化工原理筛板塔设计方案.docx

1、化工原理筛板塔设计方案化工原理筛板塔设计 方案第一部分概述一、 设计题目：筛板塔设计二、 设计任务：苯-甲苯精馏塔设计三、 设计条件：1年处理含苯41%（质量分数，下同）的苯 -甲苯混合液3万吨;2、 产品苯含量不低于 96%3、 残液中苯含量不高于 1%4、 操作条件：精馏塔的塔顶压力：4kPa （表压）进料状态：自选回流比：自选加热蒸汽压力：101.33kPa （表压）单板压降：不大于 0.7kPa （表压）全塔效率：Et=52%5、 设备型式：筛板塔6、 设备工作日：300天/年，24h连续运行四、设计内容和要求:序 号设计内容要求1工艺计算物料衡算、热量衡算、理论塔板数等2结构设计塔高

2、、塔径、溢流装置及塔板布置、接口管的 尺寸等3流体力学验算塔板负荷性能图4冷凝器的传热面积和冷却介质的用量计算5再沸器的传热面积和加热介质的用量计算6计算机辅助计算将数据输入计算机，绘制负荷性能图7编写设计说明书目录、设计任务书、设计计算及结果、流程图、 参考资料等五、工艺流程图原料液由高位槽经过预热器预热后进入精馏塔内。 操作时连续的从再沸器中取出部分液体作为塔底产品（釜残液）再沸器中原料液部分汽化，产生上升蒸汽，依次通过各层塔板。塔顶蒸汽进入冷凝器中全部冷凝或部分冷凝， 然后进入贮槽再经过冷却器冷却。 并将冷凝液借助重力作用送回塔顶作为回流液体， 其余部分经过冷凝器后被送出作为塔顶产品。

3、为了使精馏塔连续的稳定的进行，流程中还要考虑设置原料槽。产品槽和相应的泵 ，有时还要设置高位槽。且在适当位置设置必要的仪表（流量计、温度计和压力表） 。以测量物流的各项参数。见附图。第二部分工艺设计计算一、设计方案的确定本设计任务书为分离苯-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， 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。精馏塔的物料衡算1.原料液及塔顶、塔底产品的摩尔分数甲苯的摩尔质量M B =92.

4、13kg / molXf0.41/ 78.110.41/ 78.11 0.59/92.130.4500.96/78.110.96/78.11 0.04/92.130.01/ 78.110.9660.01/ 78.11 0.99/92.132.原料液及塔顶、塔底产品的平均摩尔质量0.012mf0.45078.111 0.45092.1385.82kg/ molMd0.96678.111 0.96692.1378.59kg/ molM w0.01278.111 0.01292.1391.96kg/ mol3.物料衡算原料处理量l 3000 103 1F=3000 24 85.5248.72kmol

5、 /h总物料衡算48.72 D W苯物料衡算48.72 0.45 0.966D 0.012W联立解得D 22.37kmol / hW 25.21kmol /h三、塔板数的确定1.理论板层数N T的求取苯-甲苯属理论物系，可采用图解法求理论板层数。1由手册查得苯-甲苯物系的气液平衡数据，绘出 x-y图,见图表1常压下苯 甲苯的气液平衡数据温度t C液相中苯的摩尔分率x气相中苯的摩尔分率y110.560.000.00109.911.002.50108.793.007.11107.615.0011.2105.0510.020.8102.7915.029.4100.7520.037.298.8425.

6、044.297.1330.050.795.5835.056.694.0940.061.992.6945.066.791.4050.071.390.1155.075.580.8060.079.187.6365.082.586.5270.085.785.4475.088.584.4080.091.283.3385.093.682.2590.095.981.1195.098.080.6697.098.880.2199.099.6180.01100.0100.02求最小回流比及操作回流比采用作图法求最小回流比。在图中对角线上，自点 e (0.45 , 0.45 )做垂线，ef即为进料线(q线)，该线与

7、平衡线的交点坐标为：yq 0.667， xq 0.450故最小回流比为:RminXd yq 0.966 0.667 , “1.38 yq xq 0.667 0.450取操作回流比为： R 2Rin 2 1.38 2.763求精馏塔的气、液相负荷L R D 2.76 22.37 661.74kmol/hV (R 1) D (2.76 1) 22.37 84.11kmol / hL L F 61.74 48.72 110.46kmol /hV V 84.11 kmol /h4求操作线方程L D 61 74 22 37精馏段操作线方程 y Lx Dx0 x 0.966 0.734x 0.257V V

