蒸馏塔的设计-化工原理设计

1、过程装备设计课程设计分离苯-甲苯精馏塔设计11专业:过程装备与控制 班级:3班 姓名：彭云飞学号:0603020346指导老师:杨启明设计日期：2010-11-17 TOC o 1-5 h z （一）设计任务书3（二）设计内容3（三）设计中符号说明5（四）精馏塔的物料衡算7（五）塔板数的确定8（六） 精馏塔塔体工艺尺寸设计9（七）塔板主要工艺尺寸的计算11（八） 塔板负荷性能图13（九） 接管尺寸的选取17（十）封头的选取18（十一）法兰的选取18（十二）筛板塔的工艺设计计算结果总表19（一）设计任务书一.设计题目：分离苯一甲苯精馏塔设计二设计任务及操作条件设计任务：生产能力（最大产量）:20

2、00kg/h塔顶产品组成：100%苯操作条件：操作压力：101.3Kpa操作温度:80E进料热状态：泡点进料设备形式：筛板精馏塔,塔顶为全凝器，中间泡点进料，塔底间接蒸汽加热，连续精 馏。（二）设计内容1.概述：本次设计一筛板设计为例，筛板是在塔板上钻有均布的筛孔， 上升气流经筛孔分散，鼓泡通过板上液层，形成气液密切接触 的泡沫层.筛板塔的优点是结构简单，制造、维修方便,造价低, 相同的条件下生产能力高于浮阀塔，塔板效率接近浮阀塔.他 的缺点是操作范围小，小孔径筛板易堵噻不适宜处理粘性大的， 脏的和带固体粒子的料液.但设计良好的筛板具有足够的造作 弹性，对易引起堵塞的物系可采用大孔径筛板，故近

3、年来我国 对筛板的应用日益增多.设计流程的说明：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

4、安全因素。3.操作条件：操作条件精馏操作可在常压，减压和加压下进行，操作压强常取 决于冷凝温度。一般，性物以外，凡通过常压蒸馏不难实现 分离要求，并能用江河或循环水将冷凝下来的系统，都应采 用常压蒸馏，对热敏性物料或混合液沸点的系统则宜采用减 压蒸馏；对常压下的馏出物的冷凝温度过低的系统，需要高 塔压或采用深井水，冷冻盐水作为冷却剂；常压下呈现气态 的物料必须采用加压蒸馏。本次设计采用常压蒸馏。加热方式蒸馏大多采用间接蒸汽加热，设置再沸器。有时也采用 直接蒸汽，例如蒸馏釜残主要组分是水，切在低浓度下轻组 分的相对挥发较大时宜采用直接加热，其优点是可以利用压 强较低的加热蒸汽以节省操作费用，并省

5、掉间接加热设备。 但由于直接蒸汽的加入，对釜内溶液起一定稀释作用，在进 料条件和产品纯度，轻组分收率一定的前提下，釜液浓度相 应降低，故需在提馏段增加塔板以达到生产要求。本次设计 采用间接蒸汽加热。回流比的选择选择回流比，主要从经济观点出发，力求使设备操作费 用之和最低。一般经验值R=(1. 12. 0) Rmin其中R-操作回流比，Rmin-最小回流比对特殊物系和与 场合，则应根据实际需要选定回流比。在进行课程设计时， 也可以参同类生产的R经验值选定。必要时选若十个R值， 利用吉利兰图求出对应理论板数 N，作出N-R曲线或N(R+1)-R曲线，从中找出适宜操作的回流比R。也可以做 出R对精馏

6、塔操作费用的关系线，从中确定适宜回流比R。 本次设计因Rmin较小，故取R=2R。操作方案说明：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，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。(三)本设计中符号说明英文字母：A0筛孔面积，廿Aa塔板开孔面积，廿Af降液管面积，廿at塔截面积，廿C计算时umax的负荷因数CO流量系数D塔

7、径，md0筛孔直径，mmE液流收缩系数et全塔效率ev雾沫夹带量，kg 液/kg气F进料流量,kmol/hF气相动能因数R回流比h0降液管底高度，mh相克服表面张力压降所当高 度，mk筛板的稳定系数L塔内下降液体流量，kmol/hlW溢流堰高度,mLS下降液体流率，m3/sN理论板数NP实际塔板数nt理论塔板数n筛孔数P操作压强，pa或kpaH板间距，mmhc与干板压降相当液柱高度，m S直接蒸汽量，kmol/hh1进口堰与降液管的水平距离，mt筛孔中心距，mmu空塔气速，m/shf板上鼓泡层高度，mu0筛孔气速,m/shL板上液曾高度，mu0降液管底隙处液体流速,m/shd，与液体流经降液管

