《板式精馏塔设计.doc》由会员分享，可在线阅读，更多相关《板式精馏塔设计.doc（33页珍藏版）》请在三一办公上搜索。
1、第一章 .前 言化工原理课程设计是综合运用化工原理课程所学知识,完成一个单元设备设计为主的一次性实践教学,是理论联系实际的桥梁,是进行体察工程实际问题复杂性的初次尝试，在整个教学中起着培养学生分析和解决工程实际问题能力的重要作用。通过本次课程设计，达到综合运用化工原理课程基本原理、基础知识、基本计算，进行融汇贯通，从而更加熟悉工程设计的基本内容,掌握化工单元操作设计的主要程序及方法，锻炼和提高学生综合运用理论知识分析和解决工程实际问题的能力。精馏是一种利用回流使液体混合物得到高纯度分离的蒸馏方法，是工业上应用最广的液体混合物分离操作，广泛用于石油、化工、轻工、食品冶金等部门。精馏过程在能量剂驱
2、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组分的挥发度的不同，使易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，实现原料混合液中各组分的分离。根据生产上的不同要求，精馏操作可以是连续的或间歇的，有些特殊的物系还可采用衡沸精馏或萃取精馏等特殊方法进行分离。本设计的题目是苯-甲苯连续精馏筛板塔的设计，即需设计一个精馏塔用来分离易挥发的苯和不易挥发的甲苯，采用连续操作方式，所以需要设计一筛板塔将其分离。目录第二章.设计计算1 2.1设计方案的选定及基础数据的搜集12.2精馏塔的物料衡算32.3塔板数的确定4 2.3.1理论板层数NT的求取42.3.2逐板法求理论板52.3.3全塔
3、效率的计算62.3.4求实际板数62.4精馏塔的工艺条件及有关物性数据的计算62.4.1操作压力计算62.4.2操作温度计算62.4.3平均摩尔质量计算62.4.4平均密度计算72.4.5液体平均表面张力计算82.4.6 液体平均粘度计算92.4.7气液负荷计算102.5精馏塔的塔体工艺尺寸计算102.5.1塔径的计算102.5.2有效塔高的计算122.6塔板主要工艺尺寸的计算122.6.1溢流装置计算122.6.2塔板布置15 2.7 筛板的流体力学验算162.7.1塔板阻力162.7.2漏液点172.7.3雾沫夹带182.7.4液面落差182.7.5液泛的校核18第三章.塔板负荷性能图20
4、3.1精馏段203.1.1雾沫夹带线203.1.2液泛线203.1.3液相负荷上限线213.1.4漏液线213.1.5液相负荷下限线223.2提馏段223.2.1雾沫夹带线223.2.2液泛线233.2.3液相负荷上限线243.2.4漏液线243.2.5液相负荷下限线24第四章.设计结果一览表26第五章.板式塔结构275.1板式塔结构275.1.1塔顶空间275.1.2塔底空间275.1.3人孔275.1.4塔高27第六章.参考文献28第七章.设计心得体会29第八章.致谢30第二章 .设计计算2.1设计方案的选定及基础数据的搜集本设计任务为分离苯一甲苯混合物。由于对物料没有特殊的要求，可以在常
5、压下操作。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人精馏塔内。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1.8倍。充分利用了能量。塔板的类型为筛板塔精馏，筛板塔塔板上开有许多均布的筛孔，孔径一般为38mm，筛孔在塔板上作正三角形排列。筛板塔也是传质过程常用的塔设备。它的主要优点有：(1)结构比浮阀塔更简单,易于加工,造价约为泡罩塔的60，为浮阀塔的80左右。(2)处理能力大，比同塔径的泡罩塔可增加1015。(3)塔板效率高，比
6、泡罩塔高15左右。(4)压降较低，每板压力比泡罩塔约低30左右。筛板塔的缺点是：(1)塔板安装的水平度要求较高，否则气液接触不匀。(2)操作弹性较小(约23)。(3)小孔筛板容易堵塞。表2.1苯和甲苯的物理性质项目分子式分子量M沸点（）临界温度tC（）临界压强PC（kPa）苯AC6H678.1180.1288.56833.4甲苯BC6H5CH392.13110.6318.574107.7表2.2 苯和甲苯的饱和蒸汽压温度80.1859095100105110.6,kPa101.33116.9135.5155.7179.2204.2240.0，kPa40.046.054.063.374.386.
