底隙高度设计合理选用凹形受液盘，深度hw=60mm4.6.2塔板布置<1>精馏段1.塔板的分块因D800mm，故塔板采用整块式。查表5-3得，塔极分为3块。2.边缘区宽度确定开孔区面积计算取， 3.开孔区面积计算由式：计算开空区面积，其中：4.筛孔计算及其排列本例所处理的物系无腐蚀性，可选用碳钢板，取筛孔直径。筛孔按正三角形排列，取孔中心距t为：mm 筛孔数目为n 开孔率为 气体通过阀孔的气速为 <2>提馏段1.塔板的分块因D800mm，故塔板采用整块式。查表5-3得，塔极分为3块。2.边缘区宽度确定开孔区面积计算取， 3.开孔区面积计算由式：计算开空区面积，其中：4.筛孔计算及其排列本例所处理的物系无腐蚀性，可选用碳钢板，取筛孔直径。筛孔按正三角形排列，取孔中心距t为：mm 筛孔数目为n 开孔率为 气体通过阀孔的气速为 4.7.筛板的流体力学验算4.7.1.精馏段4.7.1.1塔板压降干板阻力计算 干板阻力由下式计算 由，查干筛孔的流量系数图，得， 故 液柱气体通过液层的阻力的计算 气体通过液层的阻力由式计算， 查充气系数关联图，得 故m液柱 液体表面张力的阻力h计算液体表面张力的阻力h计算h=（4L）/Lgd0)=(4×20.01×10-3)/(819.27×9.81×0.0065)=0.0015m液柱气体通过每层塔板的液柱高度可按下式hp计算，即hp= h+ hc + hl =0.0015+0.0264+0.0434=0.0713m液柱气体通过每层塔板的压降为 （设计允许值）4.7.1.2液面落差 对于筛板塔，液面落差很小，且本例的塔径和流量均不发，故可忽略液面落差的影响。4.7.1.3液沫夹带 液沫夹带由下式计算 故 kg液/kg气<0.1kg液/kg气 故在本设计中液沫夹带在允许范围内。 4.7.1.4液漏 对筛板塔，漏液点气速，可由下式计算 实际孔速 稳定系数为 故在本设计中无明显漏夜。 4.7.1.5.液泛 为防止塔内发生液泛，降液管内液层高度应服从下式的关系 苯甲苯物系属一般物系，取，则 而 板上不设进口堰，可由下式计算，即 液柱所以 ， 即0.142m液柱0.255 m液柱故在本设计中不会发生液泛现象4.7.2.提馏段4.7.2.1塔板压降干板阻力计算 干板阻力由下式计算 由，查干筛孔的流量系数图，得， 故 液柱气体通过液层的阻力的计算 气体通过液层的阻力由式计算， 查充气系数关联图，得 故m液柱 液体表面张力的阻力h计算液体表面张力的阻力h计算h=（4L）/Lgd0)=(4×18.83×10-3)/(784.6×9.81×0.0065)=0.0015m液柱气体通过每层塔板的液柱高度可按下式hp计算，即h'p= h+ hc + hl =0.0015+0.034+0.0441=0.0798m液柱气体通过每层塔板的压降为 （设计允许值）4.7.2.2液面落差 对于筛板塔，液面落差很小，且本例的塔径和流量均不发，故可忽略液面落差的影响。4.7.2.3液沫夹带 液沫夹带由下式计算 故 kg液/kg气<0.1kg液/kg气 故在本设计中液沫夹带在允许范围内。 4.7.2.4液漏 对筛板塔，漏液点气速，可由下式计算 实际孔速 稳定系数为 故在本设计中无明显漏夜。 4.7.2.5.液泛 为防止塔内发生液泛，降液管内液层高度应服从下式的关系 苯甲苯物系属一般物系，取，则 而 板上不设进口堰，可由下式计算，即 液柱所以 ， 即0.156m液柱0.234 m液柱故在本设计中不会发生液泛现象4.8.塔板负荷性能图4.8.1.精馏段4.8.1.1漏液线由 得 整理得 在操作范围内，任取几个Ls值，依上式计算出Vs值，计算结果列于下表所示LS,m3/s0.00060.00150.00300.0045VS,m3/s0.4770.4880.5020.514由上表数据即可作出漏液线14.8.1.2液沫夹带线以气为限，求关系如下：故 整理得：在操作范围内，任取几个Ls值，依上式计算出Vs值，计算结果列于下表所示0.00060.00150.00300.00452.2092.1232.0121.918由上表数据即可作出液沫夹带线24.8.1.3液相负荷下限线 对于平直堰，取堰上液层高度作为最小液体负荷标准。由下式计算取E=1，则据此可作出与气体流量无关的垂直液相负荷下限线34.8.1.4液相负荷上限线以作为液体在降液管中停留时间的下线，由下式计算故 据此可作出与气体流量无关的垂直液相负荷上限线4。4.8.1.5液泛线令由;连立得忽略，将的关系式代入上式，并整理得式中 带入有关数据得 故 Vs2=2.93-4005.93Ls2-22.96 Ls 2/3在操作范围内，任取几个Ls值，依上式计算出Vs值，计算结果列于下表所示0.00060.00150.00300.00451.6641.6211.5571.495依表中数据作出液泛线5， 在负荷性能图上，作出操作点A，连接OA，即可作出操作线。由图课看出，改筛板的操作上限为液泛控制，下限为液漏控制。由图7得， 故操作弹性为Vs,max/V s,min=1.4684/0.4786=3.0684.8.2.提馏段4.8.2.1漏液线由 得 整理得 在操作范围内，任取几个Ls值，依上式计算出Vs值，计算结果列于下表所示LS,m3/s0.00060.00150.00300.0045VS,m3/s0.4130.4250.4380.449由上表数据即可作出漏液线14.8.