精馏塔塔设计及相关计算

26/26板式精馏塔设计任务书板式精馏塔设计任务书板式精馏塔的设计选型及相关计算设计计算满足生产要求的板式精馏塔，包括参数选定、塔主题设计、配套设计及相关设计图2011Administrator09级化工2班xx2011/12/1

目录TOC\o"1-3"\h\u板式精馏塔设计任务 3一．设计题目 3二．操作条件 3三．塔板类型 3四．相关物性参数 3五．设计内容 3设计方案 5一．设计方案的思考 6二．工艺流程 6板式精馏塔的工艺计算书 7一．设计方案的确定及工艺流程的说明 二．全塔的物料衡算 三．塔板数的确定 四．塔的精馏段操作工艺条件及相关物性数据的计算 五．精馏段的汽液负荷计算 六．塔和塔板主要工艺结构尺寸的计算 七．塔板负荷性能图 筛板塔设计计算结果 22附属设备的的计算及选型 25设计感想 26苯-氯苯精馏塔的工艺设计设计题目苯-氯苯连续精馏塔的设计二.设计任务及操作条件1.进精馏塔的原料液含苯38%（质量%，下同），其余为氯苯；2.产品含苯不低于97%，釜液苯含量不高于2%；3.生产能力为96吨/day（24h）原料液。4.操作条件（1）塔顶压强4kPa（表压）；（2）进料热状态自选；（3）回流比自选；（4）塔底加热蒸汽压力：0.5MPa（5）单板压降≤0.7kPa。二．操作条件1.塔顶压强4kPa（表压）；2.进料热状况，自选；3.回流比，自选；4.塔底加热蒸汽压力0.5MPa(表压)；5.单板压降不大于0.7kPa；三.设备形式：筛板塔四.有关物性参数相对分子质量：苯：78.11；氯苯：112.56序号12345678910111213温度/K404.85401.15394.15389.55384.45379.55374.05370.05365.95360.65356.65355.35353.25X00.0350.1020.1610.2320.3150.4190.5060.6080.7550.8820.921Y00.1460.3350.4640.5750.6780.770.8280.8810.9350.970.981五.设计内容（一）设计方案的确定及流程说明（二）精馏塔的物料衡算（三）塔板数的确定1、理论塔板数计算2、实际塔板数计算（四）塔体工艺尺寸计算1、塔径的计算2、塔的有效高度计算（五）塔板主要工艺尺寸的计算（1）溢流装置计算（堰长、堰高、弓形降液管宽度和截面积、降液管底隙高度）（2）塔板布置（边缘区宽度确定、开孔区面积计算、筛孔计算及排列）（3）塔板的流体力学验算（4）塔板的负荷性能图（六）设计结果概要或设计一览表（七）辅助设备选型与计算（八）绘制生产工艺流程图及精馏塔的工艺条件图（九）对设计过程的评述和有关问题的分析讨论设计方案此塔为板式塔，通体由不锈钢制造。整个精馏塔包括：塔釜、塔节、进料罐、进料预热器、塔釜液储罐、塔顶冷凝器、回流比控制器、产品储罐等。塔压降由变送器测量，塔釜上升蒸汽量可通过采用釜液温度或灵敏板进行控制，塔压可采用稳压阀控制，并可装载自动安全阀。为使塔身保持绝热操作，采用现代化仪表控制温度条件，并可在室温～300℃范围内任意设定。同时，为了满足需要，每一段塔节内的温度、塔釜液相温度、塔顶气相温度、进料温度、回流温度、塔顶压力、塔釜压力、塔釜液位、进料量等参数均可以数字显示。工艺流程原料液由高位槽即原料储罐中引出，在预热器中预热后送入连续板式精馏塔（筛板塔），塔顶上升蒸汽流采用强制循环式列管全凝器冷凝后一部分作为回流液，其余作为产品经冷却至后送至产品槽；塔釜采用热虹吸立式再沸器提供气相流，塔釜残液送至废热锅炉。苯-氯苯板式精馏塔的工艺计算书一．设计方案的确定及工艺流程的说明本设计任务为分离苯-氯苯混合物。对于二元混合物的分离，应采用连续精馏过程。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。塔顶上升蒸汽采用全凝器冷凝，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，蒸汽流量由控制器控制，塔底产品经冷却后送至储罐。塔主体设计设计任务及操作条件：1.进精馏塔的原料液含苯38%（质量%，下同），其余为氯苯；2.产品含苯不低于97%，釜液苯含量不高于2%；3.生产能力为96吨/day（24h）原料液。4.