板式精馏塔设计.doc

平顶山学院2012级课程设计 苯-氯苯分离过程板式精馏塔设计 王伟亮 课程设计说明书 苯氯苯分离过程 题 目: 板式精馏塔设计 院(系): 化学化工学院 2014年10月19日1目 录1板式精馏塔设计任务书12 设计方案及工艺流程22.1设计方案的确定22.2工艺流程23 工艺设计计算33.1 全塔的物料衡算33.1.1 料液及塔顶底产品含苯的摩尔分率33.1.2 原料液及塔顶、塔底产品的平均摩尔质量33.1.3 物料衡算33.2 塔板数的确定43.2.1 理论板数nt的求取43.2.2 全塔效率的et求取53.2.3 实际板层数的求取63.3 精馏塔的工艺条件及有关物性数据的计算63.3.1 操作压力的计算63.3.2 操作温度计算63.3.3 平均摩尔质量计算63.3.4 平均密度计算73.3.5 液相平均表面张力计算83.3.6 液相平均粘度计算93.4 精馏塔的塔体工艺尺寸计算93.4.1 塔径的计算93.4.2精馏塔有效高度的计算103.5 塔板主要工艺尺寸的计算113.5.1 溢流装置计算113.5.2 塔板布置123.5.3 筛孔计算及其排列133.6 筛板的流体力学验算133.6.1 塔板压降133.6.3 液沫夹带143.6.4 漏液143.6.5 液泛143.7 塔板负荷性能图153.7.1 漏液线153.7.2 液沫夹带线163.7.3 液相负荷下限线173.7.4 液相负荷上限线173.7.5 液泛线174 板式塔接管的计算194.1进料管194.2 回流管204.3 塔顶蒸汽接管204.4 釜液排出管204.5 塔釜进气管205 设计一览表216 设计小结227 参考资料23ii1板式精馏塔设计任务书一、设计题目： 苯氯苯分离过程板式精馏塔设计二、设计任务及操作条件1、 设计任务： 生产能力（进料量） 25000吨年 操作周期 7200小时年 进料组成 38（质量分率，下同） 塔顶产品组成 0.2% 塔底产品组成 992、 操作条件 操作压力 4 kpa（表压） 进料热状态 自选 塔底加热蒸气压力 0.5mpa（表压） 单板压降： 0.7 kpa 3、 设备型式 浮阀塔 （f1型）4、 厂 址 河南地区三、设计内容：1、设计方案的选择及流程说明2、工艺计算3、主要设备工艺尺寸设计 （1）塔径及提馏段塔板结构尺寸的确定 （2）塔板的流体力学校核 （3）塔板的负荷性能图 （4）总塔高、总压降及接管尺寸的确定4、设计结果汇总5、工艺流程图及精馏塔工艺条件图6、设计评述112 设计方案及工艺流程2.1设计方案的确定本任务是分离苯氯苯混合物。对于二元混合物的分离，应采用连续精馏流程，本设计采用板式塔连续精馏。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进精馏塔内。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，其余部分冷却后送至储物罐。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，且在常压下操作。塔釜采用间接蒸汽加热，塔底产品经冷却后送至储物罐。2.2工艺流程 连续精馏装置流程如图所示首先，苯和氯苯的原料在原料预热器中加热到泡点温度，然后，原料从进料口进入到精馏塔中。因为被加热到泡点，混合物中既有气相混合物，又有液相混合物，这时候原料混合物就分开了，气相混合物在精馏塔中上升，而液相混合物在精馏塔中下降。气相混合物上升到塔顶上方的冷凝器中，这些气相混合物被降温到露点冷凝成液体，其中部分进入到塔顶产品冷却器中进行进一步冷却，停留一定的时间然后进入苯的储罐，而其中的另一部分重新回到精馏塔中，这个过程就叫做回流。液相混合物就从塔底一部分进入到塔底产品冷却器中，一部分进入再沸器，在再沸器中被加热到泡点温度重新回到精馏塔。塔里的混合物不断重复前面所说的过程，而进料口不断有新鲜原料的加入。最终，完成苯与氯苯的分离。3 工艺设计计算3.1 全塔的物料衡算 3.1.1 料液及塔顶底产品含苯的摩尔分率 苯和氯苯的相对摩尔质量分别为78.11 kg/kmol和112.56 kg/kmol。3.1.2 原料液及塔顶、塔底产品的平均摩尔质量3.1.3 物料衡算 原料处理量 总物料衡算 39.28=d+w 苯物料衡算 39.280.7016=d0.9986+w0.0029联立解得 d=27.56 w=11.723.2 塔板数的确定3.2.1 理论板数nt的求取 苯氯苯物系属于理想物系，求取nt，步骤如下：（1）根据苯氯苯的相平衡数据，利用泡点方程和露点方程求取xy,依据x=（pt-p0b)/(p0a-p0b），y=p0ax/pt,将所得计算结果如下:t()8090100110120130131.8x1.0000.6770.4420.2650.1270.0190.000y1.0000.9130.7850.6130.3760.0720.000本题中，塔内压力接近常压，而表中所给为常压下的相平衡数据，因为操作压力偏离 常压很小，所以其对xy平衡关系的影响完全可以忽略。