板式塔设计范例

1、板式塔设计范例 1 化工原理课程设计 年产26000吨苯-甲苯 精馏塔设计说明书 专 业 字体宋体，字号四号 班 级 字体宋体，字号四号 学 号 字体宋体，字号四号 同学姓名 字体宋体，字号四号 指导老师 字体宋体，字号四号 完成日期 字体宋体，字号四号 盐城工学院化学工程系 序言 化工原理课程设计是综合运用化工原理课程和有关先修课程（物理化学，化工制图等）所学学问，完成一个单元设备设计为主的一次性实践教学，是理论联系实际的桥梁，在整个教学中起着培育同学力量的重要作用。通过课程设计，要求更加熟识工程设计的基本内容，把握化工单元操作设计的主要程序及方法，熬炼和提高同学综合运用理论学问和技能的力量

2、，问题分析力量，思索问题力量，计算力量等。 精馏是分别液体混合物（含可液化的气体混合物）最常用的一种单元操作，在化工，炼油，石油化工等工业中得到广泛应用。精馏过程在能量剂驱动下（有时加质量剂），使气液两相多次直接接触和分别，利用液相混合物中各组分的挥发度的不同，使易挥发组分由液相向气相转移，难挥发组分由气相向液相转移，实现原料混合液中各组分的分别。依据生产上的不同要求，精馏操作可以是连续的或间歇的，有些特别的物系还可采纳衡沸精馏或萃取精馏等特别方法进行分别。本设计的题目是苯-甲苯连续精馏筛板塔的设计，即需设计一个精馏塔用来分别易挥发的苯和不易挥发的甲苯，采纳连续操作方式，需设计一座板式塔将其分

3、别。 2 名目 第1章设计任务书 (1) 9. 各接管尺寸的确定 (30) 1 进料管 (30) 3 回流液管 (31) 4 塔顶上升蒸汽管 (31) 5 再沸气产生的蒸汽进口管 (32) 3 第1章设计任务书 一、设计题目 设计分别苯甲苯连续精馏筛板塔 二、设计任务及操作条件 1、设计任务 物料处理量：7万吨年 进料组成：37苯-甲苯常温混合溶液（质量分率，下同） 分别要求： 塔顶产品组成苯95 塔底产品组成苯6% 2、操作条件 平均操作压力：101.3 kpa 平均操作温度：94 回流比：自选 单板压降：=0.9 kpa 工时：年开工时数7200小时 课题性质：化工原理课程设计 三、设计方

4、法和步骤： 1、设计方案简介 依据设计任务书所供应的条件和要求，通过对现有资料的分析对比，选定相宜的流程方案和设备类型，初步确定工艺流程。对选定的工艺流程，主要设备的形式进行简要的论述。 2、主要设备工艺尺寸设计计算 （1）收集基础数据 （2）工艺流程的选择 （3）做全塔的物料衡算 1 （4）确定操作条件 （5）确定回流比 （6）理论板数与实际板数 （7）确定冷凝器与再沸器的热负荷 （8）初估冷凝器与再沸器的传热面积 （9）塔径计算及板间距确定 （10）堰及降液管的设计 （11）塔板布置及筛板塔的主要结构参数 （12）塔的水力学计算 （13）塔板的负荷性能图 （14）塔盘结构 （15）塔高 （

5、16）精馏塔接管尺寸计算 3、典型帮助设备选型与计算（略） 包括典型帮助设备（换热器及流体输送机械）的主要工艺尺寸计算和设备型号规格的选定。 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 四、参考资料 化工原理课程设计天津高校化工原理教研室，柴诚敬刘国维李阿娜编； 化工原理（第三版）化学工业出版社，谭天恩窦梅周明华等编； 化工容器及设备简明设计手册化学工业出版社，贺匡国编； 化学工程手册上卷化学工业出版社，化工部第六设计院编； 2 常用化工单元设备的设计华东理工出版社。 3 第2章设计计算 2.1 设计方案的选定及基础数据的搜集 本设计任务为分别苯一甲苯混合物。由于对物料没

6、有特别的要求，可以在常压下操作。对于二元混合物的分别，应采纳连续精馏流程。设计中采纳泡点进料，将原料液通过预热器加热至泡点后送人精馏塔内。塔顶上升蒸气采纳全凝器冷凝，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。该物系属易分别物系，最小回流比较小，故操作回流比取最小回流比的2倍。塔底设置再沸器采纳间接蒸汽加热，塔底产品经冷却后送至储罐。其中由于蒸馏过程的原理是多次进行部分汽化和冷凝，热效率比较低，但塔顶冷凝器放出的热量许多，但其能量品位较低，不能直接用于塔釜的热源，在本次设计中设计把其热量作为低温热源产生低压蒸汽作为原料预热器的热源之一，充分利用了能量。 塔板的类型为筛板

