课程设计---筛板式精馏塔设计.doc

化工原理课程设计说明书筛板式精馏塔设计系 别：化学工程系班 级：水净化1001学 号：0903100108姓 名：张 泽 于指导老师；黄 秋 颖目录第一部分 概述4一、设计目标4二、设计任务4三、设计条件4四、设计内容4五、工艺流程图5第二部分 工艺设计计算6一、设计方案的确定6二、精馏塔的物料衡算61.原料液及塔顶、塔底产品的摩尔分数62.原料液及塔顶、塔底产品的平均摩尔质量和质量分数63.物料衡算原料处理量6三、塔板数的确定71.理论板层数的求取72.全塔效率83.实际板层数的求取8四、精馏塔的工艺条件及有关物性数据的计算81.操作压强计算92.操作温度计算93.平均摩尔质量计算94.平均密度计算95.液相平均表面张力计算106.液相平均粘度计算11五、精馏塔的塔体工艺尺寸计算111.塔径的计算112.精馏塔的有效高度的计算12六、塔板主要工艺尺寸的计算131.溢流装置计算132.塔板布置143.筛孔数与开孔率15七、筛板的流体力学验算151.气体通过筛板压降相当的液柱高度152.雾沫夹带量的验算163.漏液的验算174.液泛验算17八、塔板负荷性能图171.漏液线172.雾沫夹带线183.液相负荷下限线194.液相负荷上限线195.液泛线206. 操作线21九、设计一览表22十、操作方案的说明：23附表24总结26参考文献26第一部分 概述一、设计目标分离苯甲苯混合液的筛板式精馏塔设计二、设计任务试设计分离苯-甲苯混合物的筛板精馏塔。已知原料液的处理量为9000kg/h，组成为0.49（苯的摩尔分数），要求塔顶馏出液的组成为0.93，塔底釜液的组成为0.02。三、设计条件操作压力进料热状况回流比与最小回流比比值单板压降全塔效率4kpa（塔顶表压）泡点20.7kpa四、设计内容编制一份设计说明书，主要内容包括：1、前言2、流程的确定和说明3、生产条件的确定和说明4、精馏塔的设计计算：（1）工艺条件及有关物性数据的计算（2）精馏塔塔体工艺尺寸的计算（3）塔板主要工艺尺寸的计算（4）塔板的流体力学验算（5）塔板负荷性能图（精馏段）（选作）5、设计结果列表6、设计结果的讨论和说明7、主要参考资料8、结束语五、工艺流程图精馏装置包括精馏塔，原料预热器，再沸器，冷凝器。釜液冷却器和产品冷凝器等设备。热量自塔釜输入，物料在塔内经多次部分汽化与与部分冷凝器进行精馏分离，由冷凝器和冷却器中的冷却介质将余热带走。在此过程中，热能利用率很低，为此，在确定流程装置时应考虑余热的利用，注意节能。另外，为保持塔的操作稳定性，流程中除用泵直接送入塔原料外，也可以采用高位槽送料以免受泵操作波动的影响。原料液由高位槽经过预热器预热后进入精馏塔内。操作时连续的从再沸器中取出部分液体作为塔底产品（釜残液）再沸器中原料液部分汽化，产生上升蒸汽，依次通过各层塔板。塔顶蒸汽进入冷凝器中全部冷凝或部分冷凝，然后进入贮槽再经过冷却器冷却。并将冷凝液借助重力作用送回塔顶作为回流液体，其余部分经过冷凝器后被送出作为塔顶产品。为了使精馏塔连续的稳定的进行，流程中还要考虑设置原料槽。产品槽和相应的泵,有时还要设置高位槽。且在适当位置设置必要的仪表（流量计、温度计和压力表）。以测量物流的各项参数。塔顶冷凝装置根据生产状况以决定采用全凝器，以便于准确地控制回流比。若后继装置使用气态物料，则宜用全分凝器。总而言之确定流程时要较全面，合理的兼顾设备，操作费用操作控制及安全因素。连续精馏操作流程图第二部分 工艺设计计算一、设计方案的确定本设计任务书为分离苯-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，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。二、精馏塔的物料衡算1.原料液及塔顶、塔底产品的摩尔分数 苯的摩尔质量 =78.11kg/mol 甲苯的摩尔质量 =92.13kg/mol2.原料液及塔顶、塔底产品的平均摩尔质量和质量分数=0.4978.11+ (1-0.49)92.14=85.26kg/mol =0.9378.11+ (1-0.93)92.14=79.09kg/mol =0.0278.11+ (1-0.02)92.14=91.85kg/mol 3.物料衡算原料处理量 总物料衡算 d+w9000 苯物料衡算 0.92+ 0.020.459000 联立解得 d= 4300 k/h，w= 4700 k/h， 9000kg/hf=9000/85.26= 105.56 kmol/h, d=4300/79.09= 54.39 kmol/h,w=4700/91.85= 51.17kmol/h 三、塔板数的确定 1.理论板层数的求取 苯-甲苯属理论物系，可采用图解法求理论板层数。 由附表查得苯-甲苯物系的气液平衡数据，绘出x-y图及t-x-y图求最小回流比及操作回流比 采用作图法求最小回流比。