板式精馏塔的设计-化工原理课程设计.doc

物料，热量等的的衡算化工原理课程设计板式精馏塔的设计 目录一、化工原理课程设计任书 二、设计计算 1.设计方案的确定 2.精馏塔的物料衡算 3.塔板数的确定 4.精馏塔的工艺条件及有关物性数据的计算 5.精馏塔的塔体工艺尺寸计算 6.塔板主要工艺尺寸的计算 7.筛板的流体力学验算 8.塔板负荷性能图 三、参考书目 板式精馏塔设计任务书一 设计题目：设计分离苯甲苯连续精馏筛板塔二、 设计任务及条件1、 设计任务：物料处理量： 4000kg/h 进料组成 ： 0.6 0.44 苯，苯-甲苯常温混合溶液 （质量分率，下同）分离要求：塔顶产品组成苯 0.975 0.99 塔底产品组成苯 0.0235 0.15 2、 设计条件塔顶表压： 4 kPa 单板压降： 0.7 kPa 全塔效率： 52%1.设计方案的选定 本设计任务为分离苯一甲苯混合物。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人精馏塔内。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。塔釜采用间接蒸汽加热，塔底产品经冷却后送至储罐。2 精馏塔的物料衡算(1) 原料液及塔顶、塔底产品的摩尔分率 苯的摩尔质量 MA78.11kg/kmo；甲苯的摩尔质量 MB92.13kg/kmol进料组成 XF0.481馏出液组成 XD0.979釜残液组成 XW0.028（2）原料液及塔顶、塔底产品的平均摩尔质量 MF0.48178.110.51992.1385.39kg/kmolMD0.97978.110.02192.1378.40kg/kmolMW0.02878.110.97292.1391.74kg/kmol（3）物料衡算 改，原料处理量 F4000/85.3946.84kmol/h总物料衡算 46.84=DW苯物料衡算 46.840.4810.979D0.028 W联立解得 D22.31kmol/h W24.53kmol/h3 塔板数的确定 依操作压力由泡点方程通过试差差值法计算温度，其中笨，甲苯的饱和蒸汽压由安托尼方程计算，计算结果如下： 塔顶 tD80.6 Ps苯102.9kpa Ps甲苯39.6kpa 进料板 tF93.0 Ps苯148.2kpa Ps甲苯59.7kpa 塔底 tW109.4 Ps苯230.3kpa Ps甲苯97.8kpa 精馏段平均温度 tm(80.6+93.0)/2=86.8 提馏段平均温度 tm(93.0+109.4)/2=101.2 挥发度的计算： 塔顶 D102.9/39.6=2.60 进料 F148.2/59.7=2.48 塔底 W230.3/97.8=2.35 全塔平均相对挥发度为 m2.47 精馏段平均相对挥发度为 m2.54 饱和液体进料时， Rmin1.32 1.02 取实际回流比为最小回流比的2 1.5倍，即R2.64 1.53 X 改、0.36 0.202(0.01X0.9） Nmin7.17 8.79 又由李德-吉利兰数据回归，计算N 则0.545827-0.591422X+0.002743/X0.341 0.44 解得N12 16.18（不包括再沸器） 精馏段理论板数 Nmin3.20 3.56 解得N6 7.4 N_ Nmin / (N+2) 故加料板为从塔顶往下的第7层理论版。8 （3） 全塔效率的计算查温度组成图得到，塔顶温度TD=80.6，塔釜温度TW=109.4，全塔平均温度Tm =92.97。95分别查得苯、甲苯在平均温度下的粘度)(267.0smPaA=m，)(275.0smPaB=m平均粘度由公式，得)(276.0275.0361.0267.0639.0smPam=+=m全塔效率ET53.0.(49.0= )=TE2.47m 相平衡方程 解得xxy47.1147.2+= 变形得 用精馏段操作线和相平衡方程进行逐板计算 = 0.992 ， = 0.980 985.0392.0605.012=+=xy， 964.047.147.22=-=yyx975.0392.0605.023=+=xy， 940.047.147.233=-=yyx961.0392.0605.034=+=xy， 909.047.147.244=-=yyx942.0392.0605.045=+=xy， 867.047.147.255=-=yyx917.0392.0605.056=+=xy， 817.047.147.266=-=yyx886.0392.0605.067=+=xy, 761.047.147.267=-=yyx852.0392.0605.078=+=xy, 700.047.147.268=-=yyx816.0392.0605.089=+=xy, 642.047.147.269=-=yyx780.0392.0605.0910=+=xy, 590.047.147.2610=-=yyx 