7、塔精馏，筛板塔塔板上开有很多均布的筛孔，孔径一般为38mm，筛孔在塔板上作正三角形排列。筛板塔也是传质过程常用的塔设备，它的主要优点有： （）结构比浮阀塔更简洁，易于加工，造价约为泡罩塔的60，为浮阀塔的80左右。 （）处理力量大，比同塔径的泡罩塔可增加1015。 （）塔板效率高，比泡罩塔高15左右。 （）压降较低，每板压力比泡罩塔约低30左右。 筛板塔的缺点是： （）塔板安装的水平度要求较高，否则气液接触不匀。 （）操作弹性较小(约23)。 （）小孔筛板简单堵塞。 下图是板式塔的简略图 4 5 表 2-1 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pc

8、 （kpa ） 苯a 甲苯b c 6h 6 c 6h 5-ch 3 78.11 92.13 80.1 110.6 288.5 318.57 6833.4 4107.7 表2 苯和甲苯的饱和蒸汽压 温度c 0 80.1 85 90 95 100 105 110.6 0 a p ，kpa 0 b p ，kpa 101.33 40.0 116.9 46.0 135.5 54.0 155.7 63.3 179.2 74.3 204.2 86.0 240.0 表3 常温下苯甲苯气液平衡数据（2：8p 例11附表2） 温度c 0 80.1 85 90 95 100 105 110.6 液相中苯的摩尔分率

9、汽相中苯的摩尔分率 1.000 1.000 0.780 0.900 0.581 0.777 0.412 0.630 0.258 0.456 0.130 0.262 6 表4 纯组分的表面张力(1：378p 附录图7) 温度 80 90 100 110 120 苯，mn/m 甲苯，mn/m 21.2 21.7 20 20.6 18.8 19.5 17.5 18.4 16.2 17.3 表5 组分的液相密度(1：382p 附录图8) 温度() 80 90 100 110 120 苯,kg/3m 甲苯,kg/3m 814 809 805 801 791 791 778 780 763 768 表6

10、液体粘度l （1：365p ） 温度() 80 90 100 110 120 苯（mp a .s ） 甲苯（mp a .s ） 0.308 0.311 0.279 0.286 0.255 0.264 0.233 0.254 0.215 0.228 表7常压下苯甲苯的气液平衡数据 7 2.2 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 甲苯的摩尔质量 0.37/78.11 0.4090.37/78.110.63/92.13f x =+ 0.9778.11 0.9570.9578.110.0592.13d x =+ 0.0678.11 0.0070.0678.110.9

11、492.13w x =+ 2. 原料液及塔顶、塔底产品的平均摩尔质量 0.40978.110.59192.1386.39f m kg kmol =?+?= 0.95778.110.04392.1378.71d m kg kmol =?+?= 0.07078.110.93092.1391.96w m kg kmol =?+?= （3）物料衡算 原料处理量70000000 121.5486.39*7200f kmol h = 总物料衡算 121.54=d w 苯物料衡算 121.540.4090.957d 0.070 w 联立解得 d 42.99 kmol h w=69.55 kmol h 式中，

12、 f 原料液流量 d 塔顶产品量 w 塔底产品量 8 2.3 塔板数的确定 1. 理论板层数n t 的求取 苯-甲苯属抱负物系，可采纳图解法求理论板层数。 由手册查得苯-甲苯物系的气液平衡数据，绘出x y 图，见下图 求最小回流比及操作回流比 采纳作图法求最小回流比。在上图中对角线上，自点e （0.409,0.409）作垂线ef 即为进料线(q 线)，该线与平衡线的交点坐标为 q y 0.567 , q x 0.346 故最小回流比为min 0.9570.567 1.460.5670.346 q q d q x y r y x -=- 取操作回流比为min 2 2.92r r = 求精馏塔的气

13、、液相负荷 2.9242.99125.53l r d =?=?=kmol h (1) 3.9242.99168.52v r d kmol h =+=?= 9 (1)(1)(2.921)42.99168.52/v r d q f kmol h =+-=+?= (泡点进料：q=1) 2.9242.991121.53238.06/l rd qf kmol h =+=?+?= 求操作线方程 精馏段操作线方程为 10.7490.244211d n n n x r y x x r r +=+=+ 提馏段操作线方程为 1 1.4120.092m m w m l w y x x x v v +=-=- （2）