在图中对角线上，自点e（0.49, 0.49）做垂线，ef即为进料线（q线），该线与平衡线的交点f坐标为： =0.70 =0.49 故最小回流比为：= =1.095 取操作回流比为： 求操作线方程 精馏段操作线方程： 图解法求理论板层数 采用图解法求理论板层数，由图可知求解结果为： 总理论板层数层，精馏段4层，提馏段6层。进料板是第五块板2.全塔效率 0.17-0.616，度根据塔顶、塔底液相组成查图，求得平均温度为86.5度，该温度下进料液相平均黏度为 故 3.实际板层数的求取 精馏段实际板层数： 提馏段实际板层数： 四、精馏塔的工艺条件及有关物性数据的计算 以精馏段为例进行计算。1.操作压强计算塔顶操作压强 kpa每层塔板压降 kpa进料板压强 kpa提馏段平均压强 kpa2.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，其中苯、甲苯的饱和蒸汽压由安托尼方程计算，计算过程略。计算结果如下: 塔顶温度td=81.5 进料板温度tf=91.5平均温度 3.平均摩尔质量计算 塔顶摩尔质量计算：由 查表得：x1=o.83 进料板平均摩尔质量计算 由图解理论板，得 查平衡曲线，得 精馏段平均摩尔质量 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，即液相平均密度计算 液相平均密度依下式计算： 塔顶液相平均密度计算： 由td=81.5，查附表得 进料板液相平均密度计算 由tf=91.5，查附表得 进料板液相的质量分数计算 精馏段液相平均密度为 5.液相平均表面张力计算 液相平均表面张力依下式计算，即 塔顶液相平均表面张力计算 由td=81.5 ，查附表得 进料板液相平均表面张力计算 由tf=91.5，查附表得 精馏段液相平均表面张力为： 6.液相平均粘度计算 液相平均粘度依下式计算： 塔顶液相平均粘度计算 由td=81.5 ，查附表得 进料板液相平均粘度计算 由tf=91.5，查附表得 精馏段液相平均粘度为 求精馏塔的气、液相负荷 五、精馏塔的塔体工艺尺寸计算1.塔径的计算取板间距，取板上液层高度， 则 查smith图得=0.072,依式校正到物系表面张力为20.46mn/m时的 取安全系数为0.70，则空塔气速为： 按标准塔径圆整后为 2.精馏塔的有效高度的计算 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0.64m，故精馏塔的有效高度为 六、塔板主要工艺尺寸的计算 1.溢流装置计算筛板式塔的溢流装置包括溢流堰，降液管和受液盘等几部分。其尺寸和结构对塔的性能有着重要影响。根据经验并结合其他影响因素，当因d=1.0m,可选用单溢流弓形降液管，不设进口堰，采用凹形受液盘。各项计算如下：溢流堰长 取堰长为0.66d 即 溢流堰高度 计算如下：， 由， 査下图知e=1.03 依式 得 取板上清液层高度 弓形降液管宽度和降液管面积 由，査下图得， 故 验算液体在降液管中停留时间以检验降液管面积，即 (5s,符合要求) 故降液管设计合理。降液管底隙高度 取液体通过降液管底隙的流速 计算降液管底隙高度 即： 2.塔板布置 取边缘区宽度，安定区宽度 开孔区面积计算 开孔区面积计算，得 3.筛孔数与开孔率 本例所处理的物系无腐蚀性，取筛孔孔径，正三角形排列，可选用碳钢板，取，故 孔中心距 依式计算塔板上开孔区的开孔率，即 每层塔板上的开孔面积为 气体通过筛孔的气速为 七、筛板的流体力学验算1.气体通过筛板压降相当的液柱高度依式 干板压降相当的液柱高度，计算如下 依，査图得 气体通过板上液层压降相当的液柱高度，计算如下： 由图查取板上液层充气系数 克服液体表面张力压降相当的液柱高度 依式 气体通过每层塔板的液柱高度可按下式计算： 气体通过每层塔板的压降为： （设计允许值） 2.雾沫夹带量的验算 故在设计负荷下不会发生过量雾沫夹带。3.漏液的验算 对筛板塔，漏液点气速可由式（5-25）计算： 稳定系数为 故在本设计中无明显漏液。4.液泛验算 为防止塔内发生液泛，降液管内液层高应服从如下关系： 依式计算，即 苯-甲苯物系属一般物系，取，则 故，在设计负荷下不会发生泛液。 根据以上塔板的各项流体力学的验算，可认为精馏段塔径及各工艺尺寸是合适的。 八、塔板负荷性能图1.漏液线漏液线，又称气相负荷下限线。气相负荷低于此线将发生严重的漏液现象，气、液不能充分接触，使塔板效率下降。 代入原式得 已算出，代入整理得 在操作范围内，任取几个值，依上式计算出值，计算结果列于下表。0.00060.790.00150.850.00300.860.00450.88 由此表数据即可作出漏液线1。 2.雾沫夹带线当气相负荷超过此线时，液沫夹带量过大，使塔板效率大为降低。对于精馏，一般控制ev0.1kg液/kg气。以ev=0.1kg液/kg为限,求vs-ls关系如下: 由 近似取， 取雾沫夹带极限值，已知，代入原式得： 整理得 在操作范围内，任取几个值，依上式计算出值，计算结果列于下表。