化工原理筛板塔课程设计

1、 PAGE 26化工原理课程设计说明书前言随着合成纤维、合成树脂、合成橡胶、医药、农药、染料等工业的迅速发展，对各种化工产品的需要量不断增加。但是在化学回收过程所获得的有机液体产品是一种复杂的混合物, 只有将其分离成较纯组分, 才能在工业上获得更合理和广泛的应用。 在分离加工过程中往往采用初次蒸馏及精馏操作,即根据组成该液体混合物的各组分的挥发度不同在蒸馏设备中经多次的部分汽化和部分冷凝, 使液体混合物分离成较纯组分而获得各种产品。精馏是分离液体混合物最常用的一种单元操作，在化工，炼油，石油化工等工业得到广泛应用。精馏过程在能量计的驱动下，使气，液两相多次直接接触和分离，利用液相混合物中各相分

2、挥发度的不同，使挥发组分由液相向气相转移，难挥发组分由气相向液相转移。实现原料混合物中各组成分离该过程是同时进行传质传热的过程。1 本次设计任务为设计一定处理量的精馏塔，实现苯甲苯的分离。苯甲苯体系比较容易分离，待处理料液清洁。因此用筛板塔。本课程设计的主要内容是过程的物料衡算，热量衡算，工艺计算，结构设计和校核。目录 TOC o 1-3 h z u HYPERLINK l _Toc336008424 第一部分 概述 PAGEREF _Toc336008424 h 2 HYPERLINK l _Toc336008425 一、设计题目：筛板塔设计 PAGEREF _Toc336008425 h

3、2 HYPERLINK l _Toc336008426 二、设计任务：苯-甲苯精馏塔设计 PAGEREF _Toc336008426 h 2 HYPERLINK l _Toc336008427 三、设计条件： PAGEREF _Toc336008427 h 3 HYPERLINK l _Toc336008428 四、设计内容和要求： PAGEREF _Toc336008428 h 3 HYPERLINK l _Toc336008429 五、工艺流程图 PAGEREF _Toc336008429 h 3 HYPERLINK l _Toc336008430 第二部分 工艺设计计算 PAGEREF

4、_Toc336008430 h 4 HYPERLINK l _Toc336008431 一、设计方案的确定 PAGEREF _Toc336008431 h 4 HYPERLINK l _Toc336008432 二、精馏塔的物料衡算 PAGEREF _Toc336008432 h 5 HYPERLINK l _Toc336008433 三、塔板数的确定 PAGEREF _Toc336008433 h 5 HYPERLINK l _Toc336008434 四、精馏塔的工艺条件及有关物性数据的计算 PAGEREF _Toc336008434 h 8 HYPERLINK l _Toc3360084

5、35 五、精馏塔的塔体工艺尺寸计算 PAGEREF _Toc336008435 h 10 HYPERLINK l _Toc336008436 六、塔板主要工艺尺寸的计算 PAGEREF _Toc336008436 h 11 HYPERLINK l _Toc336008437 七、筛板的流体学验算 PAGEREF _Toc336008437 h 13 HYPERLINK l _Toc336008438 八、塔板负荷性能图 PAGEREF _Toc336008438 h 15 HYPERLINK l _Toc336008439 九、设计一览表 PAGEREF _Toc336008439 h 19

6、HYPERLINK l _Toc336008440 十、热量衡算 PAGEREF _Toc336008440 h 19 HYPERLINK l _Toc336008445 十一、管选型 PAGEREF _Toc336008445 h 22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：

7、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、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。

8、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。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

9、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。二、精馏塔的物料衡算1.原料液及塔顶、塔底产品的摩尔分数 苯的摩尔质量 甲苯的摩尔质量 2.原料液及塔顶、塔底产品的平均摩尔质量 3.物料衡算原料处理量 总物料衡算 苯物料衡算 联立解得 三、塔板数的确定 1.理论板层数的求取 苯-甲苯属理论物系，可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，绘出x-y图,见图表1 常压下苯甲苯的气液平衡数据温度t液相中苯的摩尔分率x气相中苯的摩尔分率y110.560.000.00109.911.002.50108.793.007.11107.615.0011.2105.05

10、10.020.8102.7915.029.4100.7520.037.298.8425.044.297.1330.050.795.5835.056.694.0940.061.992.6945.066.791.4050.071.390.1155.075.580.8060.079.187.6365.082.586.5270.085.785.4475.088.584.4080.091.283.3385.093.682.2590.095.981.1195.098.080.6697.098.880.2199.099.6180.01100.0100.0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

11、中对角线上，自点e（0.45，0.45）做垂线，ef即为 进料线（q线），该线与平衡线的交点坐标为： ， 故最小回流比为： 取操作回流比为：求精馏塔的气、液相负荷 求操作线方程 精馏段操作线方程 提馏段操作线方程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，进料板位置实际板层数的求取 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 以精馏段为例进行计算。 1.操作压力计算塔顶操作压力 每层塔板压降 进料板压力 精馏段平均压力 提馏段平均压力 Pn=(112.3+121.4)/2=116.85 KPa 2.操作温度计算依据操作压力，由泡点

12、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 进料板温度精馏段平均温度同理，提馏段平均温度 tn=（94.52+99.5）/2=97 3.平均摩尔质量计算 塔顶摩尔质量计算：由 进料板平均摩尔质量计算 由图解理论板，得 查平衡曲线，得 提馏段平均摩尔质量 4.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 液相平均密度计算 液相平均密度依下式计算： 塔顶液相平均密度计算： 由，查手册得 进料板液相平均密度计算 由，查手册得 进料板液相的质量分数计算 精馏段液相平均密度为 5.液相平均表面张力计算 液相平均表面张力依下式计

