课程设计--板式精馏塔的设计.doc

化工原理课程设计化工原理课程设计板式精馏塔的设计项目名称：筛板式连续精馏塔及其主要附属设备设计姓名（学号）：院系专业： 完成日期： 目录1. 设计题目42设计要求43. 操作条件44. 设计内容44.1 确定精馏装置流程，绘出流程示意图44.1.1 精馏装置流程及流程示意图44.2 工艺参数的确定64.2.1 精馏过程基础数据的查取及估算64.2.2 精馏过程的物料衡算64.2.3 精馏过程的回流比计算64.2.4 精馏塔的气液相负荷74.2.5 精馏过程的操作线方程84.2.6 精馏过程的理论塔板数：逐板法（塔顶全凝器）84.2.7 板效率84.2.8 实际板数的求取94.3精馏塔的工艺条件及有关物性数据的计算94.3.1 操作压力的计算94.3.2 温度的计算94.3.3平均摩尔质量计算104.3.4平均密度计算104.3.5 液相平均张力计算114.3.6液体平均黏度计算124.4 精馏塔的塔体工艺尺寸计算134.4.1 塔径的计算134.4.2 精馏塔有效高度的计算144.5 塔板主要工艺尺寸的计算144.5.1溢流装置计算144.5.2 溢流堰高度 144.5.3 弓形降液管宽度wd和截面积af154.5.4 降液管底隙高度 154.5.5 塔板的分块154.5.6 边缘区宽度确定164.5.7 开孔区面积计算164.5.8筛孔计算及排列164.6 塔板的流体力学验算174.6.1 干板阻力计算174.6.2 气体通过液层的阻力计算174.6.3 液体表面张力的阻力计算174.6.4 液面落差184.6.5 液沫夹带184.6.6 漏液184.6.7 液泛194.7 塔板的操作负荷性能图及选型194.7.1 漏液线194.7.2 液沫夹带线204.7.3 液相负荷下限线214.7.4 液相负荷上限线214.7.5 液泛线214.8 主要附属设备设计计算及选型234.8.1 再沸器的热量衡算；234.8.2 全凝器热量衡算244.8.3 进料管254.8.4 回流管254.8.5 塔高计算255. 设计结果总汇256. 主要符号说明277 参考文献28筛板式连续精馏塔及其主要附属设备设计1. 设计题目 筛板式连续精馏塔及其主要附属设备设计 2设计要求生产目的：用于分离苯和氯苯生产能力：生产能力：70000吨/年（料液）；年工作日：300天原料组成：60%苯，40%氯苯（摩尔分率，下同。）产品组成：馏出液97%苯，釜液1%苯3. 操作条件操作压力：塔顶压强为常压进料温度：泡点进料状况：泡点加热方式：间接蒸汽加热回流比： 自选单板压降: 0.8kpa4. 设计内容4.1 确定精馏装置流程，绘出流程示意图4.1.1 精馏装置流程及流程示意图本设计任务为分离苯氯苯混合物。对于二元混合物的分离，应采用连续精馏。设计中采用泡点进料，将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加回流至塔内，其余部分经产品冷却器冷却后送至储罐。塔釜采用间接蒸汽加热，塔底产品经冷却后送至储罐。 馏出液 流率d 组成xd 加料 回流量 l流率f组成x f 流率 w 组成 x d 图1 数学模型图2 装置图4.2 工艺参数的确定4.2.1 精馏过程基础数据的查取及估算苯，氯苯纯组分的饱和蒸汽压数据温度，80 90 100 110 120 130 131.8p0i0.133-1kpa苯760 1025 1350 1760 2250 2840 2900氯苯148 205 293 400 543 719 7604.2.2 精馏过程的物料衡算苯的摩尔质量 =78.11kg/kmol氯苯摩尔质量 =112.5kg/kmol=0.6=0.97=0.01原料的平均摩尔质量mf=78.110.6+112.50.4=91.866kg/kmol产品处理量为 f=105.830kmol/h总物料衡算 105.830=d+w苯物料衡算 联立解得 d=64.811kmol/h w=40.789kmol/h4.2.3 精馏过程的回流比计算泡点进料 所以q=1求泡点温度 由安托因公式假设温度为100 假设温度为96 假设温度为93 假设温度81.5 假设温度81.1 所以泡点温度用相同的方法求取塔底的露点温度和相对挥发度： 全塔平均挥发度相平衡方程4.2.4 精馏塔的气液相负荷精馏段液体流量 精馏段气体流量 提馏段液体流量提馏段气体流量4.2.5 精馏过程的操作线方程精馏段操作线方程：提馏段操作线方程：相平衡方程： 4.2.6 精馏过程的理论塔板数：逐板法（塔顶全凝器）应用精馏方程：可求得板数10.8800.9720.7870.94230.7050.91340.6410.88750.5960.86760.5670.85270.490.80980.3450.69990.1800.491100.0720.254110.0240.099120.006970.030所需要的总的理论板数为：124.2.7 板效率查此温度下的相对挥发度为2左右，=0.737，=0.854.2.8 实际板数的求取精馏段实际板数：提馏段实际板数：4.3精馏塔的工艺条件及有关物性数据的计算4.3.1 操作压力的计算 塔顶操作压力 每层塔板压降 进料板压力 精馏段平均压力 塔底操作压力： 提馏段平均压力： 4.3.2 温度的计算依据操作压力，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，计算过程略。