操作条件（1）塔顶压强4kPa（表压）；（2）进料热状态泡点进料；（3）回流比自选；（4）塔底加热蒸汽压力：0.5MPa（5）单板压降≤0.7kPa。根据设计要求可得：轻组分摩尔分数：进料原液：xf=38%/m苯同理可求塔顶产品xD≥97.6%；塔釜平衡曲线的确定：1.根据苯-氯苯的相平衡数据作图序号12345678910111213温度404.85401.15394.15389.55384.45379.55374.05370.05365.95360.65356.65355.35353.25X00.0350.1020.1610.2320.3150.4190.5060.6080.7550.8820.921Y00.1460.3350.4640.5750.6780.770.8280.8810.9350.970.981由于泡点进料xe=xf=0.469yq回流比：利用公式RminRmin+1=取R=2Rmin平均摩尔质量：MF＝78.11×0.469＋(1－0.469)×112.56＝96.40kg/MD＝78.11×0.976＋(1－0.976)×112.56＝78.94kg/MW＝78.11×0.029＋(1－0.029)×112.56＝111.56kg/由于生产能力为96吨/day（24h）原料液。即为F′=96吨/day=4000kg/h;F=4000/96.40=41.49Kmol/h0.38F解得D所以D=1515.79/78.94=19.21Kmol/h;W=2484.21/111.56=22.27Kmol/h由此可得精馏塔的汽、液相负荷L=RD=1.18×19.21=22.67kmol/hV=(R+1)D=(1.18+1)×19.21=41.88kmol/hL′=L+F=22.67+41.49=64.16kmol/hV′=V=41.88kmol/h进而可求操作线方程：精馏段：y=R提留段：y查《化学化工物性数据手册》80℃时苯蒸汽压：pA。=110kpa;氯苯蒸汽压：pB140℃时苯蒸汽压：pA=480kpa;氯苯蒸汽压：可求α1=p（可以确定α在4.705左右。将进料点带入平衡方程y=αx解得α=4.674因此相平衡方程为y=理论塔板数的确定：现已知：精馏段：由此进行逐板法求理论塔板数：(设塔顶处为第一块板向塔釜标注)xD第一块板：y1x第二块板：y2x2依次计算列入下表：板数yx备注10.9760.897精馏段20.9330.749精馏段30.8530.555精馏段40.7480.389提留段50.6100.251提留段60.3990.124提留段70.2060.052提留段80.0960.022提留段90.0490.011第4块板进料经作图法验证理论塔板数为8块基本合理塔顶、塔釜、进料板温度及其他物性参数的计算内差法计算温度：根据查得的气液平衡与温度关系表塔顶：1-0.92353.25-355.35=1-0.976353.25-tD进料板：0.506-0.419370.05-374.05=0.506-0.469370.05-tF塔釜：0.035-0401.15-404.85=0.035-0.029401.15-t同理用内差法查各处粘度、密度及表面张力：各温度下参数（化学化工物性参数手册）80.000100.000120.000140.000密度kg/苯815.000792.500768.900744.100氯苯1042.0001091.000996.400972.900粘度mPa*s苯0.3080.2550.2150.184氯苯0.4280.3630.3130.274表面张力（mN/m）苯21.27018.85016.49014.170氯苯23.75021.57019.42017.320用内差法计算得：温度/℃tDtFtWt塔=104.497t精=89.67密度kg/苯814.179794.151758.777774.206804.121氯苯1043.7891097.617986.8071017.6711030.880粘度mPa*s苯0.3060.2580.2020.2240.282氯苯0.4260.3660.2970.3240.397表面张力（mN/m）苯21.18219.01515.54317.02120.100氯苯23.67021.72018.56319.90322.696全塔平均温度为：（80.730＋128.164）÷2=104.497℃μ=0.224×0.496＋0.324×0.504=0.274mPa*s实际塔板数：α×μ=4.674×0.274=1.281mPa*s查塔效率关联图得:ETE0=0.49(αμ)-0.245=0.49×(实际塔板数为：N=N精馏段平均物性参数：由上表参数进行如下计算精馏段平均压强取每层塔板压降为0.7kPa计算。