14、逐板法求理论板 又依据min (1)1 11d d f f x x r x x -=- 可解得 =2.475 相平衡方程为： 2.4751(1)1 1.475x x y x x =+-+ 1d y x = = 0.957 11 11111(1) 2.475(1) y y x y y y y =+-+-=0.901 211110.7450.24420.915d x r y x r r x =+=+= 2 2220.813(1)y x y y = =+2.475- 320.7450.24420.850y x =+= 3333(1) y x y y =+2.475-0.696 430.7450.24

15、420.763y x =+= 44440.565(1) y x y y =+2.475- 540.7450.24420.665y x =+= 55550.420(1) y x y y =+2.475- 650.7450.24420.557y x =+= 66660.337(1) y x y y =+2.475- 10 由于6x f x 精馏段理论板 n=5 160.337x x = 211.4120.0290.447y x =-= 2 22 20.246(1) y x y y =+2.475- 321.4120.0290.318y x =-= 3 33 30.159(1) y x y y =+

16、2.475- 431.43340.0330.195y x =-= 4 4440.089(1) y x y y =+2.475- 541.4120.0290.097y x =-= 5 5550.042(1) y x y y =+2.475-w x 所以提留段理论板 n=4 全塔效率的计算（查表得各组分黏度1=0.269，2=0.277） 12(1)0.4090.269(10.409)0.2770.274m f f x x =+-=?+-?= 0.170.616lg t m e =-=0.170.616lg0.27452%- 捷算法求理论板数 min 11/ln ln()()19.89818.89

17、81w d m d w x x n x x -=-=-=- 由公式 0.5458270.5914220.002743/y x x =-+ min 2.92 1.46 0.3741 3.92r r x r -=+ 代入 y=0.488 由min 0.3165,102n n n n -=+ min,1111/ln ln()()1 4.92551d f d f x x n x x -=-=- 0.974 10.24 1.14ln()()1 4.44510.9740.24-=-=- 精馏段实际板层数 5/0.52=9.6 10, 提馏段实际板层数 4/0.52=7.698 进料板在第11块板 2.4

18、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 p 93.2 kpa d 塔底操作压力 p=109.4 kpa w 每层塔板压降p0.9 kpa 进料板压力 p93.20.910102.2kpa f 精馏段平均压力p m （93.2102.2）297.7 kpa 提馏段平均压力p m =（109.4+102.2）/2 =105.8 kpa 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 t82.7 w 进料板温度 t94.2 f 塔底温度 t=105.1 w 精馏段平均

19、温度 t=（82.794.2）/2 = 88.5 m 提馏段平均温度 t=（94.2+105.1）/2 =99.7 m 3. 平均摩尔质量计算 塔顶平均摩尔质量计算 由x d=y1=0.957,代入相平衡方程得x 1=0.901 11 12 ,0.90178.11(10.901)92.1379.50l dm m kg kmol =?+-?= ,0.95778.11(10.957)92.1378.71v dm m kg kmol =?+-?= 进料板平均摩尔质量计算 由上面理论板的算法，得f y 0.622， f x 0.399 ,0.63278.11(10.368)92.1383.27v f

20、m m kg kmol =?+-?= ,0.40978.11(10.409)92.1390.08l fm m kg kmol =?+-?= 塔底平均摩尔质量计算 由x w =0.070,由相平衡方程，得y w =0.157 ,0.15778.11(10.157)92.1386.60v wm m kg kmol =?+-?= ,0.07078.11(10.070)92.1390.59l wm m kg kmol =?+-?= 精馏段平均摩尔质量 ,78.7183.27 80.992v m m kg kmol kg kmol += ,79.5090.08 84.792l m m kg kmol k

21、g kmol += 提馏段平均摩尔质量 ,86.0683.23 84.922v m m kg kmol kg kmol += ,90.5986.39 88.492l m m kg kmol kg kmol += 4. 平均密度计算 气相平均密度计算 由抱负气体状态方程计算，精馏段的平均气相密度即 ,3,97.7 80.97 2.638.314(27 3.1588.45)m v m v m m p m kg m rt ?=?+ 提馏段的平均气相密度 13 ,3,105.884.92 2.908.314(27 3.1599.65)m v m v m m p m kg m rt ?=?+ 液相平均密

22、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t d 82.7，查手册得 3 3812.7,806.7a b kg m kg m = 塔顶液相的质量分率 0.95778.11 0.8850.95778.1192.130.043a ?=?+? ,10.8850.115813.01l dm l dm kg kmol =+= 进料板液相平均密度的计算 由t f 94.2，查手册得 33 799.1,796.0a b kg m kg m = 进料板液相的质量分率 0.40978.11 0.370.40978.1192.130.591a ?=?+? ,10.37799.10.63/769

