化工原理筛板精馏塔课程设计案例

1、精品 料推荐吉 林 化 工 学 院化 工 原 理 课 程 设 计题目筛板精馏塔分离苯甲苯工艺设计教 学 院 化工与材料工程学院专业班级材 化 0801学生姓名学生学号08150108指导教师张 福胜2010 年 6 月 14 日精品 料推荐目录摘要.一绪论.二第一章 流程及流程说明 .1第二章 精馏塔工艺的设计 .22.1产品浓度的计算 .22.1.1原料液及塔顶、塔底产品的摩尔分率 .22.1.2原料液及塔顶、塔底产品的平均摩尔质量22.2最小回流比的确定.32.3物料衡算32.4精馏段和提馏段操作线方程 .32.4.1求精馏塔的气液相负荷32.4.2求操作线方程32.5精馏塔理论塔板数及理

2、论加料位置32.6实际板数的计算32.7 实际塔板数及实际加料位置3第三章 精馏塔主要工艺尺寸的设计计算 .53.1物性数据计算 .53.2精馏塔主要工艺尺寸的计算 .93.3筛板流体力学验算.133.4塔板负荷性能图 .16第四章 热量衡算 .Q214.1塔顶气体上升的焓21V . .4.2回流液的焓 QR . .214.3塔顶馏出液的焓 QD .214.4冷凝器消耗焓 QC .214.5进料的焓 QF . .214.6塔底残液的焓 QW .214.7再沸器的焓 QB .22第五章 塔的附属设备的计算 . .235.1塔顶冷凝器设计计算.235.2泵的选型 .245.4塔总体高度的设计.25

3、结论.27致谢.28参考文献 .29主要符号说明300.98精品 料推荐摘要在此筛板精馏塔分离苯- 甲苯的设计中，给定的条件为：进料量为 F=85kmol/h塔顶组成为： xD进料馏出液组成为：xF0.5塔釜组成 :x W =0.03加料热状态 :q=1塔顶操作压强 : P101.3kPa( 表压 )首先根据精馏塔的物料衡算，求得 D和 W，通过图解法确定最小回流比；再根据操作线方程，运用图解法求得精馏塔理论板数，确定温度奥康奈尔公式求的板效率，继而求得实际板数，确定加料位置。然后进行精馏段和提馏段的设计工艺计算，求得各工艺尺寸，确定精馏塔设备结构。继而对筛板的流体力学进行验算，检验是否符合精

4、馏塔设备的要求，作出塔板负荷性能图，对精馏塔的工艺条件进行适当的调整，使其处于最佳的工作状态。第二步进行塔顶换热器的设计计算。先选定换热器的类型，确定物性数据，计算传热系数和传热面积。然后对进料泵进行设计，确定类型。关键词：苯 - 甲苯、精馏、图解法、负荷性能图、精馏塔设备结构 塔附属设备下图为连续精馏过程简图：出料回流苯蒸汽塔底精品 料推荐绪论在本设计中我们使用筛板塔，筛板塔的突出优点是结构简单 , 造价低。合理的设计和适当的操作筛板塔能满足要求的操作弹性，而且效率高。采用筛板可解决堵塞问题，适当控制漏液。筛板与泡罩板的差别在于取消了泡罩与升气管， 而直接在板上开很多小直径的孔筛孔。操作时气

5、体以高速通过小孔上升，液体则通过降液管流到下一层板。分散成泡的气体使板上液层成为强烈湍动的泡沫层。相同条件下，筛板塔生产能力比泡罩塔高 10%15%，板效率亦约高 10%15%，而每板压力降则低 30%左右，适用于真空蒸馏；塔板效率较高，但稍低于浮阀塔。具有较高的操作弹性，但稍低于泡罩塔。其缺点是小孔径筛板易堵塞，不适宜处理脏的、粘性大的和带固体粒子的料液。精品 料推荐第一章流程及流程说明本设计任务为分离苯甲苯混合物。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入精馏塔内。 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

