《化工原理》课程设计 目筛板式连续精馏塔

目录TOC\o"1-2"\h\z\u一、符号说明 1（一）物料衡算部分 1（二）塔及塔板工艺计算部分 1二、概述 2三、设计说明 2（一）工艺方式的选择 2（二）进料方式的选择 3（三）再沸器、冷凝器的选择 4四、设计计算 4（一）数据准备 4（二）物料衡算 5（三）塔板数的确定 5（四）精馏塔的工艺条件及有关物性数据的计算 8（五）精馏段的塔体工艺尺寸计算 11（六）塔板主要工艺尺寸的计算 14五、筛板的液体力学验算 16（一）塔板压降 16（二）液面落差 17（三）液沫夹带 17（四）漏液 18（五）液泛 18（六）液泛在降液管中的停留时间 19六、塔板负荷性能图 19（一）漏液线 19（二）液沫夹带线 20（三）液相负荷下限线 21（四）液相负荷上限线 21（五）液泛线 21七、塔的工艺设计 22（一）主要接管的选择 23（二）塔的内部工艺设计 23八、附录：计算结果汇总 24九、结束语 26十、参考书目 26十一、附图 26一、符号说明（一）物料衡算部分符号单位意义符号单位意义组分名称摩尔比热塔顶产品流出率总塔板效率原料流率下降液体流率块理论塔板数块实际塔板数压力纯组分饱和分压再沸器热负荷冷凝器热负荷进料中液相所占分率回流比汽化摩尔潜热温度上升蒸汽流率釜内液体流速液相中苯的摩尔分率气相中苯的摩尔分率黏度回收率（二）塔及塔板工艺计算部分符号单位意义符号单位意义塔的截面积塔板的工作面积降液管截面积塔板的有效面积筛管总面积气体负荷参数孔流系数流体表面张力为yn/cm的C塔径筛孔直径液沫夹带量弓形堰的校正系数气相负荷降液管的清夜层高度板间距液体管内清夜层高度板上泡沫层高度清液气体通过泡沫层的压降清液气体通过筛孔压力降清液发生漏夜时干板的压降堰上液层高度液泛气速堰高气体通过筛孔气速空塔气速液体在降液管内停留时间说明：符号右上角加“’”的为提馏段符号； 无“’”者为精馏段符号。二、概述化工、石油等生产过程中常常需要均相液体的混合物分离以达到提纯或回收利用有用组分的目的。分离均相液体的方法有很多种，如蒸馏，萃取等，其中蒸馏是最常用的方法.蒸馏在工业生产中的应用十分广泛，例如从合成物中分离出乙烯，丙烯等高纯度单体，从发酵液中提取白洒，工业酒精等。由此可见，蒸馏是分离组合物的重要单元操作之一。此次设计的目的是设计一个可以年生产4.4万吨的苯－甲苯混合物（含苯40%）的筛板式连续精馏塔，以达到产品含量不低于98%，残液中含苯不高3%的生产要求。三、设计说明（一）工艺方式的选择1.蒸馏过程按操作方法可分为简单蒸馏、平衡蒸馏、精馏，由于苯－甲苯的沸点相差较大，相对挥发度适中，属于较难分离的物系，且分离要求较高，采用精馏方法即可。采用简单蒸馏和平衡蒸馏达不到分离要求，特殊蒸馏用不上，故选择了精馏方式分离混合物。2.由于苯－甲苯常压下呈液态，且由于沸点在室温150℃之间的混合物，通常在常压下进行精馏（苯－甲苯的沸点见数据准备），所以用常压蒸馏即可达到分离目的，不必采用加压或真空蒸馏。3.由于间歇蒸馏用于小批量生产，而需求是大批量生产，所以必须采用连续蒸馏。4.塔型的选择有以下几种理由：(1).从塔径大小考虑：塔径大小涉及塔的放大性能，制造安装等问题。板式塔的塔径增大，塔的效率变化不大，一般说还可以提高，还填料塔的传质效率随塔径增大而下降。(2).从塔高考虑：由于理论板数较多时，填料塔需要分层，层间需气液再分层器，结构复杂，而板式塔增加板数相对简单得多。(3).从物料的沉积与清除角度看：板式塔优于填料塔。(4).从塔内设置换热构件与气液的加入与引出的角度看：板式塔中，塔板上可以放置换热器，便于与塔内直接进行加热与冷却，也可将液体引出塔外，经换热器后再送入塔内，在板上加入或引出物料都很方便，但上述操作对填料塔来说则很困难。(5).从操作弹性看：填料塔操作范围小，对于液体负荷变化更为敏感，负荷过大或过小都会引起不正常操作，而板式塔对液体的负荷的适应范围大。(6).板型的选择：筛板由于结构简单，易于制造成本低，气体通过塔板的压力减小，板上的液面差小，生产能力较大等优点而被广泛应用。综上所述，在此次设计中选择筛板式常压连续精馏塔。（二）进料方式的选择1．进料热状态的选择进料热状态可用q值表征，进料可能有以下五种不同的热状态：(1).温度低于泡点的过冷液体q>1(2).泡点以下的饱和液体q=1(3).汽液混合物0<q<1(4).饱和蒸汽q=0(5).温度高于露点的过热蒸汽q<0由于泡点进料所带热量少，所以塔顶冷凝量小。这样可以减少塔釜供热量，且因苯—甲苯常温常压下呈液态，所以不必采用露点进料，否则会增加热量供应。