海川化工论坛-筛板精馏塔设计.doc

化工原理课程设计设 计 项 目： 筛 板 精 馏 塔系 别： 化 学 工 程 系班 级： 化 工 工 艺 03姓 名： 625521学 号： 指 导 老 师： 张 老 师设 计 时 间： 2006.7.25-8.2第一章 概 述高径比很大的设备称为塔器塔设备是化工、炼油生产中最重要的设备之一它可使气（或汽）液或液液两相之间进行紧密接触，达到相际传质及传热的目的常见的、可在塔设备中完成的单元操作有：精馏、吸收、解吸和萃取等。此外，工业气体的冷却与回收，气体的湿法净制和干燥，以及兼有气液两相传质和传热的增湿、减湿等在化工或炼油厂中，塔设备的性能对于整个装置的产品产量质量生产能力和消耗定额，以及三废处理和环境保护等各个方面都有重大的影响据有关资料报道，塔设备的投资费用占整个工艺设备投资费用的较大比例（见下表）因此，塔设备的设计和研究，受到化工炼油等行业的极大重视化工生产装置中各类工艺设备所占投资的比例1 化工设备设计全书，塔设备设计，第1页.装置名称 工艺设备类别搅拌设备反应设备换热设备塔设备合计化工和石油化工煤油和煤化工人造纤维药物和制药油脂工业油漆和涂料橡胶6.152.6312.1933.6119.5853.6615.3822.9113.022.3030.608.9922.0312.0445.5549.5040.6125.9250.9412.9157.4725.3934.8544.909.8720.4911.4015.11100%100%100%100%100%100%100%作为主要用于传质过程的塔设备，首先必须使气（汽）液两相充分接触，以获得较高的传质效率此外，为了满足工业生产的需要，塔设备还得考虑下列各项传质效率此外，为了满足工业生产的需要，塔设备还得考虑下列各项要求：（）生产能力大在较大的气（汽）液流速下，仍不致发生大量的雾沫夹带、拦液或液泛等破坏正常操作的现象（）操作稳定、弹性大当塔设备的气（汽）液负荷量有较大的波动时，仍能在较高的传质效率下进行稳定的操作并且塔设备应保证能长期连续操作（）流体流动的阻力小即流体通过塔设备的压力降小这将大大节省生产中的动力消耗，以及降低经常操作费用对于减压蒸馏操作，较大的压力降还使系统无法维持必要的真空度（）结构简单、材料耗用量小、制造和安装容易这可以减少基建过程中的投资费用（）耐腐蚀和不易堵塞，方便操作、调节和检修事实上，对于现有的任何一种塔型，都不可能完全满足上述所有要求，仅是在某些方面具有独到之处根据设计任务书，此设计的塔型为筛板塔筛板塔是很早出现的一种板式塔五十年代起对筛板塔进行了大量工业规模的研究，逐步掌握了筛板塔的性能，并形成了较完善的设计方法与泡罩塔相比，筛板塔具有下列优点：生产能力大，塔板效率高，压力降低，而且结构简单，塔盘造价减少左右，安装、维修都较容易从而一反长期的冷落状况，获得了广泛应用近年来对筛板塔盘的研究还在发展，出现了大孔径筛板（孔径可达mm），导向筛板等多种形式筛板塔盘上分为筛孔区、无孔区、溢流堰及降液管等几部分工业塔常用的筛孔孔径为mm，按正三角形排列空间距与孔径的比为.近年来有大孔径（mm）筛板的，它具有制造容易，不易堵塞等优点，只是漏夜点低，操作弹性小筛板塔的特点如下：（）结构简单、制造维修方便（）生产能力大，比浮阀塔还高（）塔板压力降较低，适宜于真空蒸馏（）塔板效率较高，但比浮阀塔稍低（）合理设计的筛板塔可是具有较高的操作弹性，仅稍低与泡罩塔（）小孔径筛板易堵塞，故不宜处理脏的、粘性大的和带有固体粒子的料液第二章 主要基础数据(1)苯和氯苯的物理性质 化学化工物性数据手册,有机卷,第290页.