板式塔课程设计.doc

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1、化 工 原 理课 程 设 计 设计题目： 板式塔设计 姓 名： 谭飞 班 级： 2011级化工（2）班 学 号： 7 指导老师： 唐小华 日 期： 2014 -02 板式塔设计任务书题目： 苯甲苯精馏塔设计任务及操作条件：生产能力（精馏塔进料量） 90037 吨年操作周期: 7200小时年进料组成:苯含量25（质量分率，下同）塔顶产品组成 97塔底产品组成 1% 操作条件：塔顶操作压力 自选 （表压）进料热状态: 泡点进料 两侧流体的压降： 7 kPa工作地点：甘肃省兰州市西北师范大学设计项目： (1) 物料衡算(2) 理论塔板数(3) 实际塔板数(4) 塔径设计(5) 堰及降液管设计(6)

2、负荷性能图(7) 热量衡算 (8)辅助设备选型与计算(9)设计结果汇总(10）绘制工艺流程图及精馏塔工艺条件图（2#图纸）目 录1. 流程和工艺条件的确定和说明12. 操作条件和基础数据12.1. 操作条件12.2. 基础数据13. 精馏塔的物料衡算13.1. 原料液及塔顶、塔顶产品的摩尔分率13.2. 原料液及塔顶、塔底产品的平均摩尔质量23.3. 物料衡算24. 塔板数的确定24.1. 理论塔板层数NT的求取24.1.1. 绘t-x-y图和x-y图24.1.2.最小回流比及操作回流比的确定44.1.3.精馏塔气、液相负荷的确定44.1.4. 求操作线方程44.1.5. 图解法求理论板层数4

3、4.2. 实际塔板数的求取45. 精馏塔的工艺条件及有关物性的计算45.1. 操作压力计算55.2. 操作温度计算55.3. 平均摩尔质量计算55.4.平均密度计算65.4.1. 气相平均密度计算65.4.2. 液相平均密度计算65.5. 液体平均表面张力计算65.6.液体平均黏度计算75.7. 全塔效率计算75.7.1. 全塔液相平均粘度计算75.7.2. 全塔平均相对挥发度计算85.7.3. 全塔效率的计算96. 精馏塔的塔体工艺尺寸计算96.1. 塔径的计算96.2. 精馏塔有效高度的计算107. 塔板主要工艺尺寸的计算107.1. 溢流装置计算107.1.1. 堰长lW107.1.2.

4、 溢流堰高度hW107.1.3. 弓形降液管宽度Wd和截面积Af107.1.4. 降液管底隙高度h0117.2. 塔板布置117.2.1. 塔板分布117.2.2. 边缘区宽度确定117.2.3. 开孔区面积计算117.2.4. 筛孔计算及其排列118. 筛板的流体力学验算128.1. 塔板压降128.1.1. 干板阻力hc计算128.1.2. 气体通过液层的阻力h1计算128.1.3. 液体表面张力的阻力h计算128.2. 液面落差138.3. 液沫夹带138.4. 漏液148.5. 液泛149. 塔板负荷性能图149.1. 漏液线159.2. 液沫夹带线169.3. 液相负荷下限线169.

5、4.液相负荷上限线179.5.液泛线1710. 主要工艺接管尺寸的计算和选取1910.1. 塔顶蒸气出口管的直径dV1810.2. 回流管的直径dR1910.3. 进料管的直径dF1910.4. 塔底出料管的直径dW1911. 塔板主要结构参数表1912. 设计实验小结2013.参考文献2014. 附图（工艺流程简图、主体设备设计条件图）211. 流程和工艺条件的确定和说明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，其余部分经产品冷凝冷却后送至

6、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1.4倍。塔釜采用间接蒸汽加热，塔底产品经冷却后送至储罐。2. 操作条件和基础数据2.1. 操作条件塔顶压力 常压 进料热状态 泡点进料 回流比 1.4倍 塔底加热蒸气压力 0.5Mpa（表压） 单板压降 0.7kPa。2.2. 基础数据进料中苯含量（质量分数） 25%塔顶苯含量（质量分数） 97%塔釜苯含量（质量分数） 1%生产能力（吨/年） 900373. 精馏塔的物料衡算3.1. 原料液及塔顶、塔顶产品的摩尔分率甲醇的摩尔质量 MA=78.11 kg/kmol水的摩尔质量 MB=92.13 kg/kmolxF=0.282