6、经产品冷却器冷却后送至储罐。该物系属易分物系，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。任务书上规定的生产任务长期固定， 适宜采用连续精流流程。 贮罐中的原料液用机泵加入精馏塔；塔釜再沸器用低压蒸汽作为热源加热料液；精馏塔塔顶设有全凝器，冷凝液部分利用重力泡点回流；部分连续采出到产品罐。简易流程如下，具体流程见附图。出料苯甲苯混合液回流塔底出料图 1精品 料推荐第二章精馏塔工艺的设计2.1 产品浓度的计算2.1.1 原料液及塔顶、塔底产品的摩尔分率苯的摩尔质量M A =78.11kg/mol甲苯的摩尔质量M B =92.13kg/mol

7、产品中苯的质量分数xD=0.98/ 78.110.98/ 78.11=0.9840.02 / 92.13进料中苯的质量分数xF =0.5/ 78.110.5/ 78.11=0.540.5/ 92.13残液中苯的质量分数xw0.03/ 78.110.03/ 78.11=0.0350.97 / 92.132.1.2 原料液及塔顶、塔底产品的平均摩尔质量M F0.5478.11(10.54) 92.14 83.989 kg/KmolM D0.98478.11(10.984)92.1478.301 kg/KmolM W0.03578.11(10.035)92.1492.114 kg/Kmol苯甲苯属于

8、理想物系，可采用图解法求理论板数。2.2 最小回流比的确定1. 查手册绘制苯甲苯气液平衡线x-y 图。2 求最小回流比及操作回流比。采用作图法求最小回流比。在图上对角线上，自点e（0.54 ，0.54 ）作垂线ef 即为进料线，该线与平衡线的交点坐标为y q= 0.745x q =0.54最小回流比R minxdyq1.17yqxq取操作回流比为2 倍最小回流比R=2R min2.33精品 料推荐2.3 物料衡算F=85kmol/h总物料衡算FWD85=D+W苯物料衡算Fx F =Dx D +Wx W850.54=0.984 D+0.035W联立得D=45.23 Kmol/hW=39.77 K

9、mol/h2.4 精馏段和提馏段操作线方程2.4.1 求精馏塔的气液相负荷L=RD=105.4Kmol/hV=(R+1)D=150.6Kmol/hL =L+qF=190.4Kmol/hV =V=150.6Kmol/h2.4.2 求操作线方程精馏段yL xD xd105.4x45.23 * 0.9840.7x0.296VV150.6150.6提馏段yn 1L x nW190.4 x39.77xW 1.26 x 0.00924VV150.6150.62.5 精馏塔理论塔板数及理论加料位置由图解法的总板数NT=13进料板 NF=6精馏段 5 块提馏段 7 块2.6 实际板数的计算（1）板效率ET0.

10、49( L ) 0.245精馏段平均温度为86.08 由安托尼方程的精馏段相对挥发度2.56 又有 L 0.31求得精馏段板效率为52.3%精品 料推荐提馏段平均温度 100.63 由安托尼方程的精馏段相对挥发度2.63L0.289求得提镏馏段板效率为52.4%（2） 实际板数 N T的求取精馏段实际板数NT=5/0.523=9.62 10提馏段实际板数NT=7/0.524=13.414（包括塔釜）实际总半数为 10+14=24 块板总板效率 ET=13/2=54.2%2.7 实际塔板数及实际加料位置实际加料板位置NFNF实1=12 块ET精馏段实际板层数 Nj =10提馏段实际板层数 Nt

11、=14精品 料推荐第三章 精馏塔主要工艺尺寸的设计计算3.1 物性数据计算3.1.1操作压力计算（1）塔顶操作压力PD =101.3+4=105.3Kpa（2）每层塔板压降P =0.7 Kpa（3）进料板压力PF =PD +PN精 =105.3+0.7 10=112.3Kpa（4）精馏段平均压力P(PDPF ) / 2(105.3 112.3) / 2 108.8 Kpa（5）塔底操作压力PW =PD +PN =105.3+0.7 24=122.1 Kpa（ ）提馏段平均压力PFW) / 2119.3 Kpa6(PP3.1.2操作温度计算用比例内插法求得操作温度tF92.1-89.4tf-92

12、.1tF =90.76 0.489-0.592 0.54-0.489tD81.280.12tD81.2tD =81.4 8.97910.9840.979tW110.6106.1tW 110.6tW =110.508.80.0350精馏段平均温度tMt DtF86.082提馏段平均温度tMtWtF100.63 23.1.3 平均摩尔质量计算（1）塔顶平均摩尔质量计算y1 =x D =0.984 ， x1 =0.9599My M（y） M78.11+（1-0.984）92.13=78.33 kg/KmolVD =1 A+1-1B =0.984MLD =x 1 MA +（1- x 1 ） MB =0

