旋流塔板化工原理课程设计说明书.doc

《旋流塔板化工原理课程设计说明书.doc》由会员分享，可在线阅读，更多相关《旋流塔板化工原理课程设计说明书.doc（36页珍藏版）》请在淘文阁 - 分享文档赚钱的网站上搜索。

1、化工原理课程设计说明书 设计名称：80000吨苯-甲苯连续筛板精馏塔设计目 录设计任务书4本设计符号说明5主要数据基础6一、 精馏流程的确定8二、 全塔物料衡算8 （一）料液及塔顶、塔底产品含苯摩尔分率8 （二）平均分子量8 （三）全塔物料衡算8三、 塔板数的确定9（一）理论塔板数的求取9（1）回流比的确定9（2）做t-x-y图9（3）理论塔板数的求取9 （二）全塔效率 E10(三)实际塔板数N11四、塔的工艺条件及物性数据计算11精馏段工艺条件及物性数据计算11（一）操作压强P11（二）温度t11 （三）平均分子量M11 （四）平均密度12 (五)液体表面张力 12 （六）液体粘度13提馏段

2、工艺条件及物性数据计算13（一）操作压强P13（二）温度t13 （三）平均分子量M13 （四）平均密度14(五)液体表面张力 14 （六）液体粘度15五、气液负荷计算151、精馏段气液负荷计算152、提馏段气液负荷计算15六、塔和塔板主要工艺尺寸计算16 精馏段塔和塔板主要工艺计算16 （一）、塔径 D16 （二）、溢流装置16 （三）、塔板布置17 （四）、筛孔数n与开孔率17 （五）、塔的有效高度Z18 提馏段塔和塔板主要工艺尺寸计算18 （一）、塔径 D18 （二）、溢流装置18 （三）、塔板布置19 （四）、筛孔数n与开孔率20 （五）、塔的有效高度Z20七、筛板的流体力学验算20 精

3、馏段筛板的流体力学验算20 （一）、气体通过筛板压降相当的液柱高度h20 （二）、雾沫夹带量e的验算21 （三）、漏液的验算21 （四）、液泛验算21 提馏段筛板的流体力学验算22 （一）、气体通过筛板压降相当的液柱高度h22 （二）、雾沫夹带量e的验算23 （三）、漏液的验算23 （四）、液泛验算23八、塔板负荷性能图23精馏段塔板负荷性能图求取23（一）、雾沫夹带线（I）23（二）、液泛线（2）24（三）、液相负荷上限线（3）25（四）、漏夜线（气象负荷下限线）（4）25（五）、液相负荷下限线（5）26提馏段塔板负荷性能图的求取26（一）、雾沫夹带线（I）26（二）、液泛线（2）27（三）

4、、液相负荷上限线（3）28（四）、漏夜线（气象负荷下限线）（4）28（五）、液相负荷下限线（5）29九、塔高的计算30十、塔的附属设备及接管尺寸30十一、数据汇总33十二、流程评价与设计认识35十三、参考资料35十四、附图35设计任务书一、设计题目80000吨苯-甲苯连续筛板精馏塔设计二、设计任务及操作条件1、 设计任务：生产能力（塔顶产品） 80000 吨年操作周期 330 天年进料组成 40 （苯的质量分数，下同）塔顶产品组成 甲苯含量不大于4 塔底产品组成 甲苯含量不低于96 2、 操作条件塔顶压强：4kPa（表压）进料热状态 泡点 单板压降： 不大于0.7 kPa 3、 设备型式 筛

5、板 4、 厂 址 郑 州 地 区 三、设计内容：1.设计方案的确定及工艺流程的说明；2.塔的工艺计算；3.塔和塔板主要工艺结构的设计计算；4.塔内流体力学性能的设计计算；5.塔板负荷性能图的绘制；6.塔的工艺计算结果汇总一览表；7.辅助设备的选型与计算；8.生产工艺流程图及精馏塔工艺条件图的绘制；9.对本设计的评述或对有关问题的分析与讨论。三、参考资料1. 陈英南，刘玉兰. 常用化工单元设备的设计. 上海：华东理工大学出版社，20052. 黄璐，王保国. 化工设计. 北京：化学工业出版社，20013. 贾绍义，柴诚敬. 化工原理课程设计（化工传递与单元操作课程设计）. 天津： 天津大学出版社，