因为,0.639.0590.010=Fxx故精馏段理论板 n=10，用提留段操作线和相平衡方程继续逐板计算748.0392.0605.01011=+=xy，547.047.147.2611=-=yyx723.0392.0605.01112=+=xy，512.047.147.2612=-=yyx702.0392.0605.01213=+=xy，487.047.147.2613=-=yyx687.0392.0605.01314=+=xy，471.047.147.2614=-=yyx677.0392.0605.01415=+=xy，457.047.147.2615=-=yyx669.0392.0605.01516=+=xy, 449.047.147.2616=-=yyx663.0392.0605.01617=+=xy, 445.047.147.2617=-=yyx因为，018.0077.011=Wxx所以提留段理论板 n=5（不包括塔釜）实际板层数的求取 精馏段实际板层数 N精6/0.5211.512 提馏段实际板层数 N提7/0.5213 精馏塔的热量衡算 精馏塔的气、液相负荷 V(R+1)D(2.64+1)22.3181.21kmol/h VV+(q-1)FV81.21kmol/h 再沸器的热负荷为 QBV（IVWILW ） 因釜残液几乎为纯甲苯，故其焓可按纯甲苯进行计算 IVWILWrB36092.1333166.8kJ/h 饱和液体进料 QB81.2133166.82.693106kJ/h 加热蒸汽消耗量 Wh 1221kg/h(加热蒸汽绝压为200kpa) 冷凝器的热负荷为 QCV(IVDILD)因塔顶镏出液几乎为纯苯，故其焓可近似按纯苯进行计算QCVrA81.2138978.112.468106 kJ/h冷却水消耗量WC5.913104 kg/h 4 精馏塔的工艺条件及有关物性数据的计算 （1）操作压力计算 塔顶操作压力 101.3+4105.3 kP 每层塔板压降 P0.7 kPa 进料板压力105.30.712113.7kPa 精馏段平均压力 P m （105.3113.7）2109.5kPa （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、甲苯的饱和 气压由 安托尼方程计算，计算结果如下： 塔顶温度 tD80.6 进料板温度93.0 精馏段平均温度=（ 80.693.0）/2 = 86.8 （3）平均摩尔质量计算 塔顶平均摩尔质量计算 由 XD =y1=0.979,代入相平衡方程得x1=0.950 MVDm0.97978.11（1-0.979）92.1378.40kg/kmol MLDm0.95078.11（1-0.950）92.1378.81kg/kmol 进料板平均摩尔质量计算 由逐板计算法，得y70.634， x70.412 MVFm0.63478.11（10.634）92.1383.24kg/kmol MLFm0.41278.11（10.412）92.1386.35kg/kmol 精馏段平均摩尔质量 MVm(78.40+83.24)/280.82kg/kmol MLm(78.81+86.35)/282.58kg/kmol （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 Vm2.96kg/m3 液相平均密度计算 液相平均密度依下式计算，即 塔顶液相平均密度的计算 由tD80.6，查手册得 A814.4kg/m3 B808.9kg/m3 LDm814.3 kg/m3 进料板液相平均密度的计算 由93.0，查手册得 A800 kg/m3 B797 kg/m3 进料板液相的质量分率 A LFm kg/m3 精馏段液相平均密度为 Lm（814.3+798.1）/2806.2 kg/m3 (5) 液体平均表面张力的计算 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 由 tD80.6，查手册得 A=21.26mN/m B=21.61 mN/m LDm=0.97921.26+(1-0.979)21.61=21.27 mN/m 进料板液相平均表面张力的计算 由93.0，查手册得 A=19.57 m N/m B=20.32 m N/m LFm=0.41219.57+0.58820.32=20.01 mN/m 精馏段液相平均表面张力为 Lm=（21.27+20.01）/2=20.64 mN/m (6) 液体平均粘度计算 液相平均粘度依下式计算，即 lgLm=xilgi 塔顶液相平均粘度的计算 由tD80.6，查手册得 A=0.306 mPas B=0.310 mPas lgLDm=0.979lg(0.306)+ (1-0.979)lg(0.310) 解出LDm=0.306 mPas 进料板液相平均粘度的计算 由93.0，查手册得 