2．进料方式选择在此次设计中，采用了高溢槽的加料方式因为这样可以起到缓冲的作用，又清除了用泵直接加热的不稳定性。（三）再沸器、冷凝器的选择 连续精馏过程的装置由精馏塔、再沸器（蒸馏釜）和冷凝器组成。料液从加料板上加入，向下流动。在塔下部的再沸器中，通过加热使液体沸腾，让部分物料气化产生的上升蒸汽沿塔上升与下降的液体逆流接触并进行物质传递。塔顶设有冷凝器，将塔顶蒸汽全为液体，冷凝液的一部分由塔顶进入塔内，其余部分作为塔顶产品连续排出。四、设计计算（一）数据准备1．物性数据分子式C6H6C7H8分子量78.1192.132．密度（）温度（℃）8090100110120苯815.0803.9792.5780.3768.9甲苯810.0800.2790.3780.3770.03．表面张力（）温度（℃）8090100110苯21．2720．0618．8517．66甲苯21．6920．5919．9418．404．液体汽化潜热（）温度（℃）8090100110苯394.1386.9379.3371.5甲苯379.9373.8367.6361.25．汽液平衡数据苯－甲苯在101.3下的（℃）80.184889296100104108110.61.0000.8160.6510.5020.3730.2560.1520.05701.0000.9190.8250.7170.5940.4550.3000.1250（二）物料衡算由原始数据得：塔顶馏出液中苯的回收率为：塔底残液中甲苯的回收率为：（三）塔板数的确定 1．理论板数的求取(1).参照汽液平衡数据绘制苯-甲苯的温度组成图(图2)查表得(2).求最小回流及操作回流比查得因泡点进料，故 此时取操作回流比为：=1.6=1.6×1.461=2.338(3).气、液相负荷(4).操作线方程精馏段操作线方程为：提馏段操作线方程为：(5).图解法求理论板层数：a.采用图解法求理论层数，如图3所示。求得：总理论板层数（包括再沸器）进料板位置b.逐板计算法： 第8块板为加料板以下为提馏段，应用提馏段方程： 求得：总理论板层数（包括再沸器）进料板位置2．实际板层数的求取由和相平衡组成图(图2)得则精馏段平均操作温度：提馏段平均操作温度：查液体粘度共线，得苯-甲苯的液体粘度同理：提馏段 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1．操作压力的计算利用安托因方程计算组分的饱和蒸汽压塔顶温度塔顶操作压力取每层塔板压降进料板压力精馏段平均压力塔底压力提馏段平均压力2．操作温度的计算塔顶温度进料板温度精馏段平均温度同理，提馏段平均温度3．平均摩尔质量计算精馏段的平均操作温度为87.16℃，查平衡曲线，得精馏段平均摩尔质量同理，提馏段平均摩尔质量4．平均密度计算(1).气相平均密度的计算由理想气体状态方程计算，即(2).液相平均密度计算液相平均密度依据下式的计算由，查手册得 塔顶的密度为由，查手册得 由精馏段平均密度同理，提馏段平均密度计算(1).提馏段气相平均密度(2).提馏段液相平均密度5．液体平均表面张力液相平均表面张力依据下式计算塔顶液相平均表面张力的计算由，查手册得进料板液相平均表面张力的计算由，查手册得精馏段液相平均张力为6．液体平均粘度计算精馏段液相平均粘度为同理，提馏段液相平均粘度为（五）精馏段的塔体工艺尺寸计算1．塔径的计算(1).精馏段的气、液相体积流率为由式中，其中由史密斯关联图查取，图的横坐标为取板间距，板上液层高度则查图得(2).提馏段的气、液相体积流率为由 式中，其中由史密斯关联图查取，图的横坐标为：取板间距，板上液层高度则查史密斯关联图，得按标准塔径圆整以后为：塔的截面积为：实际空塔气速为：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：故精馏塔的有效高度为：（六）塔板主要工艺尺寸的计算1．溢流装置计算因塔径，可选用单溢流方形降液管，采用凹形受液盘。各项计算如下：(1).堰长，弓形降液管宽度(2).溢流堰高度选用平直堰，堰上液层高度，即：近似取，则：取板上层清液层高度故同理(2).降液管底隙高度取则：精馏段提馏段(3).清液区及破沫区宽度Ws，可选取Ws=0.06m(4).边缘区宽度Wc.因为D<2.5m,所以Wc=50mm2．塔板布置(1).塔板的分块因，故塔板采用分块式。查得，塔板分为5块。(2).边缘区宽度确定取(3).开孔区面积计算开孔区面积其中故(4).筛孔计算及其排列本例所处理的物系无腐蚀性。