7、xD=0.98xW=0.01183.2. 原料液及塔顶、塔底产品的平均摩尔质量MF= 0.28278.11+（1-0.282）92.13=66.15kg/kmolMD= 0.9878.11+（1-0.98）92.13=78.39 kg/kmolMW= 0.011878.11+（1-0.0118）92.13=91.96 kg/kmol3.3. 物料衡算生产能力 =10278kg/h塔顶产量 D=131kg/kmol总物料衡算 F=131+W苯物料衡算 0.25F=0.97131+0.01W联立解得 F =523 kmol/h W=392 kmol/h4. 塔板数的确定4.1. 理论塔板层数NT的

8、求取苯甲苯属理想物系，可采用图解法求理论板层数。4.1.1. 绘t-x-y图和x-y图由手册1查的甲醇-水物系的气液平衡数据表一 苯甲苯气液平衡苯（101.3KPa）/%（mol）沸点/110.56105.71101.7898.2595.2492.43气相组成0.020.837.250.761.971.3液相组成0.010.020.030.040.050.0沸点/89.8287.3284.9782.6181.2480.01气相组成79.185.791.295.998.0100.0液相组成60.070.080.090.095.0100.0由上数据可绘出和t-x-y图和x-y图。图一 图二4.1.

9、2.最小回流比及操作回流比的确定采用作图法求最小回流比。因为是泡点进料，则xF =xq，在图二中对角线上，自点（0.336，0.336）作垂线即为进料线（q线），该线与平衡线的交点坐标为yq = 0.55 xq=0.336故最小回流比为Rmin=2则操作回流比为 R= 1.4Rmin =1.42=2.84.1.3.精馏塔气、液相负荷的确定L=RD=2.8129=365.8 kmol/hV=(R+1)D=（2.8+1）131=497.8 kmol/hL=L+F=365.8+523=888.8 kmol/hV=V=497.8 kmol/h4.1.4. 求操作线方程精馏段操作线方程为 提馏段操作线方

10、程为 4.1.5. 图解法求理论板层数采用图解法求理论板层数，如图二所示。求解结果为总理论塔板数 NT=21（包括再沸器）进料板位置 NF=74.2. 实际塔板数的求取精馏段实际板层数 N精=6/0.56=10.7111提馏段实际板层数 N提=15/0.56=26.7827总塔板数 N=27+11=385. 精馏塔的工艺条件及有关物性的计算5.1. 操作压力计算塔顶操作压力 PD=101.30 kPa每层塔板压降 P=0.70 kPa进料板压力 PF=101.30+0.7011=109 kPa精馏段平均压力 Pm=（101.30+109）/2=105.15 kPa5.2. 操作温度计算由图二得

11、出塔顶温度 tD=81.10 C进料板温度 tF=97.46 C精馏段平均温度 tm=（81.10+97.46）/2=89.28 C5.3. 平均摩尔质量计算塔顶平均摩尔质量计算由xD=y1=0.98，查图二得 x1=0.90 MVDm=0.9878.11+（1-0.98）92.13=78.39 kg/kmolMLDm= 0.9078.11+（1-0.90）92.13=79.51 kg/kmol进料板平均摩尔质量计算由图二解理论板，得 yF=0.533 xF=0.323MVFm=0.53378.11+（1-0.533）92.13= 84.66 kg/kmol MLFm=0.32378.11+（