7、0表2.3常温下苯甲苯气液平衡数据温度80.1859095100105液相中苯的摩尔分率1.0000.7800.5810.4120.2580.130汽相中苯的摩尔分率1.0000.9000.7770.6300.4560.262表2.4纯组分的表面张力温度/8090100110120苯/mN/m甲苯/Mn/m21.221.72020.618.819.517.518.416.217.3表2.5组分的液相密度温度/8090100110120苯/kg/814805791778763甲苯/kg/809801791780768表2.6液体粘度温度/8090100110120苯/0.3080.2790.25
8、50.2330.215甲苯/0.3110.2860.2640.2540.228表2.7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 y110.560.000.00109.911.002.50108.793.007.11107.615.0011.2105.0510.020.8102.7915.029.4100.7520.037.298.8425.044.297.1330.050.795.5835.056.694.0940.061.992.6945.066.791.4050.071.390.1155.075.580.8060.079.187.6365.082.586.
9、5270.085.785.4475.088.584.4080.091.283.3385.093.682.2590.095.981.1195.098.080.6697.098.880.2199.099.6180.01100.0100.02.2 精馏塔的物料衡算2.2.1 原料液及塔顶、塔底产品的摩尔分率 苯的摩尔质量 甲苯的摩尔质量 2.2.2原料液及塔顶、塔底产品的平均摩尔质量 2.2.3物料衡算 原料处理量 总物料衡算 苯物料衡算 联立解得 式中 F-原料液流量 D-塔顶产品量 W-塔底产品量2.3塔板数的确定 2.3.1理论板层数NT的求取 苯一甲苯属理想物系，可采逐板计算求理论板层数。
10、2.3.1.1求最小回流比及操作回流比。 采用解析法求最小回流比。采用饱和液体进料时 由表查的笨的沸点80.1。Pa=101.33kp 解得，最小回流比 取操作回流比为 2.3.1.2求精馏塔的气、液相负荷 2.3.1.3求操作线方程 精馏段操作线方程为提馏段操作线方程为2.3.2逐板法求理论板又根据可解得=2.54相平衡方程解得用精馏段操作线和相平衡方程进行逐板计算Y1= 0.974 X1=0.937Y2=0.946X2=0.874Y3=0.902X3=0.784Y4=0.838X4=0.672Y5=0.759X5=0.555Y6=0.675X6=0.451Y7=0.601X7=0.373因
11、为,故精馏段理论板n=6，用提留段操作线和相平衡方程继续逐板计算Y8=0.502 x8=0.285Y9=0.380x9=0.195Y10=0.256x10=0.120Y11=0.152x11=0.066Y12=0.079x12=0.033因为，所以提留段理论板 n=6（不包括塔釜）2.3.3全塔效率的计算查温度组成图得到,塔顶温度TD=81,塔釜温度TW=108,全塔平均温度Tm =94.5。分别查得苯、甲苯在平均温度下的粘度(内插法求得)，平均粘度由公式，得全塔效率2.3.4求实际板数精馏段实际板层数提馏段实际板层数进料板在第13块板。2.4 精馏塔的工艺条件及有关物性数据的计算2.4.1操
12、作压力计算 塔顶操作压力P101.3 kPa 每层塔板压降 P0.7 kPa进料板压力103.3+0.710109.2 kPa 塔底操作压力=118.1 kPa 精馏段平均压力（101.3+109.7）2105.5 kPa 提馏段平均压力=（109.7+118.1）/2 =113.9 kPa2.4.2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、甲苯的饱和蒸气压由 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94，塔底温度=108.0精馏段平均温度=（ 81.+94）/2 = 87.5，提馏段平均温度=101。2.4.3平均摩尔质量计算 塔顶平均摩