可选用碳钢板，取筛孔直径，筛孔按正三角排列，取孔中心距为：筛板数目n为：开孔率为：气体通过阀孔的气速为：五、筛板的液体力学验算（一）塔板压降1.塔板阻力计算干板阻力由前面的式子计算。即：由，查图得：故液柱液柱2.气体通过液层的阻力由前面的式子计算。即：同理，m/s同理，查图得：=0.610.53故：液柱所以，液柱3.液柱表面张力，即：液柱0.001656m液柱气体通过每层塔板的液柱高度液柱同理：0.06766m液柱气体通过每层塔板的压降为：526.47Pa<0.7kpa精馏段，提馏段符合要求。（二）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。（三）液沫夹带液沫夹带量由式计算即：故：故在本设计中液沫夹带量在允许的范围内。（四）漏液=6.392m/s稳定系数为：故在本设计中无明显的漏液。（五）液泛为防止塔内发生液泛，降液管内液层高应服从上式的关系，即：苯—甲苯物系属一般物系，取，则：φ(HT+HW)=0.5(0.45+0.4447)=0.2472mφ而 当板上不设进口堰时，可由前面的式子计算。即：液柱液柱液柱液柱当板上设进口堰时，为：液柱液柱液柱液柱故无论有无进口堰在本设计中不会发生液泛现象。（六）液泛在降液管中的停留时间由得综合以上几项核算可以认为该精馏塔的塔径及各项工艺尺寸是合适的，符合要求。六、塔板负荷性能图（一）漏液线由：取E=1，得：整理得：在操作范围内，任取几个Ls值，依上式计算出Vs值，计算结果列于表中0.00050.0010.0050.0091.11941.13321.20231.25031.17141.18801.27071.3277由上表数据即可做出漏液线1。（二）液沫夹带线以为限，求关系如下：由：在操作的范围内，任取几个的值，依上式计算出的值，计算结果列于表中。0.00050.0010.0050.0095.89565.81025.36595.04206.37706.29165.84735.5234由上表数据即可作出液沫夹带线2。（三）液相负荷下限线对于平直堰，取堰上液层高度：取，则：据此可作出与气体流量无关的垂直液相负荷下限线3。（四）液相负荷上限线以作为液体在降液管中停留时间的下限由前面的式子得：故：据此可作出与气体流量无关的垂直液相负荷上限线4。（五）液泛线令 由：联立得：忽略，将与与的关系式代入上式，并整理得：式中：故：在操作范围内，任取几个值，依上式计算出的值，计算结果于表中0.00050.0010.0050.0094.8194.7794.5524.3654.6144.5794.3914.246根据上表数据即可作出液泛线5。根据以上各线方程，可作出筛板塔的负荷性能图。如附图所示。在负荷性能图上，作出操作点连接即作出操作线。由图可以看出，该筛板的操作上限为液泛控制，由图查得：故精馏段操作弹性为：同理，提馏段操作弹性为：七、塔的工艺设计（一）主要接管的选择1.塔顶蒸汽流速为12~20m/s取则：取无缝钢管：，。选择钢管为：Φ48010mm2.回流管依靠动回流–速度范围0.25~0.5m/s。取取无缝钢管：，。选择钢管为：Φ573.5mm3.加料管选取取无缝钢管：，。选取钢管为：4.残液流出残液由低位槽流出取无缝钢管：，。选取钢管为：（二）塔的内部工艺设计1.塔顶空间取最高层塔板距塔顶距离为：2.塔底空间按高位槽能保证15min的缓冲时间塔底产品停留时间为6min则塔底空间求得为3.35m3.进料板与人孔之间距离为700mm，每隔7块板设一个人孔，塔顶塔底各开一个人孔,共5个人孔。4.人孔：5.实际塔高裙座高度取为3米，采用椭圆封头，则：H=(28-1-3-1)×0.45+1×1+5×0.7+1.35+3.35+1+3=23.55m八、附录：计算结果汇总序号项目精馏段数值提馏段数值1平均温度87.16101.432平均压力106.558116.3583气相流量2.03321.93574液相流量0.0051870.011145实际塔板数15136有效段高度6.35.47塔径，2.02.08板间距，0.450.459溢流形式单溢流单溢流10降液管形式弓行弓形11堰长，1.461.4612堰高，0.044470.033713板上液层高度，0.060.0614堰上液层高度，0.015530.026315降液管底隙高度，0.050750.111516安定区宽度，0.060.0617边缘区宽度，0.050.0518开孔区面积，2.2332.23319筛孔直径，0.060.0620筛孔数目7981798121孔