12、1-0.323）92.13=87.60 kg/kmol精馏段平均摩尔质量MVm=（78.39+84.66）/2=81.525 kg/kmolMLm=（79.51+87.60）/2=83.56 kg/kmol5.4.平均密度计算5.4.1. 气相平均密度计算由理想气体状态方程计算，即Vm= kg/m35.4.2. 液相平均密度计算液相平均密度依下式计算，即1/Lm=塔顶液相平均密度的计算有tD=81.10 C，查手册2得A=810 kg/m3 B=809 kg/m3 LDm= kg/m3进料板液相平均密度计算有tF=97.46 C，查手册2得A=792 kg/m3 B=790kg/m3 进料板液

13、相的质量分率A=LFm= kg/m3 精馏段液相平均密度为Lm=（809.72+790.58）/2=800.15 kg/m35.5. 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有tD=81.10 C，查手册2得A=21.10 mN/m B=21.30 mN/mLDm=0.9821.10+0.0221.30=21.104 mN/m进料板液相平均表面张力的计算有tF=97.46 C，查手册2得A=19.10 mN/m B=19.60 mN/mLFm=0.32319.10+0.67719.60=19.44 mN/m精馏段液相平均表面张力为Lm= （21.104+19

14、.44）/2=20.27 mN/m5.6.液体平均黏度计算液相平均粘度依下式计算，即塔顶液相平均粘度的计算由tD=81.11C，查手册2得A=0.31 B=0.32 解出LDm=0.315 mPas 进料板液相平均粘度的计算由tF=97.46C，查手册2得A=0.26 B=0.29 解出LFm=0.28 mPas 精馏段液相平均粘度为Lm=（0.315+0.28）/2=0.35.7. 全塔效率计算5.7.1. 全塔液相平均粘度计算塔顶液相平均粘度为 LDm=0.31 mPas 塔釜液相平均粘度的计算由tW=110.40C，查手册2得A=0.22 B=0.24 解出LWm=0.24 mPas 全

15、塔液相平均粘度为L=（0.315+0.24）/2=0.285.7.2. 全塔平均相对挥发度计算相对挥发度依下式计算，即 （理想溶液）塔顶相对挥发度的计算由tD=81.11C，查手册2得PA=104.80 KPa PB=40 KPa由tW=110.4C，查手册2得PA=250 KPa PB=100.60 KPa全塔相对挥发度为5.7.3. 全塔效率的计算查精馏塔全塔效率关联图3得全塔效率E0=0.51筛板塔校正值为1.1故E0=1.1E0=1.10.51=0.566. 精馏塔的塔体工艺尺寸计算6.1. 塔径的计算精馏段的气、液相体积流率为m3/sm3/s由 umax=式中C=0.2，C20查手册

16、史密斯关联图4可得其中横坐标为 =0.043取板间距HT=0.60m，板上液层高度hL=0.06m,则HT-hL=0.60-0.06=0.54m查史密斯关联图可得C20=0.12 C=0.2=0.12=0.12umax=0.12=2.01m/s取安全系数为0.7，则空塔气速为u= 0.7umax=0.702.01=1.41 m/sD=1.89m按标准塔径圆整后为 D=2m塔截面积为AT=m2实际空塔气速为u=1.26 m/s6.2. 精馏塔有效高度的计算精馏段有效高度为Z精=(N精-1)HT=(11-1)0.60=6 m提馏段有效高度为Z提=(N提-1)HT=(27-1)0.60=15.60m

17、在进料板上方开一个人孔，其高度为0.80m则精馏塔的有效高度为 Z= Z精+ Z提 +0.80=6.00+15.60+0.80=22.20m7. 塔板主要工艺尺寸的计算7.1. 溢流装置计算因塔径D=2m，选用单溢流弓形降液管，采用凹形受液盘。各项计算如下：7.1.1. 堰长lW取 lW=0.80D=0.802=1.60m7.1.2. 溢流堰高度hW由 hW=hL-hOW 选用平直堰，堰上液层高度hOW=2/3近似取E=1，则 hOW=0.024m取板上请液层高度 hL=0.06m则 hW=hL-hOW=0.06-0.024=0.036m7.1.3. 弓形降液管宽度Wd和截面积Af 由 lW/