8、压降相当液柱高度，mDf进料管直径,m叫回流管直径,mDw釜液出口管直径,mDt塔顶蒸汽管直径,m下标:A易挥发组分B难挥发组分how堰上液层高度，mhw溢流堰长度，mW釜残液流量，kmol/hWC无效区块度，mWd弓形降液管高度，mws安定区宽度，mX液相中易挥发组分摩尔分率Y气相中易挥发组分摩尔分率Z塔的有效高度，mvs塔内上升蒸汽流量，m3/sD馏出液L液相h小时i组分序号m平均F原料液min最小max最大n塔板序号希腊字母:a相对挥发度，无因次0十筛孔流量系数的修正系数，无因次。液体表面张力，mN/m6筛板厚度，mm|J 粘度，mPa.sW液体密度校正系数中开孔率t时间,sp夜相密度,

9、kg/m3p V液相密度,kg/m3(四)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MA=78.11kg/kmol甲苯的摩尔质量MB=92.13kg/kmol=(0.41/78.11)： (0.41/78.11)+(1 0.41)/92.13=0.450XF=(0.96/78.11)： (0.96/78.11)+(10.96)/92.13=0.966XD=(0.01/78.11)： (0.01/78.11)+(1 0.01)/92.13=0.012XW2 .原料液及塔顶，塔底产品的平均摩尔质量Mf=0.450 X 78.11+(1 0.450) X 92.13=85.82

10、kg/kmolMd=0.966 X 78.11+(1 0.966) X 92.13=78.59kg/kmolMW=0.012 X 78.11+(1 0.012) X 92.13=91.96kg/kmol由数据绘制苯-甲苯的XY图及图解理论板图如下1.0Ow 02f 0.60.8Xd1.0(五)板数的确定【1】苯甲苯属于理想物系，可以采用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，绘制图。求最小回流比及操作回流比。采用做图法求最小回流比。在图中的对角线上，自点e (0.45,0.45)作垂线ef即为进料线(q线)，该线与平衡线的交点坐标yq=0.667 , xq=0.450故 最小

11、回流比为 Rmin=(xD_yq)/(yq_xq)=(0q966-0.667)兰(0.667 一 0.45)=1.38心 -q q- q操作回流比为：R=2Rmin=2X 1.38=2.76求精馏塔的气，液相负荷L=RD=14.86x2.76=41.01kmol/hV=(R+1)D=(2.76+1)x14.86=55.87kmol/hLi=L+F=41.01+32.37=73.38kmol/hV=Vi=55.87kmol/h求操作线方程精馏段的操作线方程：y=(L/V)x+(D/V)xD=(41.01/55.87)x+(14.86/55.87)0.966=0.734x+0.257提馏段的操作线

12、方程为：y1=(L1/V1)X1+(W/V1)XW=(73.38/55.87)X1-(17.51/55.87)x0.012=1.131X1 0.004图解法求求理论板层数：采用图解法求理论层板，如图所示。求解结果得为：总理论板数层数：Nt=12.5 (包括再沸器)进料板位置为：Nf=62.实际板层数的求取精馏段实际板层数：N精=5/0.52=9.6210提馏段实际板层数：N提=7.5/0.52-1=13.42214精馆塔的塔体工艺尺寸计算：1.塔径的计算精馏塔得气，液相体积流率为：VS=VMVm/3600pVm=(55.87 X 81.13)/(3600 X 2.92)=0.431 m3/sL

13、S=LMLm/3600pLm=(41.01 X 82.99)/(3600 X 802.5)=0.0012 m3/s由公式：U =C(PL PV)/ pJ/2式中的由上述计算在图中所查取，图得横坐标为：Lh/Vh(pLpV)1/2=(0.0012 X 3600)/(0.431 X 3600)(802.5/2.92)1/2=0.0462取板间距HT=0.40m ,板上液层高度hL=0.06m贝u： HThL=0.400.06=0.34m查图可得：C20=0.072C=C20(匕/20)0.2=0.0723u =0.0723 X (802.5 2.92)/2.921/2=1.196 m/s取安全=0

14、.7 Xmax1.196=0.837 m/sD=(4Vs/3.14u)i/2=(4X0.431)/(3.14X0.837)i/2=0.810 m按标准塔径圆整后为：D=1.0 m 则塔截面积为：At=(3.14/4)D2=0.785 m2实际空塔气速为：u= Vs/ At =0.431/0.785=0.549 m/s精馏塔有效高度的计算精馏段的有效高度为：Z精=(N精一1) HT=(101)X0.4=3.6提馏段得有效高度为【1】：Z 提=(N 提一 1) Ht= (14 1)X0.4=5.2m在进料板上方开一人孔，其高度是0.8 m,所以精馏塔的有效 高度为：Z= Z、+ Z 提+0.8=3