13、.9599 78.11+ （1-0.9599 ） 92.13=78.67kg/Kmol精品 料推荐（2）进料板平均摩尔质量计算y 7 =0.763 ， x 7 =0.562MyM （1-y） M78.11+（1-0.748）92.13=83.82kg/KmolVF =7A +7B =0.763MLF =x 7 MA +（ 1- x 7 ） MB =0.562 78.11+ （1-0.562 ） 92.13=84.25kg/Kmol（3）精馏段平均摩尔质量计算（ M M）/2=（78.33+83.82）/2=80.805kg/KmolMVj =VD + VFMLj =（ MLD + MLF ）/

14、2= （78.67+84.25 ） /2=81.46kg/Kmol（4）塔底平均摩尔质量计算y18 =0.035 ， x18 =0.91MVW =y18 MA +（1- y 18 ） MB =0.035 78.11+ （1-0.035 ） 92.13=90.85kg/KmolMLW =x 18 MA +（1- x18 ） MB =0.091 78.11+ （1-0.091 ） 92.13=91.64kg/Kmol（5）提馏段平均摩尔质量计算M（ MM）/2=（83.82+90.85）/2=81.065kg/KmolVt=VF +VWMLt=（ MLF + MLW ）/2= （ 84.25+91

15、.64 ）/2=87.945kg/Kmol3.1.4 平均密度计算 4（1）气相平均密度计算由理想气体状态方程计算Vj=PjMVj=111.2580.805=3 Kg / m3R（ t jT）8.314 （81.4273.15 ）P M119.0387.0653=tVt=2.98VtR（ t t8.314 （100.63Kg / mT）273.15 ）（2）液相平均密度计算塔顶液相平均密度计算由 t D =81.4 查得A =812.5 Kg / m3 ，B =807.5 Kg / m3精品 料推荐1=1=812.4 Kg / m3LD = x D / A （1xD）/ B 0.984 / 8

16、12.5（10.984 ）/ 807.5进料板液相平均密度计算由t F =90.76 查得A=805.5 Kg /m3 ， B =801.5 Kg / m3进料板质量分率 aA =x7 MA0.5478.11（1x ）M0.5478.11 （1=0.521x M0.547） 92.137 A7B1=1=803.6 Kg / m3LFaA / A/805.0（1（1 aA）/B0.5210.521） /801.5精馏段液相平均密度计算Lj =（ LD + LF ）/2= （ 812.4+803.6 ）/2=808 Kg /m3塔底液相平均密度计算由t w =110.5 查得A =772.5 Kg

17、 / m3 ， B =765.5 Kg / m3塔底质量分率aAx18MA0.03578.11=0.03x18 MA（1x18）MB0.03578.11 （10.035） 92.13LWaA /1B0.035 / 772.510.035）/765.7 Kg / m3A（1 aA）/（1767.5提馏段液相平均密度计算Lt(LWLF )/ 2（803.6+765.7)/2=784.65Kg/m 33.1.5 液体平均表面张力计算依式Xii计算（1） 塔顶液相平均表面张力计算由 t D =81.4 查得A =19.2mN/m，B =20.5mN/mLD =x DA +（1- x D ）B =0.9

18、8 19.2+ （ 1-0.984 ） 20.5=19.221mN/m精品 料推荐（2） 进料板液相平均表面张力计算由 t F =90.76 查得A =17.2 mN/m，B =20.2 mN/mLF =x 7A +（1- x 7 ） B =0.54 17.2+ （1-0.54 ） 20.2=18.514mN/m（3） 精馏段液相平均表面张力计算Lj =（LD + LF ）/2= （19.221+18.514 ）/2=18.87mN/m(4) 塔底液相平均表面张力计算由 tw =110.5 查得A =14.9mN/m，B =17.8 mN/mLW = x18A +（1- x18 ）B =0.0