(2) 求最小操作回流比及操作回流比采用作图法求最小回流比。自点c（0.7016,0.7016）作垂线与平衡线交于点d，cd连线即为q线，由图可知：，最小操作回流比： 操作回流比： (3) 求精馏塔的汽、液相负荷:精馏段： l=rd=0.66427.56=18.30kmol/hv=(r+1)d=(0.664+1)27.56=45.86 kmol/h提馏段： l=l+qf=14.64+139.28=53.92kmol/hv=v=45.86 kmol/h(4) 求操作线方程 精馏段操作线： 提馏段操作线： 提馏段操作线为过(0.0029,0.0029)和(0.7016,0)两点的直线。(5) 图解法求理论板层数 采用图解法求理论板层数，如图所示。采用图解法求理论板数，求解结果为：总理论板数，进料板位置3.2.2 全塔效率的et求取 进料状况为泡点液体， 把=0.332 =0.9986 =0.7016代入上式中得=5.21全塔效率 et=0.49（5.210.173）-0.245= 0.503.2.3 实际板层数的求取 精馏段实际板层数： 提馏段实际板层数： 总塔板数:块。3.3 精馏塔的工艺条件及有关物性数据的计算3.3.1 操作压力的计算 塔顶： 每层塔板压降 加料板： 精馏段平均压强： 塔底： 提馏段平均压强：3.3.2 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、氯苯的饱和蒸汽压由安托尼方程计算，计算结果如下： 塔顶温度，加料板温度，塔底温度。精馏段平均温度：。提馏段平均温度： 整个塔的平均温度：3.3.3 平均摩尔质量计算 塔顶：，（查相平衡图） 加料板：，（查相平衡图） 塔底： , 精馏段： 提馏段： 3.3.4 平均密度计算 (1) 液相平均密度组分的液相密度（）温度，（）8090100110120130苯817805793782770757氯苯1039102810181008997985 纯组分在任何温度下的密度可由下式计算： 苯： 推荐： 氯苯 ： 推荐： 式中的t为温度，塔顶：进料板：塔底： 精馏段的液相密度：精馏段的气相密度：提馏段的液相密度:提馏段的气相密度:(2) 液相平均密度: 汽相平均密度: 3.3.5 液相平均表面张力计算组分的表面张力（）温度，（）8085110115120131苯21.220.617.316.816.315.3氯苯26.125.722.722.221.620.4 双组分混合液体的表面张力可按下式计算：由,用试差法计算出该温度下两组分的表面张力为 ； （80）进料板：；精馏段：提馏段的计算方法与此类似，故省略。3.3.6 液相平均粘度计算 塔顶：查化工原理数据，在80下有： 加料板：精馏段：3.4 精馏塔的塔体工艺尺寸计算3.4.1 塔径的计算由式中c由公式计算，其中可由史密斯关联图查出，图的横坐标为取板间距，板上液层高度，则由史密斯关系图得取安全系数为0.7，则空塔气速为精馏段的塔径:按标准塔径圆整后取d=800 mm塔截面积为:实际空塔气速为：3.4.2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800 mm故精馏塔的高度为：5.85+5.85+0.8=12.5 m3.5 塔板主要工艺尺寸的计算3.5.1 溢流装置计算因塔径d=0.7m2 m时，可达100 mm。安定区宽度：规定m时mm；m时mm；本设计取m，m。（2）开孔区面积式中：3.5.3 筛孔计算及其排列取筛孔的孔径，正三角形排列，筛板采用碳钢，其厚度，且取。故孔心距。每层塔板的筛孔数（孔）每层塔板的开孔率（应在515%，故满足要求）每层塔板的开孔面积气体通过筛孔的气速3.6 筛板的流体力学验算3.6.1 塔板压降(1) 由查图5-10得=0.7720(2) 气体通过液层的阻力由下式计算 m/s 查表，得=0.57.(3) 液体表面张力的阻力计算液体表面张力所产生的阻力 由下式计算气体通过每层塔板的液柱高度:气体通过每层塔板的压降为（满足工艺要求）3.6.2 液面落差对于筛板塔，液面落差很小，且本例的塔径和液流量均不大，故可忽略液面落差的影响。3.6.3 液沫夹带式中：=2.50.06=0.15 m在本设计中液沫夹带量在允许范围中。3.6.4 漏液实际孔速:=12.77 m/s筛板的稳定性系数: 故在本设计中无明显漏液。3.6.5 液泛为防止塔内发生液泛，降液管内液层高应满足下式：苯氯苯物系属于一般物系，取=0.5而，板上不设进口堰，则 成立，故在本设计中不会产生液泛现象。