项目分子式分子量M沸点，临界温度tc,临界压强PC,kPA苯AC6H678.1180.1289.24910氯苯BC6H5CL112.56404.9K 化学工程手册，第1篇化工基础数据，第174页359.24518(2)常压下苯和氯苯的蒸汽压 石油化工基础数据手册，第457页温度,POA mmHgPOB mmHg80757.62147.4485889.26179.395901020.9211.35951185.65253.7551001350.4296.161051831.7351.3551102313406.551152638.5477.1251202964547.71253355636.5051303764725.311404674945.55(3)饱和蒸汽压PO 苯和氯苯的饱和蒸汽压可用Antoine方程求算，即 式中 T物系温度，K， PO饱和蒸汽压，mmHgA、 B、 CAntoine常数，其值见下表 化学工程手册，第1篇化工基础数据，第175和177页组分ABC苯15.90082788.51-52.36氯苯16.06763295.12-55.60(4)苯和氯苯的液相密度L 化学化工物性数据手册,有机卷,第299和300页.温度6080100120140苯kg/m3836.6815.0792.5768.9744.1氯苯kg/m3106410421019996.4972.9(5)液体表面张力 化学化工物性数据手册,有机卷,第305和306页.温度t，6080100120140苯 mN/m23.7421.2718.8516.4914.17氯苯mN/m25.9623.7521.5719.4217.32(6)液体粘度L 化学化工物性数据手册,有机卷,第303和304页.温度t，6080100120140苯mPas0.3810.3080.2550.2150.184氯苯mPas0.5150.4280.3630.3130.274第三章 设计方案的确定及流程说明苯和氯苯混合液经原料预热器加热至泡点后送入精馏塔。塔顶上升蒸汽采用全凝器冷凝后，一部分作为回流，其余为塔顶产品，经冷却器冷却后送至贮槽。流程图如下：第四章 塔的物料衡算一、料液及塔顶、塔底产品含苯摩尔分率二、平均分子量MF=0.72878.11+（1-0.728）112.56=87.48 kg/kmolMD=0.990 78.11+(1-0.728) 112.56=78.45 kg/kmolMW=0.0143 78.11+(1-0.0143) 112.56=112.07 kg/kmol三、物料衡算总物料衡算 D+W=4600 （1）易挥发组分物料衡算 0.985D+0.01W=0.654600 （2）联立（1）、（2）解得：F=4600 kg/h F=4600/87.48=52.58 kmol/hW=1580.51 kg/h W=1580.51/112.07=14.10 kmol/hD=3019.49 kg/h D=3019.49/78.45=38.49 kmol/h四、物料衡算表进料量F，kg/h塔顶出料量D，kg/h塔底出料量W，kg/h46003019.491580.51合计46004600第五章 塔板数的确定一、理论塔板数NT的求取苯-氯苯属理想物系，可采用M-T图解法求NT。1、根据苯、氯苯的饱和蒸汽压，利用泡点方程计算出苯-氯苯的气液平衡数据如下表：温度xAyA80.111850.8180.957900.6780.911950.5430.8471000.4400.7821050.2760.6651100.1850.5631150.1310.4551200.08790.3431250.04540.2001300.01150.0567131.7500根据计算结果作t-x-y图及x-y图，见坐标纸。2、求最小回流比Rmin操作回流比R因饱和蒸汽进料，在x-y图对角线上自点e(0.728,0.728)作平行线即为q线，该线与平衡线的交点坐标为yq=0.728,xq=0.36.此即最小回流比时操作线与平衡线的交点坐标，故 取操作回流比R=2Rmin=20.71=1.423、求理论板数NT精馏段操作线方程为 按M-T图解法在x-y图上作梯级得：NT=（7-1）层（不包括塔底再沸器）。