13、算，即 塔顶液相平均表面张力计算 由，查手册得 进料板液相平均表面张力计算 由，查手册得 精馏段液相平均表面张力为： 6.液相平均粘度计算 液相平均粘度依下式计算： 塔顶液相平均粘度计算 由，查手册得 解得 进料板液相平均粘度计算 由，查手册得 解得 精馏段液相平均粘度为 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： 由，式中由式计算，其中的由斯密斯关联图查取，图的横坐标为： 取板间距，则 查斯密斯关联图得 取安全系数为0.7，则空塔气速为按标准塔径圆整后为 塔截面积为 实际空塔气速为 2.精馏塔的有效高度的计算 精馏段有效高度为 提馏段有效高度为 在进料板上方开

14、一人孔，其高度为0.8m，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 取溢流堰高度 由，选用平直堰，堰上液层高度 近似取E=1，则取板上清液层高度，则 弓形降液管宽度和截面积 由 故 依式（5-9）验算液体在降液管中停留时间，即 故降液管设计合理。降液管底隙高度 取 故降液管底隙高度设计合理。 选用凹形受液盘，深度 2.塔板布置 塔板的分块 因，故塔板采用分块式。查表

15、5-3得，板块分为3快。 边缘区快读确定 取 开孔区面积计算 开孔区面积按式（5-12）计算，即 其中 故 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 筛孔按正三角形排列，取孔中心距 筛孔数目 开孔率为 气体通过筛孔的气速为 七、筛板的流体学验算 1.塔板压降 干板阻力 干板阻力 由 故 气体通过液层的阻力计算 气体通过液层的阻力由式（5-20）计算： 查充气系数关联图，得。故 液体表面张力的阻力计算 液体表面张力所产生的阻力由式（5-23）计算： 气体通过每层塔板的液柱高度可按下式计算： 气体通过每层塔板的压降为： 2.液面落差对于筛板塔，液面落差很小，且本例的塔径

16、和液流量均不大，故可忽略液面落差的影响。 液沫夹带 液模夹带量由式计算： 故 在本设计中液沫夹带量在允许范围内。4.漏液 对筛板塔，漏液点气速的计算： 实际孔速 稳定系数为 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 苯-甲苯物系属一般物系，取，则 板上不设进口堰，可由下式计算，即 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。 整理得 在操作范围内，任取几个值，依上式计算出值，计算结果列于下表。0.00060.3090.00150.3190.00300.33

17、10.00450.341 由此表数据即可作出漏液线1。 2液沫夹带线当气相负荷超过此线时，液沫夹带量过大，使塔板效率大为降低。对于精馏，一般控制eV0.1kg液/kg气。以ev=0.1kg液/kg为限,求Vs-Ls关系如下: 由 整理得 在操作范围内，任取几个值，依上式计算出值，计算结果列于下表。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，取堰上液层高度作为最小液体负荷标准。由式（5-7）得 取E=1，则 据此可作出

18、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。以作为液体在浆液管中停留时间的下限，由式（5-9）得 据此可作出与气体流量无关的垂直液相负荷上限线4。 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Hd令联立得 式中 将有关数据带入，

19、得： 在操作范围内，任取几个值，依上式计算出值，计算结果列于下表：0.00061.2750.00151.1900.00301.0680.00450.948 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： 在负荷性能图上，作出操作点A，连接OA，即作出操作线。由图可看出，该筛板上限为液泛控制，下限为漏液控制。由图查得 故操作弹性为 九、设计一览表将设计筛板的主要结果汇总于下表：序号 项目数值 序号项目数值 1 平均温度90.817边缘区宽度，m0.0352平均压力108.818开孔区面积0.5323气相流量0.64919筛孔直径，m0.0054液相流量0.0017720

20、筛孔数目n27315实际塔板数2521孔中心距t，m0.0156有效段高度Z，m10.022开孔率，%10.17塔径D，m1.023空塔气速u，m/s0.8378板间距，m0.424筛孔气速，m/s12.079溢流形式单溢流25稳定系数2.0110降液管形式弓形26每层塔板压降，kPa0.66811堰长，m0.6627负荷上限液泛控制12堰高，m0.04728负荷下限漏液控制13板上液层高度，m0.0629液沫夹带，（kg液/kg气）0.01614堰上液层高度，m0.01330气相负荷上限，1.07215降液管底隙高度0.03231气相负荷下限，0.31216安定区宽度，m0.06532操作弹性3.436十、热量衡算表苯甲苯的蒸发潜热与临界温度物质沸点0C蒸发潜热KJ/Kg临界温度TC/K苯80.1394288.5甲苯110.63363318.571塔顶热量其中 则: 时苯: 蒸发潜热 甲苯: 蒸发潜热 2塔底热量其中 则: 苯: 蒸发潜热 甲苯: 蒸发潜热 3冷凝器塔顶温度 冷凝水 则取传热系数则传热面积冷凝水流量4 再沸器 其中取140摄氏度的水蒸气作为加热剂，r=2148.7KJ/kg 加热蒸汽用量 再沸器的换热面积为： 取传热系数 又：； 十一、管选型1顶蒸汽出口管径工业蒸汽的经