0.00060.150.00150.150.00300.140.00450.13 由此表数据即可作出液沫夹带线2。3.液相负荷下限线液相负荷低于此线，就不能保证塔板上液流的均匀分布，将导致塔板效率下降。 对于平直堰，取堰上液层高度作为最小液体负荷标准。由式（5-7）得 取e=1，则 整理上式得 据此可作出与气体流量无关的垂直液相负荷下限线3。4.液相负荷上限线该线又称降液管超负荷线。液体流量超过此线，表明液体流量过大，液体在降液管内停留时间过短，进入降液管的气泡来不及与液相分离而被带入下层塔板，造成气相返混，降低塔板效率。以作为液体在浆液管中停留时间的下限，由式（5-9）得 据此可作出与气体流量无关的垂直液相负荷上限线4。5.液泛线若操作的气液负荷超过此线时，塔内将发生液泛现象，使塔不能正常操作。液泛可分为降液管液泛和液沫夹带液泛两种情况，在浮阀塔板的流体力学验算中通常对降液管液泛进行验算。为使液体能由上层塔板顺利地流入下层塔板，降液管内须维持一定的液层高度hd联立式得 近似取，由式 故 （已算出） 故 将、以及以上式代入得： 整理得下式： 在操作范围内，任取几个值，依上式计算出值，计算结果列于下表：0.00062.850.00152.770.00302.680.00452.59 由此表数据即可作出液泛线56. 操作线 由，及与之间的关系可作出筛板塔的负荷性能图： 在负荷性能图上，作出操作点a，连接oa，即作出操作线。由图可看出，该筛板上限为液泛控制，下限为漏液控制。由图查得 故操作弹性为 九、设计一览表将设计筛板的主要结果汇总于下表：序号 项目数值 序号项目数值 1 平均温度86.517边缘区宽度，m0.0352平均压力108.118开孔区面积0.323气相流量1.3319筛孔直径，m0.0054液相流量0.003220筛孔数目n8655实际塔板数1021孔中心距t，m0.0186有效段高度z，m7.8422开孔率，%10.17塔径d，m1.423空塔气速u，m/s0.848板间距，m0.424筛孔气速，m/s3.369溢流形式单溢流25稳定系数2.8410降液管形式弓形26每层塔板压降，kpa0.711堰长，m0.92427负荷上限液泛控制12堰高，m0.050428负荷下限漏液控制13板上液层高度，m0.0629液沫夹带，（kg液/kg气）0.016814堰上液层高度，m0.01130气相负荷上限，0.0036315降液管底隙高度0.043331气相负荷下限，0.00045316安定区宽度，m0.06532操作弹性8.776 十、操作方案的说明：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，降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。冷凝器在泡点下一部分回流到塔内，其余部分经产品冷却器冷却后送入储罐。该物系属于易分离物系，最小回流比较小，故操作回流比去最小回流比的两倍。塔釜采用间接蒸汽加热，塔底产品冷却送到储罐。附表 表 1 苯和甲苯的物理性质项目分子式相对分子质量mr沸点/临界温度tc/临界压强pc/kpa苯c6h678.1180.1288.56833.4甲苯c6h5-ch392.13110.6318.574107.7表 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/y110.560.000.00109.911.002.50108.793.007.11107.615.0011.2105.0510.020.8102.7915.029.4100.7520.037.298.8425.044.297.1330.050.795.5835.056.694.0940.061.992.6945.066.791.4050.071.390.1155.075.580.8060.079.187.6365.082.586.5270.085.785.4475.088.584.4080.091.283.3385.093.682.2590.095.981.1195.098.080.6697.098.880.2199.099.6180.01100.0100.1表3 antoine 常数值组分abc苯6.0231206.35220.24甲苯60.781343.94219.58表4 苯与甲苯的液相密度温度t/8090100110120l,苯/(kg/m3)815803.9792.5780.3768.9l，甲苯/(kg/m3)810800.2790.3780.3770.9 表5 液体表面张力温度t/8090100110120,苯/(mn/m)21.2720.0618.8517.6616.49，甲苯/(mn/m)21.6920.5919.9418.4117.31表6 液体粘度温度t/8090100110120l苯/（mpas）0.3080.2790.2550.2330.215l甲苯/（mpas）0.3110.2860.2640.254