6、20024. 陈敏恒，丛德兹等. 化工原理(上、下册)(第二版). 北京：化学工业出版社，20005. 柴诚敬，刘国维，李阿娜. 化工原理课程设计. 天津：天津科学技术出版社，19956. 石油化学工业规划设计院. 塔的工艺计算. 北京：石油化学工业出版社，19977. 化工设备技术全书编辑委员会. 化工设备全书塔设备设计. 上海：上海科学技术出版社，19888. 时钧，汪家鼎等. 化学工程手册，. 北京：化学工业出版社，19869. 上海医药设计院. 化工工艺设计手册(上、下). 北京：化学工业出版社，198610. 大连理工大学化工原理教研室. 化工原理课程设计. 大连：大连理工大学出版社

7、，1994本设计符号说明英文字母-塔板开孔面积， h-与克服液体表面张力的压降所相当的液柱高度，mA-降液管面积， h-溢流堰高度，mA-筛孔面积， K筛板的稳定系数A-塔截面积, L- Kmol/h L-塔内下降液体的流量，M/S-流量系数 l-溢流堰长度,mD-塔顶流出液流量，Kmol/h N-塔板数D-塔径,m N-实际塔板数-筛孔直径，mm N-理论塔板数E液流收缩系数 n-筛孔数E-全塔效率 P-操作压强，Pa或KPae-雾沫夹带，Kg（液）/Kg（气） -压强降,Pa或KPaF-进料流量 ，Kmol/h q- 进料热状态参数F- 气相动能因数,m/s(kg/m) R- 回流比，开孔

8、区面积，mg-重力加速度,m/s S- 直接蒸汽量，Kmol/h H板间距,m或 mm;塔高,m或 mm t-筛孔中心距 mmh-与干板压降相当的液柱高度，m u空塔气速,m/sh-与液体,m u -按开孔区流通面积计算的气速,m/sh-进口堰与降液管间的水平距离，m u-筛孔气速,m/sh-板上液层高度，m -降液管底隙高度,m/sh-与气流穿过板上液层的压降相当的液柱高度，m u-漏夜点气速,m/sh-进口堰与桨叶关键的水平距离,M V塔内上升蒸汽量， Kmol/hh-降液管低隙高度m V-塔内上升蒸汽流量，M/Sh-堰上液层高度，m W釜残液，Kmol/hh-与单板压降相当的液层高度，m

9、 W-安定区宽度，m- 开孔率 y-气象中易挥发组分的摩尔分率； W-安定区宽度,mZ塔有效高度，m-液体密度校正系数 x-气象中易挥发组分的摩尔分率，m希腊字母- 相对挥发度- 干筛孔流量系数的修正系数- 筛板厚度 - 板上液层充气系数- 粘度，mPa .s - 液相密度，Kg/m - 气相密度，Kg/m - 液体表面张力，N/m -时间，s 下标 A易挥发组分B难挥发组分D馏出液F原料液h小时i组分序号L也相min- 最小或最少m-平均max最大主要数据基础：在常压连续筛板精馏塔中精馏分离含笨35%苯、甲苯混合液，要求塔顶馏出液中含甲苯量不大于4%，塔底釜液中含甲苯量不低于96%（以上均为

10、质量分率）。（1） 苯和甲苯的物理性质项目分子式分子量M沸点,临界温度Tc,临界压强Pt,kPa苯ACH78.1180.1288.56833.4甲苯BCH-CH92.13110.6318.574107.7(2) 常压下苯-甲苯的气液平衡数据温度 t液相中苯的摩尔分数x气相中苯的摩尔分数Y110.56109.91108.79107.61105.05102.79100.7598.8497.1395.5894.0992.6991.4090.1188.8087.6386.5285.4484.4083.3382.2581.11806680.2180.010.001.003.005.0010.015.02