19、35 14.9+ （1-0.035 ） 17.8=17.69mN/m(5) 提馏段液相平均表面张力计算Lt =（LW + LF ）/2= （17.69+18.514 ）/2=18.102mN/m3.1.6 液体平均黏度计算 4依式xii计算（1）塔顶液相平均黏度计算由 t D =81.4 查得A =0.31mPa s，B =0.33 mPa sLD = xD A +（1- xD ）B =0.984 （ 0.31 ）+（1-0.984 ）（ 0.33 ）得 LD =0.310mPa s（2）进料板液相平均黏度计算由t F =90.76 查得A =0.29mPa s，B =0.31mPa sLF

20、= x7 A +（1- x7 ）B =0.54 （ 0.29 ）+（1-0.54 ）（ 0.31 ）得 LF =0.299mPa s精品 料推荐（3）精馏段液相平均黏度计算Lj =（LD + LF ）/2= （0.310+0.299 ）/2=0.3045mPa s（4）塔底液相平均黏度计算由 t w =110.5 查得A =0.24mPa s，B =0.28mPa sLW = x18 A +（ 1- x 18 ）B =0.035 （ 0.24 ） +（ 1-0.035 ）（ 0.28 ）LW =0.278mPa s(5) 提馏段液相平均黏度计算Lt =（LW + LF ）/2= （0.299+

21、0.278 ）/2=0.2885mPa s3.2 精馏塔主要工艺尺寸的计算3.2.1 精馏塔的塔体工艺尺寸计算（1）塔径的计算精馏段塔径的计算气、液相体积流率Vsj=VM= 150.680.805 =0.123 m3/sVj3600 Vj36003.0L=LMLj105.481.463/s=0.0042 msj3600 Lj3600808由 umaxCLjVj，式中 C=C20（Lj0.2，C20 由史密斯关联图查取，图的横坐标为20）VjL0.5Lsj36000.50.004236000.5LjLj808h=0.056VhVjVsj3600Vj0.12336003取板间距 HT=0.4m，板

22、上液层高度 hL =0.05m，则 HT - hL =0.4-0.05=0.35m ，由史密斯关联图查得18.870.2C=0.07C（Lj0.2=0.07=0.0692，则20）2020C=20精品 料推荐umaxCLjVj =0.07808 3 =1.13m/sVj3取安全系数为0.7 ，则空塔气速为 u=0.7 umax =0.7 1.13=0.79 m/s4VS40.123=1.37mD=0.79u按表准塔径圆整后为 D=1.4 m塔截面积 ATD2244（ 1.4 ） =1.54 m2实际空塔气速为 u实VS0.799 m/sAT提馏段塔径的计算VM3Vst =Vt=0.119 m

23、/ s3600 VtLst =LMLt3s=0.0041 m /3600 Lt由 uCLtVt ，式中C（Lt0.2， C由史密斯关联图6查取，图的横坐标为max）C=202020Vt0.50.5LhLtLst3600VhVtVst3600Lt0.0694VtHT - hL =0.36-0.06=0.3m ，由史密斯关联图查得C20 =0.07120.2C（Lt0.219.013）=0.059=0.0701C= 202020umaxCLtVt =1.05m/sVt取安全系数为0.7 ，则空塔气速为 u=0.7 umax =0.7 1.05 =0.735 m/s4VS4 0.242D=1.33

24、mu0.636按表准塔径圆整后为D=1.4 m精品 料推荐塔截面积 AT22D4（1.4）=1.52 m24实际空塔气速为 u实VS0.778 m/sAT（2）精馏塔有效高度的计算精馏段有效高度 Zj =（ Nj -1 ） HT =（10-1 ） 0.4=4 m提馏段有效高度 Zt =（ Nt -1 ） HT =（ 14-1 ） 0.4=5.2m在精馏塔上开 1 个人孔，高度为0.8m，精馏塔的效高度为Z=Z j +Zt +0.8=10m3.2.2 塔板主要工艺尺寸的计算（1）溢流装置计算塔径 D=1.4 m，选用单溢流弓形降液管，采用凹形受液盘 堰长 lW取 lW =0.66D=0.63 1

25、.4=0.924m 堰高 hW2hoW 计算如下2选用平直堰，堰上液层高度32.84Lh32.84ELh1000l=取 E1000lWhoW1，则hoW= W22.840.004236003板上液层高度 hL =0.065m精 馏 段10000.924hoW =0.0183mhW = hL - hoW =0.065-0.0183=0.047m提馏段 hoW =0.0181mhW= hL - hoW =0.065-0.0181=0.049m 弓形降液管宽度 W 和截面积 Adf精馏段lW =0.66 ，查弓形降液管参数图6AW由得 f=0.0722 ， d =0.124DADT精品 料推荐则 A