其中精馏段理论板数为3层，提馏段为3层，第4层为加料板。3、全塔效率ET 根据 Drickamer 和 Bradford 法中精馏塔全塔效率关联图的表达式 根据塔顶、塔底液相组成查t-x-y图，求得塔平均温度为105.2，该温度下进料液相平均粘度为： =0.7280.245+(1-0.728)0.350 =0.274mPas 4、实际板层数Np 精馏段 N精=3/0.516=5.8取6层 提馏段 N提=3/0.516=5.8 取6层第六章 塔的工艺条件及物性数据计算一、操作压强Pm 塔顶压强PD=4+580/760101.33=81.3kPa，取每层塔板压降P=0.7 kPa，则进料板压强PF=81.3+0.76=85.5 kPa，塔底压强为PW=85.5+0.76=89.7kPa，则精馏段平均操作压强为提馏段平均操作压强为二、温度tm根据操作压强，依下式两式试差计算操作温度： 和试差结果，塔顶tD=74.8，进料板tF=95.3，塔底tW=124.9。则精馏段平均温度tm，精=提馏段平均温度tm，提=三、平均分子量Mm塔顶 xD=y1=0.99 x1=0.935MVDm=0.99078.11+（1-0.990）112.56=78.45kg/kmolMLDm=0.93578.11+（1-0.935）112.56=80.35kg/kmol进料板 yF=0.770 xF=0.416MVFm=0.77078.11+（1-0.770）112.56=86.03kg/kmolMLFm=0.41678.11+（1-0.416）112.56=98.23kg/kmol塔底 y1=0.063 x1=xw=0.0143MVWm=0.06378.11+（1-0.063）112.56=110.39kg/kmolMVWm=0.014378.11+（1-0.0143）112.56=112.07kg/kmol则精馏段平均分子量：MVm（精）MLm（精）提馏段平均分子量：MVm（提）MVm（提）四、平均密度m1、液相密度Lm依式 1/Lm=aA/LA+aB/LB（a为质量分率）塔顶 LmD=823.3kg/m3进料板，由加料板液相组成xA=0.416 LmF=932.3kg/m3塔底 LmW=987.7kg/m3故精馏段平均液相组成：Lm（精）=（823.3+932.3）/2=877.8kg/m3提馏段平均液相组成：Lm（提）=（932.3+987.7）/2=960.0kg/m32、气相密度Vm五、液体表面张力m m，顶=0.99021.91+(1-0.990)24.32=21.93mN/m m，进=0.41619.42+(1-0.416)22.08=20.97mN/m m，底=0.014315.92+(1-0.0143)18.91=18.87mN/m则精馏段平均表面张力为：m，精提馏段平均表面张力为： m，提 六、液体粘度LM L顶=0.9900.327+(1-0.990)0.451=0.328mPasL进 =0.4160.267+(1-0.416)0.378=0.332mPas L底=0.01430.207+(1-0.0143)0.303=0.302mPas则精馏段平均液相粘度为 L(精) 提馏段平均液相粘度为 L(提) 第七章 气液相负荷计算一、精馏段气液负荷计算m3/sL=RD=1.4238.46=54.61kmol/hm3/sLh=5.40m3/h二、提馏段气液负荷计算m3/sL=L+qF=L=54.61kmol/hm3/sLh=6.12 m3/h第八章 塔和塔板主要工艺尺寸计算一、塔径D1、精馏段塔径 初选板间距，取板上液层高度，故；查Smith关联图得C20=0.071；依校正物系表面张力为时的C可取安全系数为0.60，则故按标准,塔径圆整为1.2m,则空塔气速0.81m/s。2、提馏段塔径 初选板间距，取板上液层高度，故；查Smith关联图得C20=0.068；依校正物系表面张力为时的C ,即可取安全系数为0.60，则故按标准,塔径圆整为1.0m,则空塔气速0.52m/s。