11、0.025.030.035.040.045.050.055.060.065.070.075.080.085.090.095.097.099.0100.00.00 2.507.1111.220.829.437.244.250.756.661.966.771.375.579.182.585.788.591.293.695.998.098.899.61100.0（3） 饱和蒸气压P 苯、甲苯的饱和蒸气压可用Antoine方程求算，即 logP=A-式中 t物系温度， P饱和蒸气压，kPa A、B、CAntoine常数，其值见附表：组分ABC苯甲苯6.0236.0781206.351343.94220

12、.24219.58(4)苯与甲苯的液相密度 温度t, 8090100110120815803.9792.5780.3768.9810800.2790.3780.3770.0(5)液体表面张力温度t, 809010011012021.2720.0618.8517.6616.4921.6920.5919.9418.4117.31（6）液体粘度温度t,8090100110120,mPas0.3080.2790.2550.2330.215,mPas0.3110.2860.2640.2540.228(7) 液体气化热温度t，8090100110120,kJ/kg394.1386.9379.3371.53

13、63.2,kJ/kg379.9373.8367.6361.2354.6一、精馏流程的确定苯、甲苯混合料液经原料预热器加热至泡点后，送入精馏塔。塔顶上升蒸气采用全凝器冷凝后，一部作为回流，其余为塔顶产品经冷却器冷却后送至贮槽。塔釜采用间接蒸汽再沸器供热，塔底产品经冷却后送入贮槽。二、全塔的物料衡算（一）料液及塔顶、塔底产品含苯摩尔分率x=0.44x=0.966x=0.047 (二) 平均分子量M=0.4478.11+（1-0.44）92.13=85.96 kg/molM=0.96678.11+(1-0.966) 92.13=78.59 kg/molM=0.04778.11+(1-0.047) 9

14、2.13=91.47 kg/mol (三) 物料衡算处理量Q=10.101t/h总物料衡算 D+W=10101易挥发组分物料衡算 0.96D+0.04W=0.4010101联立以上二式得：F=10101 kg/h F=F/M=10101/85.96=117.51 kmol/hD=3952.57 kg/h D=D/M=3952.57/78.59=50.29 kmol/hW=6148.43 kg/h W=W/M=6148.43/91.47=67.22 kmol/h三、塔板数的确定（一）理论塔板数的求取 （1）、回流比的确定泡点进料 q=1 x=x=0.44y=0.660 R=(1.22) R R=

15、2R=21.39=2.78（2）做t-x-y图，见附图1（3）理论塔板数的求取下面用逐板计算法求理论板数由以上计算可得：x=0.966 x=0.047 R=2.78 x=0.44 q=1 =2.47相平衡方程 y= (1)精馏段操作线 y=+=+ y=0.7354x+0.2556 (2)提馏段操作线 =2.338 y=-=1.3540x-0.0166 (3)泡点进料 q=1 x= x=0.44 y= x=0.966x=0.9200y=0.7354x+0.2556=0.73540.9200+0.2556=0.9322x=0.8477y=0.73540.8477+0.2556=0.8790 x=0

16、.7463y=0.8044 x=0.6248y=0.7151 x=0.5040y=0.6262 x=0.4041 0.44因为 x=0.4041 0.44 第七块板上升的气相组成由提馏段（3）式计算 y=1.3540x-0.0166=1.35400.4041-0.0166=0.5306 x=0.3140 y=0.4086 x=0.2186y=0.2794 x=0.1357y=0.1671 x=0.0751y=0.0851 x=0.03290.047所以理论板数 精馏段 N=5层 第六层为加料板 提馏段 N=5层 共 5+5+1=11层（二）全塔效率 E以式 E=0.17-0.616lg根据塔顶

17、、塔底也相组成查图t-x-y图，求得塔的平均温度为94.5，该温度下液相平均粘度为： =0.44+(1-0.44)=0.440.268+(1-0.44)0.276=0.272 mPas 故 E=0.17-0.616lg0.272=0.518=52%(三)实际塔板数N精馏段 N=5/0.52=9.610层提馏段 N=5/0.52=9.610层四、塔的工艺条件及物性数据计算精馏段工艺条件及物性数据计算：（一）操作压强P塔顶压强P=4+101.3=105.3 kPa,取每层塔板压降P=0.7 kPa,则进料板压强P=105.3+100.7=112.3 kPa精馏段平均操作压强P=108.8 kPa（