8、 84.11 84.11提馏段操作线方程 y 上x WxwV V110.46 26.35x84.11 80.460.012 1.313x0.0045图解法求理论板层数采用图解法求理论板层数，求解结果为:总理论板层数Nt 12.8包括再沸器，进料板位置Nf 62.实际板层数的求取精馏段实际板层数:提馏段实际板层数:n精50.529.6 10N提7.8150.52四、精馏塔的工艺条件及有关物性数据的计算以精馏段为例进行计算。1.操作压力计算塔顶操作压力pD 101.3 4 105.3kPa进料板压力Pf 105.3 0.7 10 112.3kPa精馏段平均压力pm (105.3 112.3)/2

9、108.8kPa提馏段平均压力Pn=(112.3+121.4)/2=116.85 KPa每层塔板压降p 0.7kPa2.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、甲苯的饱和蒸汽压由安托尼方程计算，计算过程略。计算结果如下塔顶温度Td82.1 C进料板温度Tf 99.5C精馏段平均温度Tm (82.1 99.5)/2 908C同理，提馏段平均温度 t n= (94.52+99.5 ) /2=97 C3.平均摩尔质量计算塔顶摩尔质量计算：由 xD % 0.966,查平均曲线，得 为0.916MvDm 0.966 78.11 (1 0.966) 92.13 78.59

10、kg / kmolM；Dm 0.916 78.11 (1 0.916) 92.13 79.29kg / kmol进料板平均摩尔质量计算由图解理论板，得 yF 0.604查平衡曲线，得 Xf0.388MVFm0.60478.11(10.604) 92.1383.66kg / kmolM LFm0.38878.11(10.388) 92.1386.69kg / kmol提馏段平均摩尔质量MVm(78.5983.66) / 281.13kg / kmolM Lm(79.2986.69) / 282.99kg / kmol4.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VmPm M VmRT

11、m液相平均密度计算液相平均密度依下式计算:Lmai / i塔顶液相平均密度计算:由Td 82.1 C，查手册得3 3812.7kg/m， b 807.9kg/mLDm0.96/812.7 0.04/807.9进料板液相平均密度计算812.5kg/m3由 Tf 99.5 C，查手册得 A 793.1kg/m3， B 790.8kg/m3进料板液相的质量分数计算0.388 78.11 aA0.388 78.11 0.612 92.130.350LFm- 791.6kg / m30.35/793.1 0.65/790.8精馏段液相平均密度为 Lm (812.6 791.6)/2 802.1kg/m3

12、5.液相平均表面张力计算液相平均表面张力依下式计算，即Lm Xi i塔顶液相平均表面张力计算由 TD 82.1 C，查手册得 a 21.24mN/m， b 21.42mN/mLDm0.966 21.24 0.034 21.4221.24mN /m进料板液相平均表面张力计算由Tf 99.5 C，查手册得A 18.90mN /m，B 20.00mN /mLFm0.388 18.90 0.612 20.0019.57mN /m精馏段液相平均表面张力为:Lm (21.25 19.57)/2 20.41mN /m6.液相平均粘度计算液相平均粘度依下式计算：lg LmMg i109.5 813 2.9kg

13、/m38.314 (90.8 273.15)lg LDm 0.966 lg(0.302)0.034 lg(0.306)解得 LDm 0.302mPa s进料板液相平均粘度计算由Tf 99.5 C，查手册得 a0.256mPas， B 0.265mPa slg LFm O.388lg(0.256)0.612 lg(0.265)由Td 82.1 C，查手册得a 0.302mPa s, b 0.306mPa s解得 LFm 0.261mPa s精馏段液相平均粘度为 Lm (0.302 0.261)/2 0.282mPa s五、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:VM v

14、m3600 Vm84.11 81.133600 2.910.649m3/sLMLm3600 Lm17299 0.00177m3/s3600 802.1Ls由 u max，式中C由式CC20（）0.2计算，其中的C20由斯密斯关联图20查取，图的横坐标为:LhVh)1/20.00177 36000.649 3600(802.1 )1/2(2.92 )0.0452取板间距Ht 0.40,板上液层高度hL 0.06m，则Hl hL 0.4 0.06 0.34 m查斯密斯关联图得C20=0.072C %哙严OH2 (嘗严.0723Umax0.0723802.1 2.92V 2.921.196m /s取