为统一精馏段和提馏段塔径，取为D=1.2m。二、溢流装置采用单溢流,弓形降液管，平行受液盘及平行溢流堰，不设进口堰。各项计算如下：1、精馏段溢流装置计算（1）、溢流堰长取堰长为0.66D，即0.661.20.792m（2）、出口堰高由，查流体收缩系数计算图知E=1.03故（3）、降液管的宽度与降液管的面积由查弓形降液管的宽度与面积图得，故，由下式计算液体在降液管中停留时间以检验降液管面积，即s（）5s，符合要求）（4）、降液管底隙高度取液体通过降液管底隙的流速2、提馏段溢流装置计算（1）、溢流堰长取堰长为0.66D，即0.661.20.792m（2）、出口堰高由，查流体收缩系数计算图，知E1.03,故（3）、降液管的宽度与降液管的面积由查弓形降液管的宽度与面积图得，故，由下式计算液体在降液管中停留时间以检验降液管面积，即s（）5s，符合要求）（4）、降液管底隙高度取液体通过降液管底隙的流速三、塔板布置1、精馏段塔板布置（1）、取边缘区宽度Wc0.055m,安定区宽度，（2）、开孔区面积 其中，2、提馏段塔板布置（1）、取边缘区宽度Wc0.075m,安定区宽度，（2）、开空区面积其中，四、筛孔数与开孔率1、精馏段取筛空的孔径为，正三角形排列，一般碳的板厚为,取，故孔中心距塔板上的筛孔数，塔板上开孔区的开孔率（在515%范围内）每层板上的开孔面积m2气体通过筛孔的气速为筛孔排列图见坐标纸，实排孔n=10154-352=3990,经校核，满足筛板的稳定性系数要求。2、提馏段取筛空的孔径为，正三角形排列，一般碳的板厚为,取，故孔中心距塔板上的筛孔数，筛孔排列图见坐标纸，实排3110，但经校核，筛板的稳定性系数不满足要求，故在适当位置堵孔1280，实开1830。m2则（在515%范围内）气体通过筛孔的气速为五、塔的有效高度Z精馏段 提馏段 精馏段与进料板间的距离可以取0.4m，故塔的有效高度Z=2+2+0.4=4.4m第九章 筛板的流体力学验算一、精馏段筛板的流体力学验算1.气体通过筛板压强相当的液柱高度hp(1)、干板压降相当的液柱高度，查干筛孔的流量系数图得，C0=0.84（2）、气体穿过板上液层压降相当的液柱高度 由充气系数与关联图查得板上液层充气系数0.62（3）、克服液体表面张力压降相当的液柱高度，故单板压降 二、提馏段筛板的流体力学验算1、干板压降相当的液柱高度，查干筛孔的流量系数图得，C0=0.842、气体穿过板上液层压降相当的液柱高度， 由充气系数与关联图查得板上液层充气系数0.733、克服液体表面张力压降相当的液柱高度，故单板压降 二、雾沫夹带量的验算1、精馏段雾沫夹带量的验算 故在设计负荷下不会发生过量雾沫夹带。2、提馏段雾沫夹带量的验算 故在设计负荷下不会发生过量雾沫夹带。三、漏液的验算1、精馏段漏液的验算筛板的稳定性系数故在设计负荷下不会产生过量漏液。2、提馏段漏液的验算筛板的稳定性系数故在设计负荷下不会产生过量漏液。四、液泛验算1、精馏段液泛验算为防止降液管液泛的发生，应使降液管中清液层高度， m取，则故在设计负荷下不会发生液泛。2、提馏段液泛验算为防止降液管液泛的发生，应使降液管中清液层高度， mm取，则故在设计负荷下不会发生液泛。根据以上塔板的各项液体力学验算，可认为此精馏塔塔径及各项工艺尺寸是适合的。第十章 塔板负荷性能图一、精馏段塔板负荷性能图1、雾沫夹带线（1） 式中 （a）近似取E1.0, 故 （b） 取雾沫夹带极限值为。已知，并将代入得整理得： 在操作范围内任取几个值，依上式算出相应的值列于下表中LS，m3/s0.0010.0030.0050.0070.008VS, m3/s1.7201.5791.4691.3731.329依表中数据在VSLS图中作出雾沫夹带线(1)。