15、.6+5.2+0.8=9.6 m塔板主要工艺尺寸的计算1.溢流装置的计算：因为塔径的直径D=1.0 m,可以选用单溢流弓形降液管，采 用凹形受液盘计算如下：堰长l : 由于l =(0.60.8)D (经验确定)，取相应系数为.66贝u lw=0.66D=0.66 X 1.0=0.66 m【2】溢流堰高度hw【2】由公式可知：hw=hL_how应该选用平直堰WW OW上液层高度 how，而：how=(2.84/1000)E(Lh/lw)2/3则近似取E=1how=(2.84/1000)E(Lh/lw)2/3=0.00284 X 1 X (0.0012 X 3600)/0.662/3=0.010m

16、取板上清液层高度：hL=60 mm,则 hw=(0.06 0.010)=0.05mc)弓形降液管宽度Wd和截面积Af由公式 lw/D=0.66 ,查图可得：A/At=0.0722, Wd/D=0.124则：可Af=0.0722 At=0.0722 X 0.785=0.0567 廿Wd=0.124D=0.124X 1.0=0.124 m0.50.40.080.03 d）验算液体在降液管。=36。0气珥字X 0.05670.0/)400012 X 3600)-18.9 s由于18.9 s5 s所以降e）降液管底牌高度h0h0=Lh/3600 lwxu0 。取 球.=0.08 m/s 0.8 0.9

17、 1J 则 h0=(0.0012X 3600)/(3600X0.66X0.08)=0.023 m hw_ h0=(0.055.02醐-.027 mw.006谓由上面计算结果看此降液管底隙高度设计合理，因此，选用 凹形受液盘，其深度为：hw，=50 mm2.塔板布置1）塔板得分块：因为直径D 800 mm，所以塔板采用分块 式。查表可知，塔板分为3块表：塔板分块数塔径，mm8001200140016001800200022002400塔板分块数34562）边缘区宽度确定:取 WS=WS，=0.085 m , Wc=0.055 m孔区面积计算开：开孔面积是Aa由下面公式：Aa=2x(r2 - x2

18、) i/2+3.14r2/180 X sin-i(x/r)X=D/2 - (Wd - WS)=1.0/2 - (0.124+0.085)=0.291 mR=D/2-W =1.0/2-0.055=0.445 mc将上面得有关数据带入公式中，则A =0.459 m2a筛孔计算及排列因为本次所处理得物系无腐蚀性，可以采用6 =3mm【3】得碳 钢塔板，取筛孔直径d0=5 mm【3】，筛孔按正三角行排列，取孔 中心距七为：t=3Xd0=3X5=15 mm筛孔数目 n 为：n=1.155Aa/t2=1.155X 0.459/(0.015)2=2356 个 开孔率为：0 =0.907/ (d0/t) 2=

19、0.907/(0.005/0.015)2=10.1% 气体通过阀孔的气速为:u0=VS/A0=0.431/(0.101 X 0.459)=9.297 m/s塔板负荷性能图1 .漏液线由 U0,min=4.4C0(0.0056+0.13hL-ho)PL/Pv1/2U0，min=VS，min/A0hw=hL-howhow=(2.84/1000)E(Lh/lw)2/3则近似取E=1V . =4.4C A 0.0056+0.13h + (2.84/1000)E(L/l 2/3-h pS,min0 0 .I、w，hw) 。，厂L/Pv1/2=4.4X0.459 X0.101X0.772【0.05+0.1

20、30.05+(2.84/1000)1(3600L J0.66)2/3 - 0.0021802.5/2.92 】1/2 S整理得 Vsmin=2.611 (0.010+0.114Ls2/3) 1/2在操作范围内，任取几个Ls值，计算结果列于下表Ls,m3 /s0.00060.00150.00300.0045Vs，m3 /s0.2810.2880.2990.307由上表数据，即可作出漏液线12 .液沫夹带线以ev=0.1kg 液/kg气为限，求VsLs关系如下由 eV=(5.7X 10-6/刑)(ua/HT-hf)3.2ua =Vs/(AT-Af)=Vs/(0.785-0.0567)=1.373

21、Vshf=2.5hL=2.5(hw+how)hw=0.05how=(2.84/1000)E(3600Ls/lw)2/3=0.88Ls2/3故 hf=0.125+2.2Ls2/3Ht - hf=(0.40-0.125) - 2.2 Ls2/3=0.275 - 2.2L；/3eV=(5.7X10-6/oLm)(ua/HThf)3.2=(5.7 X 10-6/20.45 X 10-3)1.373Vs/(0.275 - 2.2L；/3) 3.2=0.1SS整理得 Vs=1.26-10.073(Ls)2/3在操作范围内，任取几个Ls值，计算结果列于下表Ls,m3 /s0.00060.00150.0030