A=0.272 mPas B=0.279 mPas lg LFm=0.412lg(0.272)+ (1-0.412)lg(0.279) 解出LFm=0.276 mPas 精馏段液相平均粘度为 Lm=(0.306+0.276)/2=0.291 mPas 5 精馏塔的塔体工艺尺寸计算 (1) 塔径的计算 精馏段的气、液相体积流率为 Vsm3/s Lsm3/s 由 umax C 取板间距HT=0.40m,板上液层高度hL=0.06m，则 HT-hL0.40-0.060.34m，则C200.072 CC20(L/20)0.20.0724 umax1.193m/s 取安全系数为0.7，则空塔气速为 u0.7 umax0.71.1930.835m/s D 按标准塔径圆整后为 D1.0m 塔截面积为 ATD20.785m 实际空塔气速为 u 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(12-1)0.44.4m 提馏段有效高度为 Z提（N提-1）HT(13-1)0.44.8m 在进料板上方开一人孔，其高度为0.8m 故精馏塔的有效高度为 ZZ精Z提0.810m 6 塔板主要工艺尺寸的计算 (1) 溢流装置计算 因塔径D1.0m，可选用单溢流弓形降液管，采用凹形受液盘。各项计算如下 a)溢流堰长，取=0.66D=0.661.0=0.66m b)溢流堰高度： 选用平直堰，则 2/3 近似取E1，则 0.013m 取板上清液层高度 hL60mm 故 0.06-0.0130.047m c)弓形降液管宽度与降液管的面积： 由查图得， 故 Wd0.124D0.124 Af0.0722AT0.07220.7850.0567m2 计算液体在降液管中停留时间以检验降液管面积， 即（大于5s，符合要求） d)降液管底隙高度： 取u0.08m/s hw-0.047-0.0320.015m0.006m 故降液管底隙高度设计合理 (2) 塔板布置 塔板的分块 因D800mm，故塔板采用分块式。查表得，塔极分为3块。 边缘区宽度确定 取WsWs0.065m，Wc0.035m 开孔区面积计算 Aa20.532m2 筛孔计算及其排列 本例所处理的物系无腐蚀性，可选用3mm碳钢板，取筛孔直径d05mm 筛孔按正三角形排列，取孔中心距t为 t3d03515mm 筛孔数目n为 n个 开孔率为 0.907210.1 气体通过阀孔的气速为 u011.56m/s 7 筛板的流体力学验算 塔板的流体力学计算，目的在于验算预选的塔板参数是否能维持塔的正常操作，以便决定对有关塔板参数进行必要的调整，最后还要作出塔板负荷性能图。 (1) 气体通过筛板压强相当的液柱高度计算 a)干板压降相当的液柱高度：依，查图得，C0=0.772 则 hc0.051(u0/c0)2(V/L) 0.0420m液柱 b)气体穿过板上液层压降相当的液柱高度：， 由与关联图查得板上液层充气系数=0.61，依 c)克服液体表面张力压降相当的液柱高度：依式，故则单板压强：PhpLg 638pa0.7kpa (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)液沫夹带 0.1kg液/kg气 故在本设计中液沫夹带量ev在允许范围内。(4) 漏液由式 筛板的稳定性系数，故在本设计中无明显漏液(5) 液泛为防止降液管液泛的发生，应使降液管中清液层高度依式， 而 H=0.073+0.037+0.001=0.11m取，则故在设计负荷下不会发生液泛。根据以上塔板的各项液体力学验算，可认为精馏段塔径及各项工艺尺寸是适合的。8 塔板负荷性能图 精馏段：(1) 漏液线 由 ，得 在操作范围内，任取几个Ls值，依上式计算出Vs值，计算结果列于表3-19。 表3-19Ls /(m3/s) 0.00060.00150.00300.0045Vs /(m3/s)0.3090.3190.3310.341由上表数据即可作出漏液线。 (2) 雾沫夹带线 以 ev0.1kg液/kg气为限，求 Vs-Ls关系如下： 由 Us=hw=0.047联立以上几式，整理得Vs=1.29-10.07Ls2/3 在操作范围内，任取几个Ls值，依上式计算出Vs值，计算结果列于表3-20。 表3-20Ls /(m3/s) 0.00060.00150.00300.0045Vs /(m3/s)1.2181.1581.0811.016由上表数据即可作出液沫夹带线2。 (3) 液相负荷下限线 对于平直堰，取堰上液层高度hOW0.006m作为最小液体负荷标准。由式3-21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 以4s作为液体在降液管中停留时间的下限 据此可作出与气体流量元关的垂直液相负荷上限线4。 (5) 液泛线 令 由联立得忽略h，将hOW与Ls，hd与Ls，hc与Vs的关系式代人上式，并