15、安全系数为0.7，则空塔气速为D4 0.6490.837=0.994按标准塔径圆整后为 D 1.0m塔截面积为 At 1.02 0.785m24V 0 649实际空塔气速为 u 0249 0.827m/sAt 0.7852.精馏塔的有效高度的计算精馏段有效高度为 Z精(N精1)Ht (10 1) 0.4 3.6提馏段有效高度为 Z提(N提1)Ht (15 1) 0.4 5.6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Z Z 精 Z 提 0.8 3.6 5.6 0.8 10m六、塔板主要工艺尺寸的计算1.溢流装置计算筛板式塔的溢流装置包括溢流堰， 降液管和受液盘等几部分。其尺

16、寸和结构对塔的性能 有着重要影响。根据经验并结合其他影响因素，当因 D=1.0m,可选用单溢流弓形降液管，不设进口堰，采用凹形受液盘。各项计算如下：堰长lw取 lw 0.66D 0.66 1.0 0.66m溢流堰高度hv由hw hl how，选用平直堰，堰上液层高度 E(-Lh)2/31000 lw近似取E=1,则how0.013m2.84 0.0017 3600.2/3蔽 1（ 0.66 ）取板上清液层高度hL 60mm，则hw 0.06 0.013 0.047 m弓形降液管宽度Wd和截面积A由0.66,查弓形降液管的参数图得半0.0727罟0.1242Af 0.0722At 0.0722

17、0.785 0.0567m 故Wd 0.124D 0.124 1.0 0.124m3600AfHT依式(5-9 )验算液体在降液管中停留时间，即12.81s 5s3600 0.0567 0.400.00177 3600故降液管设计合理。降液管底隙高度h0ho36001 wU取 u0 0.08m/s，则O.。0177 3600 0.0335m3600 0.66 0.08h0hw故降液管底隙高度设计合理。选用凹形受液盘，深度人2.塔板布置塔板的分块因D 800mm，故塔板采用分块式。查表 5-3得，板块分为3快。边缘区快读确定取 Ws Ws 0.065m,Wc 0.035m开孔区面积计算h0 0.

18、047 0.0335 0.0135m 0.013m50mm。Aa2(X、 r22Xr xarcsin )180 rxD (Wd2Ws)口 (0.124 0.065) 0.311m2其中rD Wc1.00.035 0.465m2 c2开孔区面积 A按式（5-12 ）计算，即故 Aa 2 （0.311 、0.465 0.311筛孔计算及其排列本例所处理的物系无腐蚀性，可选用20.465 . 0.311、arcsin ) 180 0.46520.532m3mm碳钢板，取筛孔直径 d0 5mm筛孔按正三角形排列，取孔中心距t 3 d0 3 5 15mm筛孔数目开孔率为1.155 Aat21.155 0

19、.5240.01522731个o.907中2 .907 (眯)2 仞气体通过筛孔的气速为 u0 Vs 0.649 12.07m / sA 0.101 0.532七、筛板的流体学验算1. 塔板压降干板阻力hc计算干板阻力he由式 hc 0.051(也)2(计算：C0 L由d0 /5/3 1.67,查干筛孔的流量系数得：C20 0.77212 26 2 92故hc 0051忌2 (融)00468m液柱气体通过液层的阻力 hL计算气体通过液层的阻力 hL由式（5-20 ）计算:A Af0.6490.785 0.05670.891m/ sF0 ua .二 0.8911.52kg1/2 /(s m1/2

20、)查充气系数关联图，得 0.61。故hi h (hw how) 0.61 (0.047 0.013) 0.036m 液柱液体表面张力的阻力计算h 4 LLgd04 20 41 10 34 20.41 10 0.0021m液柱802.1 9.81 0.005气体通过每层塔板的液柱高度 hp可按下式计算:hP hc h1 h 0.0468 0.036 0.0021 0.0849m 液柱气体通过每层塔板的压降为：Pp hp Lg 0.0849 802.1 9.81 668Pa 0.7kPa (设计允许值)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.

21、液沫夹带液模夹带量由式e 5.7 10 ( Ua )3.2计算：L Ht hf7hf 2.5hL 2.5 0.06 0.15m6故ev0.016kg 液 / kg 气 0.1kg液 / kg 气5.7 10 ( 0.891 )3.220.41 10 3 0.4 0.15在本设计中液沫夹带量 巳在允许范围内。4.漏液对筛板塔，漏液点气速 U0,min的计算：Uo, min 4.4C 1(0.0056 0.13n h ) L / v4.4 0.772 (0.0056 0.13 0.06 0.0021)802.1/ 2.92 5.985m /s实际孔速U0 12.07m /s U,min稳定系数为