18、二）温度t根据操作压强，依下式试差计算操作温度：P=Px+Px试差计算结果，塔顶t=80.85,进料板t=93.75,则精馏段平均温度t=87.30（三）平均分子量M塔顶 x=y=0.966 x=0.920M=0.96678.11+(1-0.966)92.13=78.59 kg/molM=0.92078.11+(1-0.920)92.13=79.23 g/mol进料板 y=0.6262 x=0.4041M=0.626278.11+(1-0.6262)92.13=83.35 kg/molM=0.404178.11=(1-0.4041)92.13=86.46 kg/mol则精馏段平均分子量：M=8

19、0.97kg/molM=82.84 kg/mol（四）平均密度1液相密度依下式 1/=/+/ (为质量分率)塔顶 =+ =813.86 kg/m进料板，由加料板液相组成x=0.4041=0.37=+ =797.65 kg/m故精馏段平均液相密度=（813.86+797.65）=805.76 kg/m2.气相密度 =2.94 kg/ m(五)液体表面张力 由塔顶温度和进料口温度可求得：塔顶 =21.17 mN/m =21.60 mN/m 进料口 =19.61 mN/m=20.35 mN/m = =0.96621.17+0.03421.60=21.18 mN/m =0.404119.61+（1-0

20、.4041）20.35=20.05 mN/m则精馏段的平均表面张力为： =20.62 mN/m（六）液体粘度由塔顶温度和进料口温度可求得：塔顶 =0.306 mPas =0.309 mPas 进料口 =0.270 mPas =0.278 mPas = =0.9660.306+0.0340.309=0.306 mPas =0.40410.270+（1-0.4041）0.278=0.275 mPas则精馏段平均液相粘度为：=0.290 mPas提馏段工艺条件及物性数据计算：（一）操作压强P进料板压强P=112.3kPa,取每层塔板压降P=0.7 kPa,则塔低压强=P+100.7=119.3KPa

21、提馏段平均操作压强P=115.8 kPa（二）温度t根据操作压强，依下式试差计算操作温度：P=Px+Px试差计算结果， t10=106.05,进料板t=93.75,则提馏段平均温度=99.90（三）平均分子量M进料板 y=0.6262 x=0.4041M=0.626278.11+(1-0.6262)92.13=83.35 kg/molM=0.404178.11=(1-0.4041)92.13=86.46 kg/mol 塔底 =0.1671 =0.0751 M=0.167178.11+(1-0.1671)92.13=89.79 kg/molM=0.075178.11+(1-0.0751)92.1

22、3=91.08 kg/mol则提馏段平均分子量：M=86.57 kg/molM=88.77 kg/mol（四）平均密度1液相密度依下式 1/=/+/ (为质量分率)塔底 =+ =784.31 kg/m进料板，由加料板液相组成x=0.4041=0.37=+ =797.65 kg/m故提馏段平均液相密度=（784.31+797.65）=790.98 kg/m2.气相密度 =3.23 kg/ m(五)液体表面张力 由塔顶温度和进料口温度可求得：塔底 =18.13 mN/m =19.01 mN/m 进料口 =19.61 mN/m=20.35 mN/m = =0.075118.13+（1-0.0751）

23、19.01=18.94 mN/m =0.404119.61+（1-0.4041）20.35=20.25 mN/m则提馏段的平均表面张力为： =19.50 mN/m（六）液体粘度由塔顶温度和进料口温度可求得：塔底 =0.242 mPas =0.258 mPas 进料口 =0.270 mPas =0.278 mPas = =0.07510.242+（1-0.0751）0.258=0.257 mPas =0.40410.270+（1-0.4041）0.278=0.275 mPas则提馏段平均液相粘度为：=0.266 mPas五、气液负荷计算 1、精馏段气液负荷计算V=(R+1)D=(2.78+1)5

24、0.29=190.10 Kmol/hV=1.45 m/sL=RD=2.7850.29=139.81 Kmol/hL=3.99310-3 m/sL = L3600=14.37 m/h2、提馏段气液负荷计算V=(R+1)D=(2.78+1)50.29=190.10 Kmol/hV=1.42 m/sL=RD=2.7850.29=139.81 Kmol/hL=4.35810-3 m/sL= L3600=15.69 m/h六、塔和塔板主要工艺尺寸计算精馏段塔和塔板主要工艺计算（一）、塔径 D 初选板间距 H=0.40m,取板上液层高度h=0.06m,所以 H- h=0.40-0.06=0.34m ()(