18、D=0.8查手册弓形降液管的参数图4得 则 Af=0.153.14=0.47 m2=0.22=0.40m验算液体在降液管中停留时间，即=25.64s5s故降液管设计合理7.1.4. 降液管底隙高度h0取 u0=0.25则 =0.028 hW-h0=0.036-0.028=0.008m0.006m故降液管底隙高度设计合理。选用凹形受液盘，深度=50mm7.2. 塔板布置7.2.1. 塔板分布因D=20.80m，所以采用分块式。查手册4得，塔板分为5块。7.2.2. 边缘区宽度确定取0.06m，Wc=0.03m。7.2.3. 开孔区面积计算开孔区面积Aa按下式计算， 其中 x=-(0.30+0.6

19、0)=0.64m r=-0.03=0.97m则 Aa=2.28 m27.2.4. 筛孔计算及其排列苯甲苯体系处理的物系无腐蚀性，选用=3mm碳钢板，取筛孔直径d0=5mm。筛孔按正三角排列，取孔中心距t为 t=2.5 d0=2.54=10mm筛孔数目n为n=6145个开孔率为=0.907（）2=0.907=14.50%气体通过阀孔的气速为u0=m/s8. 筛板的流体力学验算8.1. 塔板压降8.1.1. 干板阻力hc计算干板阻力可由下式计算，hc=0.051由d0/=4/3=1.33，查手册干筛孔的流量系数图4，可得C0=0.78故 hc=0.051m液柱8.1.2. 气体通过液层的阻力h1计

20、算气体通过液层的阻力h1通过下式计算h1=hLua=m/sF0=kg1/2/（sm1/2）查手册充气系数关联图4可得=0.55则 h1=hL=0.55（0.036+0.024）=0.033m液柱8.1.3. 液体表面张力的阻力h计算液体表面张力所产生的阻力h由下式计算h=m液柱气体通过每层塔板的液柱高度hp由下式得hp= h1+ h+ hchp=0.050+0.033+0.0026=0.086气体通过每层塔板的压降为Pp= hpg=0.086800.279.81=675.16 Pa700Pa（设计允许值）8.2. 液面落差液面落差由下式5计算平均液流宽度m塔板上鼓泡层高度m内外堰间距离m液相流

21、量=0.011 m3/s故 m/0.05=0.0220.5所以液面落差符合要求8.3. 液沫夹带液沫夹带量由下式计算hf=2.5hL=2.50.06=0.15则 kg液/kg气u0，min稳定系数为故在本设计中无明显漏液。8.5. 液泛为防止塔内发生液泛，降液管内液层Hd高应服从下式 苯甲苯物系属一般物系，取=0.5，则 =0.5（0.60+0.036）=0.32m又 Hd=hp+ hL+ hd板上不设计进口堰，hd可由下式算得 m液柱Hd = 0.086+0.060+0.0096=0.156m液柱 则本设计中不会发生液泛现象。9. 塔板负荷性能图9.1. 漏液线由 u0，min=hL=hOW

22、 +hWhOW=2/3得 =4.40.782.280.145 整理得=在操作范围内，任取几个Ls值，依上式计算出Vs值，计算结果如下表二。表二Ls，m3/s0.00700.0100.0300.060Vs，m3/s1.331.371.561.75由上表作出漏液线1。9.2. 液沫夹带线以ev=0.1 kg液/kg气为限，求Vs-Ls关系如下：由 ua=hf=2.5hL=2.5（hOW +hW）hW=0.036hOW=故 hf=0.09+1.22Ls2/3 HThf=0.6（0.09+1.22Ls2/3 ）=0.511.22Ls2/3 =0.1整理得 在操作范围内，任取几个Ls值，依上式计算出Vs

23、值，计算结果如下表三。表三Ls，m3/s0.00700.0100.0300.060Vs，m3/s9.038.807.616.27由上表可作出液沫夹带线2。9.3. 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。由下式 hOW=2/3=0.006取E=1，则Ls，min= m3/s则可以作出与气体流量无关的垂直液相负荷下限线3。9.4.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，由下式=4得 Ls，max= m3/s据此可作出与气体流量无关的垂直液相负荷上限线4。9.5.液泛线令 由 Hd=hp+ hL+ hd；hp= h1+ h+ hc；h1=h