26、 =0.0722 A =0.111 m2 ，W =0.124D=0.1736mfTd验算液体在降液管中停留时间= 3600Af HT =11.73s 3 5s1Lh故降液管设计合理提馏段由lW=0.66，查弓形降液管参数图得Af=0.066，Wd=0.124DATD则 Af =0.066 AT =0.105 m2 ， Wd =0.124D=0.1721m验算液体在降液管中停留时间= 3600Af HT =10.95s 35sLh故降液管设计合理降液管底隙高度hoho =Lhu，取 uo=0.15m/s1l3600 W o精馏段 ho=36000.0042=0.03m/s0.92736000.1

27、5hW - ho =0.017m 0.013m提馏段 ho =0.029mhW - ho =0.0172m 0.013m（2）塔板布置塔板的分块塔径 D0.8m，故塔板采用分块式边缘区宽度 WC=0.075 m ，安定区宽度 WS=0.075 m孔区面积计算A = 2 x R2- x2+ R2sin -1 x a180R精品 料推荐其中： x=D/2（ Wd+WS）=1.4/2-（1.736+0.075 ） =0.4514mR=D/2 W=1.4/2-0.04=0.665 mCsin -1 ( 0.199A = 2 0.199 0.315 2 - 0.199 2+0.315 2) = 0.98

28、3m 2a1800.315孔设计及其排列本设计处理的物系无腐蚀性，可选用=3mm碳钢板，取筛孔直径do=5mm。筛孔按正三角形排列，去孔中心距t 为： t=3do=3 5=15mm筛孔数目 n 为：1.155Aa = 5030个n =2tdo22塔板开孔区的开孔率 为 =0.907= 0.9070.005t= 10.1%0.015开孔率在 515%范围内，符合要求。气体通过筛孔的气速为精馏段： uo实=VSj=VSj0.255= 12.4m / sA0Aa0.1010.983提馏段： uo实=VSt=VSt= 11.81m / sA0Aa3.3 筛板流体力学验算3.3.1 塔板压降（1）干板阻

29、力 hc由 d / =5/3=1.67查图干筛孔的流量系数图得 C =0.772o0u02V由 hc = 0.051得c0L12.423精馏段： hcj = 0.051= 0.048m液柱0.772808精品 料推荐11.812提馏段： hct2.89液柱= 0.051= 0.044m0.772785.758（2）气流通过液层的阻力h1 计算由 uaj =VSj= 0.86m / sAT - Afuat=VSt= 0.857m / s- AfAT气相动能因数 F o11Fo= ujVj= 1.49kg 2/s.m 2查充气系数关联图得j=0.5811Fo= utVt= 1.47kg 2/s.m

30、 2查充气系数关联图得t=0.56精馏段： h1j =j hL=0.038m液柱提馏段： h1t = t hL=0.0372 m 液柱（3）液体表面张力的阻力h 的计算精馏段： h提馏段： h=4Lj= 0.0019m液柱jgLid0t=4Lt= 0.00197m液柱gLtd0气体通过每层塔板的液柱精馏段： hPjhCjhLjh j0.0879m 液柱提馏段：hhh0.0865mh液柱PtCtLtt气体通过每层塔板的压降精馏段：PPj= hpjLj g = 0.0879808 9.81 = 696.7Pa 700Pa提馏段：PPt= hptLt g = 653.4Pa 700Pa符合设计要求。精品 料推荐3.3.2液面落差对于筛板塔，液面落差很小，且本设计的塔径和液流量均不大，故可忽略液面落差的影响。3.3.3液沫夹带5.7 10 63.2液沫夹带量eVuaHThfL根据设计经验，一般取 hf2.5 hL =2.5 0.065=0.16m5.7 10-6uaj3.2精馏段： evj=HT -h fLj5.710-63.20.86液 /Kg气 0.1Kg 液 /Kg气=10-3= 0.018Kg20.7150.4 - 0.165.7 10-63.2提馏段： e =uatvtLtHT - h f5.710-63.