计算结果如下：塔顶温度 塔底温度 进料板温度 精馏段平均温度 提馏段平均温度 4.3.3平均摩尔质量计算塔顶平均摩尔质量计算由，查表，得进料板平均摩尔质量计算由表中的数据，得 精馏段平均摩尔质量塔底平均摩尔质量计算4.3.4平均密度计算气相平均密度计算:由理想气体状态方程计算，则精馏段： 液相平均密度计算:塔顶液相平均密度的计算:由 82.5查手册得苯塔顶81.1812.125进料81.1812.125塔底130.7747.82氯苯塔顶81.11039.125进料81.11033.375塔底130.7976.43精馏段液相平均密度 4.3.5 液相平均张力计算塔顶液相平均表面张力的计算81.1查出苯：=21.064氯苯：23.56=0.88021.064+0.12023.56=21.363进料板液相平均表面张力的计算81.1查出苯：=21.064氯苯：23.56=0.60021.064+0.40023.56=22.062塔底液相平均表面张力的计算tw=130.7查得14.518 17.635精馏段液相平均表面张力为=(21.363+22.062)/2=21.7134.3.6液体平均黏度计算液相平均黏度依下式计算塔顶液相平均黏度计算81.1 进料板液相平均黏度计算由81.1查手册得精馏段液相平均黏度为=(0.3157+0.3463)/2=0.33104.4 精馏塔的塔体工艺尺寸计算4.4.1 塔径的计算精馏段的气、液相体积流率为由 式中的c由式计算，其中由图查取，图的横坐标为 取板间距，板上液层高度，则查图得=0.085取安全系数为0.6，则空塔气速为按标准塔径圆整后为 d=1.0m塔截面积为实际空塔气速为4.4.2 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故精馏塔的有交高度为4.5 塔板主要工艺尺寸的计算4.5.1溢流装置计算因塔径d1.2m，可选用单溢流弓形降液管，采用凹形受液盘。各项计算如下：堰长 取4.5.2 溢流堰高度 由 选用平直堰，堰上液层高度由式近似取e=1，则取板上清液层高度故 4.5.3 弓形降液管宽度wd和截面积af由 查图，得 故 依式验算液体在降液管中停留时间，即 故降液管设计合理。4.5.4 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。4.5.5 塔板的分块因，故塔板采用整块板。4.5.6 边缘区宽度确定取4.5.7 开孔区面积计算开孔区面积按式计算其中 故 4.5.8筛孔计算及排列本例所处理的物系无腐蚀性，可选用碳钢板，取利孔直径筛孔按正三角形排列，取孔中心距t为筛孔数目n为开孔率为气体通过阀孔的气速为4.6 塔板的流体力学验算4.6.1 干板阻力计算干板阻力由:式计算由，查图5-10得，故 液柱4.6.2 气体通过液层的阻力计算气体通过液层的阻力由式计算查图，液柱4.6.3 液体表面张力的阻力计算液体表面张力的阻力可按式计算，即 液柱气体通过没层塔板的液柱高度可按下式计算，即液柱气体通过每层塔板的压降为（设计允许值）4.6.4 液面落差对于筛板塔，液面落差很小，且塔径和液流量均不大，故可忽略液面落差的影响。4.6.5 液沫夹带液沫夹带量由下式计算，即故 故在本设计中液沫夹带量在允许范围内。4.6.6 漏液对筛板塔，漏液点气速可由下式计算，即 =19.13m/s实际孔速稳定系数为故在本设计中没有液漏。4.6.7 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，即苯氯苯物系属一般物系，取，则而 板上不设进口堰，可由下式计算，即液柱液柱故在本设计中会发生液泛现象。4.7 塔板的操作负荷性能图及选型4.7.1 漏液线由=得 整理得 在操作数据内，任取几个值，依上式计算出值，计算结果列于表 表0.00020.00060.0010.00250.055190.056820.058090.06171由表数据可作出漏液线1。4.7.2 液沫夹带线以=0.1kg液/kg气为限，求关系如下由=0.0519故 整理得 =在操作范围内，任取几个值，依上式计算出值，计算结果列于表,0.00020.00060.0010.0025,0.99030.94740.91390.8198由上表数据即可作出液沫夹带线24.7.3 液相负荷下限线对于平直堰，取堰上液层高度=0.006m作为最小液体负荷标准。