24、L；hL=hOW +hW联立得忽略h，将hOW与Ls，hd与Ls，hc与Vs的关系代入上式，并整理得式中将有关数据代入，得 则 即 在操作范围内，任取几个Ls值，依上式计算出Vs值，计算结果如下表四。表四Ls，m3/s0.00700.0100.0300.040Vs，m3/s9.329.137.065.07由上表数据可以作出液泛线5.根据以上各线方程，可以作出筛板塔的负荷性能图，如下：在负荷性能图上，作出操作点A，连接OA，即作出操作线。由图可知，改筛板的操作上限为液泛控制，下限为漏液控制。由图得=1.18 m3/s =7.83 m3/s则操作弹性为 /=6.6410. 塔板主要结构参数表表五.

25、筛板塔设计计算结果序号项目数值1平均温度 tm 89.28 2平均压力 Pm kPa105.153气相流量 Vs m3/s3.964液相流量 Ls m3/s0.0115实际塔板数386有效段高度 Z m22.207精馏塔塔径 m28板间距 m0.609溢流形式单溢流10降液管形式弓形11堰长 m1.6012堰高 m0.03613板上液层高度 m0.06014堰上液层高度 m0.02415降液管底隙高度 m0.02816安定区宽度 m0.06017边缘区宽度 m0.03018开孔区面积 m22.2819筛孔直径 m0.00420筛孔数目614521孔中心距 m0.01222开孔率 14.5023

26、空塔气速 m/s1.2624筛孔气速 m/s12.9525稳定系数2.1626精馏段每层塔板压降 Pa675.1627负荷上限液泛控制28负荷下限漏液控制29液液沫夹带 ev (0.1kg液/kg气)0.01630气相负荷上限 m3/s0.07031气相负荷下限 m3/s 1.3610-332操作弹性1.6912. 设计小结苯是由煤干馏、石油催化裂解、催化重整得到，常含有芳香族同系物、噻吩及饱和烃等，常采取精馏的方法分离提纯苯。苯为无色透明液体，有芳香族特有的气味，难用于水。苯的危险特性属第3.2类中闪点易燃液体。苯的蒸气对人有强烈的毒性，急性中毒时出现酒醉状态、晕眩、瞳孔放大、网膜出血、皮肤

27、苍白、体温和血压下降、脉搏微弱，终因呼吸麻痹、痉挛而死亡。工业上常用作合成燃料、医药、农药、照相胶片以及石油化工制品的原料，清漆、硝基纤维的稀释剂、脱漆剂、树脂、人造革等溶剂。本设计进行苯和甲苯的分离，采用直径为2m的精馏塔，选取效率较高、塔板结构简单、加工方便的单溢流方式，并采用了弓形降液盘。该设计的优点： 1.操用、调节、检修方便；2.制造安装较容易；3.处理能力大，效率较高，压强较低，从而降低了操作费用；4.操作弹性较大。该设计的缺点：设备的计算及选型都有较大的误差存在，从而选取的操作点的不是在最好的范围内，影响了设计的优良性。13.参考文献1 程能林.溶剂手册.北京：化学工业出版社，20022 王树楹,高长宝,兰仁水. 板式塔研究进展J. 化学工程. 2003(03) 3 付有成,王崇智. 板式塔精馏技术进展J. 石化技术与应用. 2000(04) 4 沈自求. 新型塔设备评述J. 大连理工大学学报. 1959(09) 5 刘建锋. 板式塔的基本设计原理及发展方向J. 兰州石化职业技术学院学报. 2002(02) 6 郭建荣. 板式塔技术进展J. 煤化工. 2003(05) 7 计建炳,谭天恩. 板式塔的进展J. 化工时刊. 2000(01)8 董军,李建波. 塔板技术的发展现状与研究展望J. 石油炼制与化工. 2007(11) 苯甲苯连续精馏操作流程图 简单流程图