3.7 塔板负荷性能图 3.7.1 漏液线漏液线，又称气液负荷下限线。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。整理得 在操作范围内，任取几个ls值，依上式计算vs值，计算结果如下：精馏段漏液线数据0.00020.00070.00120.00170.00220.00270.61960.62020.62070.62110.62140.6217由上表数据即可作出漏液线1。3.7.2 液沫夹带线以气为限，求关系如下式中：将已知数据代入式得:在操作范围内，任取几个值，依式（3-2）算出对应的值列于下表：精馏段液沫夹带线0.00020.00070.00120.00170.00220.002710.616710.316510.08729.88879.70919.5427由上表数据即可作出液沫夹带线2。3.7.3 液相负荷下限线对于平直堰，去堰上液层高度作为最小液体负荷标准。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3。3.7.4 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，造成气相反混，降低塔板效率。以作为液体在降液管中停留时间的下限，由下式得： 据此可作出与气体流量无关的垂直液相负荷上限线4。3.7.5 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雾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，降液管内需维持一定的液层高度。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 在操作范围内，任取几个值，依上式计算出值，计算结果列于表精馏段液泛线数据0.00020.0007 0.0012 0.0017 0.00220.00273.1036 3.0948 3.0874 3.0804 3.07353.0663由上表数据即可作出液泛线5。作出操作点a，连接o a，即作出操作线。由图看出，该筛板的操作上限为液泛控制，下限为漏液控制，3.0946 m 3 / s0.6203 m 3/ s故操作弹性为：4 板式塔接管的计算4.1进料管进料管的结构类型很多，有直管进料管、弯管进料管、t型进料管。本设计采用直管进料管d=进料管内液体的适宜速度由高位槽流入时为0.4-0.8，本设计取=0.8,(kg/m 3）根据常用管道查表应选取。4.2 回流管采用直观回流管，只在重力作用下的速度为：0.2-0.5,本设计取,则 根据常用管道查表应选取。4.3 塔顶蒸汽接管采用直管出料管,常压操作时，出料管内气体的适宜速度为：12-20 m/s,本设计取20，则：根据常用管道查表应选取。4.4 釜液排出管采用直管出料管，出料管内液体的适宜速度为：0.5-1.0 m/s,本设计取。则：根据常用管道查表应选取。4.5 塔釜进气管采用直管进气管,常压操作时，进气管内气体的适宜速度为：12-20 m/s,本设计取20，则：根据常用管道查表应选取5 设计一览表序号项目数值序号项目数值1平均温度/96.7517边缘区宽度，m0.0452平均压力/k pa115.118开孔区面积，0.22533气相流量 m 3/s0.28219筛孔直径，m0.0054液相流量 m 3/s0.001320筛孔数目n11575实际塔板数2821孔中心距t，m0.0156有效段高度z，m12.522开孔率，%10.17塔径d，m0.7023空塔气速u，0.8268板间距ht，m0.4524筛孔气速，12.379溢流方式单溢流25稳定系数1.55210降液管形式弓形26每层塔板压降，k pa508.311堰长，l w/m0.4227液相负荷上限0.002412堰高h w，m0.0458328液相负荷下限0.0003613板上液层高度 h l，m0.0629液沫夹带（kg液/kg气）0.005614堰上液层高度，m0.0141730气相负荷上限，3.094615降液管底隙高度，m0.0386931气相负荷下限，0.620316安定区宽度，m0.07532操作弹性4.9896 设计小结塔设备是化工、石油化工和炼油等生产中最重要的设备之一。在塔设备中完成的常见单 元操作有：精馏、吸收、解吸和萃取等。为了适应各种化工产品的生产和发展，不仅需要新建大量的塔，还要对原有塔设备进行技术改造，因此陆续出现了一批能适应各方面要求的新塔型。 浮阀塔用于气液传质过程中。浮阀的阀片可以浮动，随着气体负荷的变化而调节其开启度，因此，浮阀塔的操作弹性大，特别是在低负荷时，仍能保持正常操作。浮阀塔由于气液接触状态良好，雾沫夹带量小(因气体水平吹出之故)，塔板效率较高，生产能力较大。塔结