22、0.0045Vs，m3 /s1.1891.1281.0511.989由上表数据，即可作出液沫夹带线2液相负荷下限线对于平直堰，取堰上液层高度作为最小液体负荷标准由式 how=(2.84/1000)E(3600Ls/lw)2/3 =0.006取E=1，则Ls min=(0.006 X 1000)/2.84 3/2 X 0.66/3600=0.00056 m3/s据此可作出与气体流量无关的垂直液相负荷下限线3液相负荷上限线以e =4s作为液体在降液管中停留时间的下限，贝u0 =Af HT/Ls=4故 Ls max=Af Ht/4=(0.0567 X 0.4)/4=0.00567 m3 /s据此可作

23、出与气体流量无关的垂直液相负荷上限线4液泛线令 AMA hw)H =h +h +h , h =h +h+h , h =Bhh =h +hd p L d p c 1 o 1 1 L c w ow联立得叫t+(网-1)hw=(6+1)how+hc+hd+h。忽略ho将how与Ls,hd与Lshc与vs的关系代入上式，并整理得a，vs2=b，-c Ls2-d，Ls2/3式中 a，=0.051/(AoCo)2X(pv/pL)b，=9HT+(9-P-1)hwc，=0.153/(lwh0)2d，=2.84X 10-3E(1+P)(3600/lw)2/3将有关数据代入得：a，=0.051/(0.101 X

24、0.459 X 0.772)2 X (2.92/802.5)=0.145b，=0.5 X 0.40+(0.5 0.661) X 0.05=0.142c，=0.153/(0.66X0.023)2=663.97d，=2.84 X 10-3X 1 X (1 + 0.66)X(3600/0.66)2/3 =1.465故 0.145Vs2=0.142 - 663.97L； - 1.465L；/3或 Vs2=0.979-4579.1Ls2-10.103Ls2/3在操作范围内，任取几个Ls值，依上式计算出Vs值，计算 结果列下表Ls.m3/s0.00060.00150.00300.0045Vs.m3/s0.

25、9520.8370.7280.611由上表数据可作出液泛线5根据以上各线方程，可作出筛板塔的负荷性能图在负荷性能图上，作出操作点A(1.2X 10-3,0.431)连接OA，即 作出操做线。由图可看出，该筛板的操作上限为液泛控制， 下限为漏液控制。由图查得：Vs min=0.860 m3 /sVs max=0.272 m3 /s故操作弹性为Vs max/ Vs min=0.860/0.272=3.162主要接管尺寸计算【8】：接管尺寸的计算：进料管由已知料液流率为2777.78Kg/h ,取料液密度为792.5kg/m3，则料液的体积流率 Vf=2777.78/792.5=3.505 m3/h

26、取管内流速UF=0.5m/s则进料管直径Df =(4Vf/3600k UF)i/2=(4X3.505)/(3600n X0.5)i/2=0.498m查表圆整后进料管尺寸为57mmx3.5mm【8】回流管由已知回流液流率为：LXMlDm=41.01 X79.29=3252kg/hPldm=812.5 kg/m3则回流料液体积流率：V= lxMLDM/pLDM=3252/812.5=4.002m3/h取管内流速U=0.3m/s，则回流管直径D= (4X4.002)/ (3600n X0.3) i/2=0.069m查表圆整后回流管尺寸为76mmx4mm【8】釜液出口管塔底压强：PW= PD +24X

27、0.7=122.1KPa塔底温度：经试差计算得tW =1168c ,查表 4 得：p A=772.5kg/m3 , pB=773.3kg/m3则 pLWm=1/(0.01/772.5)+(0.99/773.3)=773.3 kg/m3已知釜液质量流率为L，MLWm=73.38 X (0.012 X 78.11)+(0.988 X 92.13)=6748.2 kg/h则釜液体积流率Vw=6748.2/773.3=8.73m3 /h取管内流速UW=0.5m/s，则釜液出口管直径DW= (4X8.73)/ (3600n X0.5) 2=0.0786m查表圆整后釜液出口管径89mmx4mm【8】d)塔顶蒸汽管径近似取精馏段体积流率为塔顶蒸汽体积流率Vt=Vs=0.431 m3/h,并取管内蒸汽流速UT=15m/s，则塔顶蒸汽管直径Dt= (4X0.431)/ (3600n X15) i/2=0.191m查表圆整后塔顶蒸