25、)=()()=0.0456查Smith关联图得C=0.072 C= C()=0.072()=0.0724 u=C=0.0724=1.196 m/s取安全系数为0.70，则u=0.70u=0.701.196=0.837 m/s所以 D=1.485m按标准，塔径圆整为D=1.6m，则空塔气速为 V=0.72m/s（二）、溢流装置采用单溢流、弓形降液管、平形受液盘及平形溢流堰，不设进口堰。各项计算如下。1、溢流堰长l取堰长l为0.7D，即 l=0.71.6=1.12m2、出口堰高h h=h-h由l/D=1.12/1.6=0.7 h/ l=14.37/1.12=10.8 查液体收缩系数计算图可知E=1

26、.023h=0.016mh=0.06-0.016=0.044m3、降液管的宽度W与降液管的面积A由l/D=1.12/1.6=0.7 查弓形降液管的宽度与面积图，可得W/D=0.412 A/A=0.0834所以 W=0.142D=0.1421.6=0.227mA=0.0834=0.1677 m由式计算液体在降液管中停留的时间以检验降液管面积，即 =16.80s (5s符合要求)4、降液管低隙高度h取液体通过降液管低隙的流速为0.08m/s，即h=0.045m（三）、塔板布置 （1）取边缘区宽度W=0.035m、安定区宽度W=0.065m (2)开孔区面积 A =2x+sin =20.508+ s

27、in=1.431 m其中 x=D/2 (W+W)=1.6/2 (0.227+0.065)=0.508mR=D/2 - W=1.6/2 -0.035=0.765m（四）、筛孔数n与开孔率取筛孔的孔径d为5mm,正三角形排列，一般碳钢的板厚为3mm， 取t/ d=3.0 所以孔中心距t=3.05.0=15.0mm塔板上筛孔数n,即n=() A=1.431=7365 个塔板上开孔率，即 =10.1 （在5-15范围内）每层塔板上的开孔面积A为，A=A=0.1011.431=0.1445 m气体通过筛孔的气速 u=V/ A=1.45/0.1445=10.03 m/s（五）、塔的有效高度Z（精馏段） Z

28、=（10-1）0.4=3.6m提馏段塔和塔板主要工艺尺寸计算 （一）塔径 D 初选板间距 H=0.40m,取板上液层高度h=0.06m,所以 H- h=0.40-0.06=0.34m ()()=()()=0.0480查Smith关联图得C=0.072 C= C()=0.072()=0.0716 u=C=0.0716=1.118 m/s取安全系数为0.70，则u=0.70u=0.701.118=0.783 m/s所以 D=1.52m按标准，塔径圆整为D=1.2m，则空塔气速为 V=0.71m/s(二)溢流装置采用单溢流、弓形降液管、平形受液盘及平形溢流堰，不设进口堰。各项计算如下。1、 溢流堰长

29、l去堰长l为0.7D，即 l=0.71.6=1.12m2、 出口堰高h h=h-h由l/D=1.12/1.6=0.7 h/ l=15.69/1.12=11.8m 查液体收缩系数计算图可知E=1.03h=0.017mh=0.06-0.0170=0.043m3、降液管的宽度W与降液管的面积A由l/D=1.12/1.6=0.7 查弓形降液管的宽度与面积图，可得W/D=0.142 A/A=0.0834所以 W=0.142D=0.1421.6=0.227mA=0.0834=0.1677 m由式计算液体在降液管中停留的时间以检验降液管面积，即 =15.39s (5s符合要求)4、降液管低隙高度h取液体通过降液管低隙的流速为0.08m/s，即h=0.049m(三)塔板布置 （1）取边缘区宽度W=0.035m、安定区宽度W=0.065m (2)开孔区面积 A =2x+sin =20.508+ sin=1.431 m其中 x=D/2 (W+W)=1.6/2 (0.227+0.065)