22、K 乩 12卫7 2.01 1.5u0,min 5.985故在本设计中无明显漏液。5.液泛为防止塔内发生液泛，降液管内液层高 Hd应服从下列关系，即Hd (Ht hw)(Ht hw) 而 Hd hp0.5 (0.40 0.047) 0.224mhL hd板上不设进口堰，hd可由下式计算，即hd 0.153(u。)2 0.153 0.082 0.001m液柱Hd 0.08 0.06 0.001 0.141m 液柱Hd (Ht hw)故在本设计中不会发生液泛现象。八、塔板负荷性能图1液线漏液线，又称气相负荷下限线。 气相负荷低于此线将发生严重的漏液现象， 气、液不能充分接触，使塔板效率下降。U0,

23、min 4.4C。.(O.0056 0.13hL 入)l/ Vu0, minVs,minA0hLZ：84 e(5)2/31000 lw得 Vs,min4.4C0A0、0.0056 0.13 hw2.8410004.4 0.772 0.101 0.532 . 0.0056 0.130.047 2.84 1 (3600Ls)2/3 0.0021802.1/ 2.92V 1000 0.66整理得 Vs,min 3.025 , 0.00951 0.114L；/3在操作范围内，任取几个 Ls值，依上式计算出 Vs值，计算结果列于下表。Ls/(m3/s)Vs /(m3/s)0.00060.3090.001

24、50.3190.00300.3310.00450.341由此表数据即可作出漏液线 1。2 液沫夹带线eVW o. 1kg液/kg气。以ev=01kg液/kg为限,求M-Ls关系如下：5.7 10 6 ( ua(Ht hfUaVsAT Afs 1.373Vs0.785 0.0567)3.22 84 3600Ls 2/3 2/3hf 2.5hL 2.5(hw how), hw 0.047, hw 罰 1(-0)hf 0.118 2.2L；/3,Ht hf 0.282 2.2L?3討d2 整理得2/3Vs 1.29 10.07 Ls3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

25、下表。Ls/(m3/s)Vs/(m3/s)0.00061.2180.00151.1580.00301.0810.00451.016由此表数据即可作出液沫夹带线 2。3液相负荷下限线液相负荷低于此线，就不能保证塔板上液流的均匀分布，将导致塔板效率下降。 对于平直堰，取堰上液层高度 how 0.006m作为最小液体负荷标准。由式（5-7 ）得空4 E（鰹吗2/3 0.0061000 lw取 E=1,则 Lsmin （0.006 1000）2/3_066 0.00056m3/s， 2.84 3600据此可作出与气体流量无关的垂直液相负荷下限线 3。4 液相负荷上限线该线又称降液管超负荷线。液体流量超

26、过此线，表明液体流量过大，液体在降液管内停留时间过短，进入降液管的气泡来不及与液相分离而被带入下层塔板， 造成气相返混，降低 塔板效率。以 4S作为液体在浆液管中停留时间的下限，由式（ 5-9 ）得4 丄s, minI-S空 O.。567 0.40 0.00567m3/s4据此可作出与气体流量无关的垂直液相负荷上限线 5液泛线若操作的气液负荷超过此线时，塔内将发生液泛现象，使塔不能正常操作。液泛可分为降液管液泛和液沫夹带液泛两种情况， 在浮阀塔板的流体力学验算中通常对降液管液泛进行验算。为使液体能由上层塔板顺利地流入下层塔板，降液管内须维持一定的液层高度人Hd 令hphe联立得(Ht hw),

27、 Hd hp hL hdhL h,h hL，hL hw howHt ( 1)hw ( 1)how hc hd h忽略h，将how，hd与Ls，hc与V；的关系式带入上式，整理得2 , 2 2/3a Vs b c Ls d Ls0.051( V)(AoCo )2 ( L式中Ht仆0.1531)hw，C 硏32.84 10 E(1)(3600)2/3)(肓将有关数据带入,得:0.051(0.101 0.524 0.772)20.5 0.4 (0.5 0.61 1)0.1530.108802.10.047 0.148(0.660.032)2 343.012.84103 1 (1 0.61)0.111V27； 1.370.148 343.01L；3176L； 13.16L?33600 2/3( ) 1.4210.661.421 L?3Ls/(m3/s)Vs/(m3/s)0.00061.2750.00151.1900.00301.0680.00450.948在操作范围内，任取几个Ls值，依上式计算出 Vs值，计算结果列于下表:由此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:0.0000.0010.002 0.003 0.0040.005 0.006上限线4L /mis