塔顶：加料板：p平均压强p精馏段平均温度已经求得平均温度为：tm=（80.730＋98.601）÷2=89.67平均分子量MLF＝78.11×0.469＋(1－0.469)×112.56＝96.40kg/MVF＝78.11×0.805＋(1－0.805)×112.56＝84.82kg/MLD＝78.11×0.897＋(1－0.897)×112.56＝81.66kg/MVD＝78.11×0.976＋(1－0.976)×112.56＝78.94kg/精馏段：MM精馏段平均密度液相平均密度塔顶：1ρD进料板：1ρF精馏段：ρ汽相平均密度ρ精馏段液体的平均表面张力塔顶：σσm进料板：σσ精馏段：σ氯苯的汽化潜热：纯组分的汽化潜热与温度的关系式：（氯苯的临界温度：）（常压沸点下的汽化潜热为35.3×103kJ/kmol。）液体的平均粘度塔顶：μμm进料板：μμ精馏段：μ塔和塔板主要工艺尺寸的设计：气液相负荷的计算：汽相摩尔流率V=R+1汽相体积流量V汽相体积流量V液相回流摩尔流率L=RD=1.18×液相体积流量L液相体积流量L塔直径D的确定：设板间距HT=600mm液层F查泛点关联图：C20C=C20uu=0.7D=圆整后D=600mm;操作气速u=1.171m/s塔高：（人孔取700mm）H=(3-1)×600+(5-1)×600+700=4300mm=4.3m塔板设计：采用单流型塔板溢流装置：溢流堰：堰长lw此时Lh堰高hhh降液管：降液管宽lwDAT所以可求得：Aτ=A降液管高度：h0塔板设计塔板布置开孔面积：Aa=xr=据经验值取wcr=0.600÷2x=0.6A据经验值：安定区Ws=70mm无筛孔：据经验值取：孔径d0=5mm孔间距t=2.4开孔率：φ=A0筛孔数目：n=开孔面积：A验证：φ=A筛孔气速：u0筛板流体力学验算：塔板压降：板厚度取δ=3mmd0δhhhfF查得β=0.525hfh即0.08×9.81×888.1=696pa液沫夹量ev漏液点气速校核uowhuk=u停留时间核算：τ=A塔板负荷性能图：液沫夹带线令euh得下表序号1234567Vs0.00010.00030.00050.00070.00090.00120.0016Ls0.46400.44880.43700.42670.41730.40450.3889液泛线令H设qv则how=2.841000Hd=φH由于hd=u0A得下表序号1234567Vs0.00010.00030.00050.00070.00090.00120.0016Ls0.51680.50550.49540.48520.47470.45760.4315液相上线τ=Af漏液线设qv则how=uow由于hd=u0A得下表序号1234567Vs0.00010.00030.00050.00070.00090.00120.0016Ls0.15620.15890.16090.16270.16430.16650.1691液相下线得下图操作弹性：V精馏塔的设计计算结果汇总一览表项目符号单位计算结果精馏段提馏段平均压强PmkPa106.2平均温度tm℃89.67-平均流量气相m3/s0.331-液相m3/s0.00058-实际塔板数块18板间距m0.6塔段的有效高度Hm4.3塔径Dm0.6空塔气速um/s1.171塔板液流型式单流型溢流装置溢流管型式弓形堰长m0.385堰高m0.061溢流堰宽度m0.075底隙高度m0.051板上清液层高度m0.06孔径mm5孔间距mm12孔数n个1006开孔面积A0m20.0197筛孔气速m/s16.80塔板压降kPa0.696液体在降液管中的停留时间S17.58降液管内清液层高度m0.0486雾沫夹带kg液/kg气0.022负荷上限雾沫夹带控制负荷下限漏液控制气相最大负荷m3/s0.338气相最小负荷m3/s0.200操作弹性1.69项目符号单位计算结果精馏段提馏段平均压强PmkPa108.1平均温度tm℃89.305113.285平均流量气相m3/s0.3550.379液相m3/s0.000