23、.0,781.25l fm l fm kg kmol =+= 塔底液相平均密度的计算 由t w 105.1，查手册得 33786.13,785.2a b kg m kg m = 塔底液相的质量分率 0.0778.11 0.060.0778.1192.130.93a ?=?+? ,10.06/786.130.94/785.2,783.4l wm l wm kg kmol =+= 精馏段液相平均密度为 ,813.01781.25 797.13 2 l m kg kmol + = 提馏段液相平均密度为 ,781.25785.54 783.4 2 l m kg kmol + = 5. 液体平均表面张力

24、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t d82.7，查手册得 a=20.94mn/m b=21.39 mn/m ldm=0.95720.94+(1-0.957)21.39=20.98 mn/m 进料板液相平均表面张力的计算 由t f94.2，查手册得 a=19.36 m n/m b=20.21 m n/m lfm=0.40919.36+0.59120.21=19.86 mn/m 塔底液相平均表面张力的计算 由td105.1，查手册得 a=19.10 mn/m b=19.48 mn/m lwm=0.0719.10+(1-0.07)19.48=19.45mn/m 精

25、馏段液相平均表面张力为 lm=（20.98+19.86）/2=20.42 mn/m 提馏段液相平均表面张力为 lm=（19.86+19.48）/2=19.85 mn/m 6. 液体平均粘度计算 液相平均粘度依下式计算，即 14 15 lg lm =xi lg i 塔顶液相平均粘度的计算： 由t d 82.7，查手册得 a =0.300 mpa s b =0.304 mpa s lg ldm =0.957lg(0.300)+ (1-0.95)lg(0.304) 解出ldm =0.300 mpa s 进料板液相平均粘度的计算 由t f 94.2，查手册得 a =0.269 mpa s b =0.2

26、77 mpa s lg lfm =0.409lg(0.269)+ (1-0.409)lg(0.277) 解出lfm =0.274 mpa s 塔底液相平均粘度的计算 由t w 105.1，查手册得 a =0.244 mpa s b =0.213 mpa s lg lwm =0.07lg(0.244)+ (1-0.07)lg(0.213) 解出lwm=0.215 mpa s 精馏段液相平均粘度为 lm =(0.300+0.27)/2=0.287 mpa s 提馏段液相平均粘度为 lm =(0.300+0.215)/2=0.258 mpa s 7. 气液负荷计算 精馏段： ()1(2.921)42

27、.99168.52/v r d kmol h =+=+?= 3 168.5280.97 1.606/36003600 2.36 vm s vm v m v m s ?=? 16 2.9242.99125.53/l rd kmol h =?= 3125.53834.79 0.0037/36003600797.13 lm lm lm ls m s ?= =? 30.0037360013.353/h l m h =?= 提馏段： (1)168.52/v v q f kmol h =+-= 3168.9284.92 1.37/36003600 2.90 vm s vm v m v m s ?= =?

28、125.321112.53238.06/l l qf kmol h =+=+?= 3238.0688.49 0.0075/36003600783.4 lm lm lm ls m s ?= =? 30.0075360027.00/h l m h =?= 2.5 精馏塔的塔体工艺尺寸计算 1. 塔径的计算 塔板间距h t 的选定很重要，它与塔高、塔径、物系性质、分别效率、塔的操作弹性，以及塔的安装、检修等都有关。可参照下表所示阅历关系选取。 表7 板间距与塔径关系 塔径dt ，m 0.30.5 0.50.8 0.81.6 1.62.4 2.44.0 板间距ht ，mm 200300 250350

29、300450 350600 400600 对精馏段： 初选板间距0.40t h m =，取板上液层高度m h l 06.0=， 故0.400.060.34t l h h m -=-=；112 2 0.0037797.130.04231.606 2.36s lm s vm l v ?=?= ? ? 查教材p131图 得c 20=0.071；依式2 .02021? ? ?=c c 17 校正物系表面张力为20.42/mn m 时2021.980.0720.07132021c c ?=?= ? ? max 0.0713 1.239/m s = 可取平安系数为0.8，则（平安系数0.60.8），m a x 0.80.8 1.2390.91/m s =?= 故 1.44d m = 按标准,塔径圆整为1.6m,则空塔气速0.820m/s 。 对提馏段： 初选板间距0.40t h m =，取板上液层高度m h l 06.0=， 故0.400.060.34t l h h m -=-=；11220.0075783.40.0901.37 2.90s lm s vm