由式得=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34.7.4 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，由下式得 故 据此可作出与气体流量无关的垂直液相负荷下限线44.7.5 液泛线令 由 联立得 忽略，将与与与的关系式代入上式，并整理得式中 将有关的数据代入，得故 或 在操作范围内，任取几个值，依上式计算出值，计算结果列于表，0.00020.00060.0010.0025，0.9960.8640.8340.721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，如图所示图3 符合性能图在负荷性能图上，作出操作线，由图可看出，该筛板的操作上限为液泛控制，下限为液漏控制，由图 查得 故操作弹性为4.8 主要附属设备设计计算及选型4.8.1 再沸器的热量衡算；是由再沸器上升的蒸汽的焓值；iv = 30.76562 -（130.7 + 273.125）562 405.10.38 = 30.855kjkmol是塔底液的焓值：iw = 36.547632.6 -（130.7 + 273.125）632.6 -405.10.38 = 36.625 kjkmol v = 94.365 kjkmolw = 40.789 kjkmoll = 135.384 kjkmol 0.95qb =94.36530.855 +40.78936.625 -135.38436.625 0.95qb = 552.909qb = 582.01103 kjh饱和蒸汽用量：g = qbr = 582.011032204.6 = 263.998kgh再沸器的选型：选用的过热水蒸气加热，传热是系数料液温度：120130.7 水蒸气：150 150逆流操作：t1 = 19.3 t2 = 30tm =t1 -t2lnt1t2 = 24,318a = qbktm = 10.638 m2选取型号为：4.8.2 全凝器热量衡算iv = 30.761 562 -81.1 + 273.125562 -405.10.38 = 34.225id= 36.547 632.6 -81.1 + 273.125632.6 -405.10.38 = 39.460id = ivxd + id(1 -xd )= 34.225+ 39.460 (1 0.97) = 35.4088qd = 94.365 34.225 (29.554 +64.811) 39.460 = 0.4936 107 kjh冷却水用量为：w = qd4.187 (t1 -t2) = 0.5927 107 kjh冷凝器的选择：总的传热系数为本设计取值进料温度为td = 81.1 (饱和蒸汽)t = 81.1(饱和液体) 冷却水为t1 25t2 = 40 逆流操作： t1 =81.1 - 25 = 56.1t2 =81.1 - 40 = 41.1tm =t1 -t2lnt1t2 =150.3111 = 48.216传热面积根据全塔热量衡算：qd= 0.4936 107 kjha = qktm =30.614 m2 设备型号：4.8.3 进料管选用高位槽进料 df = =0.053m4.8.4 回流管dr = =0.0344m塔顶蒸汽管： dd = =0.0093m 塔底出料速度 塔底温度取塔底温度取 dd = =0.0342m4.8.5 塔高计算塔高5. 设计结果总汇筛板塔设计计算结果:序号项目数值1平均温度，81.12平均压力，106.553气相流量，0.72444液相流量，0.00085实际塔板数266有效段高度10.47塔径，1.08板间距，0.409溢流形式单溢流10降液管形式弓形11堰长，0.612堰高，0.051913板上液层高度，0.0614堰上液层高度，0.008115降液管管底隙高度，0.01915安定区宽度，0.0517边缘区宽度，0.03518开孔区面积，0.12819筛孔直径，0.00420筛孔数目102721孔中心距，0.01222开孔率，%10.123空塔气速，0.92324筛孔气速，56.025稳定系数2.9326每层塔板压降，700.027负荷上限液泛控制28负荷下限液漏控制29液沫夹带0.00930气相负荷上限，0.06131气相负荷下限，0.05032操作弹性1.226. 主要符号说明英文字母:a阀孔的鼓泡面积m2af 降液管面积 m2at 塔截面积 m2b 操作线截距c 负荷系数（无因次）c0 流量系数（无因次）d 塔顶流出液量 kmol/hd 塔径 md0 阀孔直径 met 全塔效率（无因次）e 液体收缩系数（无因次） 物沫夹带线 kg液/kg气f 进料流量 kmol/hf