2、液泛线（2）由得，近似取.0， （已算出），故 将，及以上各式代入得整理得 在操作范围内任取几个值，依上式计算Vs值列于下表中 LS，m3/s0.0010.0030.0050.0070.008VS, m3/s2.0221.8851.7341.5471.435依表中数据在VSLS图中作出液泛线（2）。3、液相负荷上限线（3）取液体在降液管中停留时间为4秒，由下式液相负荷上限线（3）在VSLS图中为与气相流量无关的垂线。4、漏液线（气相负荷下限线）（4）由，代入漏液点气速式（前已算出），代入上式并整理得 此即气相负荷下限线，在操作范围内任取几个值，依上式计算相应的值，列于下表LS，m3/s0.0010.0030.0050.0070.008VS, m3/s0.5840.6120.6330.6510.660依表中数据作气相负荷下限线（4）。5、液相负荷下限线（5） 取平堰、堰上液层高度作为液相负荷下限条件，取则 整理上式得依此值在VSLS图中作线即为液相负荷下限线（5）。将以上5条线标绘于图中，即为精馏段负荷性能图。5条线包围区域为精馏段塔板操作区，P为操作点，OP为操作线。OP线与（1）线的交点相应相负荷为，OP线与气相负荷下限线（4）的交点相应气相负荷为。图见坐标纸。可知本设计塔板上限由雾沫夹带控制，下限由漏液控制。精馏段的操作弹性一、提馏段塔板负荷性能图1、雾沫夹带线（1） 式中 （a）近似取E1.0, 故 （b） 取雾沫夹带极限值为。已知，并将代入得整理得： 在操作范围内任取几个值，依上式算出相应的值列于下表中LS，m3/s0.0010.0030.0050.0070.008VS, m3/s1.6831.5451.4381.3441.301依表中数据在VSLS图中作出雾沫夹带线(1)。2、液泛线（2）由得，近似取.0， （已算出），故 将，及以上各式代入得 整理得 在操作范围内任取几个值，依上式计算Vs值列于下表中 LS，m3/s0.0010.0030.0050.0070.008VS, m3/s0.7190.6680.6130.5490.510依表中数据在VSLS图中作出液泛线（2）。3、液相负荷上限线（3）取液体在降液管中停留时间为4秒，由下式液相负荷上限线（3）在VSLS图中为与气相流量无关的垂线。4、漏液线（气相负荷下限线）（4）由，代入漏液点气速式（前已算出），代入上式并整理得 此即气相负荷下限线，在操作范围内任取几个值，依上式计算相应的值，列于下表LS，m3/s0.0010.0030.0050.0070.008VS, m3/s0.2170.2270.2340.2410.244依表中数据作气相负荷下限线（4）。5、液相负荷下限线（5） 取平堰、堰上液层高度作为液相负荷下限条件，取则 整理上式得依此值在VSLS图中作线即为液相负荷下限线（5）。将以上5条线标绘于图中，即为提馏段负荷性能图。5条线包围区域为提馏段塔板操作区，P为操作点，OP为操作线。OP线与（2）线的交点相应相负荷为，OP线与气相负荷下限线（4）的交点相应气相负荷为。图见坐标纸。可知本设计塔板上限由液泛控制，下限由漏液控制。精馏段的操作弹性第十一章 筛板塔的工艺设计计算结果总表项目符 号单 位计 算 数 据 精馏段提馏段各段平均压强PmkPa83.487.6各段平均温度tm85.1110.1平均流量气相Vsm3/s0.920.41液相Lsm3/s0.00150.0017实际塔板数N块66板间距HTm0.40.4塔的有效高度Zm2.02.0塔径Dm1.21.0空塔气速um/s0.810.52塔板液流形式单溢流单溢流溢流装置溢流管形式弓形弓形堰长lwm0.7920.792堰高hwm0.0490.049溢流堰宽度Wdm0.1490.149管底与受液盘距离hom0.0240.027板上清夜层高度hLm0.060.06孔径domm5.05.0孔间距tmm15.015.0孔数n个39901830开孔面积m20.07720.0359筛孔气速uom/s11.9211.42塔板压降hpkPa0.5680.678液体在降液管中停留时间s21.7613