13、尔质量计算 由0.974代入相平衡方程得x1=0.937进料板平均摩尔质量计算 由上面理论板的算法，得0.601， 0.373塔底平均摩尔质量计算由xw=0.033,由相平衡方程，得yw=0.079精馏段平均摩尔质量 提馏段平均摩尔质量2.4.4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，精馏段的平均气相密度即 提馏段的平均气相密度液相平均密度计算 液相平均密度依下式计算，即 塔顶液相平均密度的计算 由tD81，查手册得 得 塔顶液相的质量分率 得进料板液相平均密度的计算 由tf94，查图得 塔顶液相的质量分率 塔底液相平均密度的计算 由tw108.0，查得 塔底液相的质量分率 得
14、精馏段液相平均密度为 提馏段液相平均密度为2.4.5液体平均表面张力计算 液相平均表面张力依下式计算:塔顶液相平均表面张力的计算 由 tD81，得 进料板液相平均表面张力的计算 由tF94，查得 塔底液相平均表面张力的计算 由tw108，查得 精馏段液相平均表面张力为 提馏段液相平均表面张力为 2.4.6 液体平均粘度计算 液相平均粘度依下式计算，即 Lm=xii塔顶液相平均粘度的计算 由 tD81，查共线图得 进料板液相平均黏度的计算由tF94，查共线图得 塔底液相平均黏度的计算由tw108，查得 精馏段液相平均黏度为 提馏段液相平均黏度为2.4.7气液负荷计算精馏段：提馏段：2.5 精馏塔
15、的塔体工艺尺寸计算 2.5.1 塔径的计算塔板间距HT的选定很重要，它与塔高、塔径、物系性质、分离效率、塔的操作弹性，以及塔的安装、检修等都有关。可参照下表所示经验关系选取。表2.8板间距与塔径关系塔径DT，m0.30.50.50.80.81.61.62.42.44.0板间距HT，mm2003002503503004503506004006002.5.1.1对精馏段：初选板间距，取板上液层高度，故；查史密斯关联图 得C20=0.075；依式图2.1：史密斯关联图校正物系表面张力为时可取安全系数为0.8，则（安全系数0.60.8），故按标准,塔径圆整为1.6m,则空塔气速0.85/s。2.5.1
16、.2对提馏段：初选板间距，取板上液层高度，故；查史密斯关联图 得C20=0.075；依式校正物系表面张力为时可取安全系数为0.8，则（安全系数0.60.8），故按标准,塔径圆整为1.6m,则空塔气速0.82m/s。将精馏段和提溜段相比较可以知道二者的塔径一致，因此在设计塔的时候塔径取1.6m。2.5.2有效塔高的计算精馏段有效塔高提馏段有效塔高在精馏段和提馏段各设人孔一个，高度为600mm,故有效塔高2.6塔板主要工艺尺寸的计算2.6.1溢流装置计算 2.6.1.1精馏段因塔径D1.6m，可选用单溢流弓形降液管，采用平行受液盘。对精馏段各项计算如下： 溢流堰长：单溢流区lW=（0.60.8）D
17、，取堰长为0.60D=0.601.20=0.72m出口堰高：， 查液流收缩系数计算图可以得到液流收缩系数E。图2.2：液流收缩系数计算图查得E=1.039,则故 降液管的宽度与降液管的面积由查得，故 ， 利用计算液体在降液管中停留时间以检验降液管面积，即（大于5s，符合要求）降液管底隙高度：取液体通过降液管底隙的流速（0.07-0.25m/s）依式：符合满足条件，故降液管底隙高度设计合理受液盘:采用平行形受液盘，不设进堰口，深度为80mm2.6.1.2提馏段因塔径D1.6m，可选用单溢流弓形降液管，采用平行受液盘。对精馏段各项计算如下： 溢流堰长：单溢流区lW=（0.60.8）D，取堰长为0.
18、60D=0.601.60=0.96m出口堰高：， m查液流收缩系数计算图可以得到液流收缩系数E。查得E=1.06,则故 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可得，故， 利用计算液体在降液管中停留时间以检验降液管面积，即（大于5s，符合要求）降液管底隙高度：取液体通过降液管底隙的流速（0.07-0.25m/s）依式：满足条件，故降液管底隙高度设计合理受液盘采用平行形受液盘，不设进堰口，深度为80mm2.6.2塔板布置 塔板的分块 因D1200mm，故塔板采用分块式。塔极分为4块。对精馏段：2.6.2.1取边缘区宽度由于小塔边缘区宽度取安定区宽度由于D1.5m故取2.6.2.2
19、开孔区面积用计算开空区面积，解得2.6.2.3筛孔数与开孔率：本例所处理是物系无腐蚀性，可选用碳钢板，取筛板直径，筛孔按正三角形排列取孔中心距t为筛孔数开孔率则每层板上的开孔面积为2.7筛板的流体力学验算2.7.1塔板阻力塔板阻力依下式计算: 式中： 2.7.1.1精馏段: 查干板孔的流量系数图得图2.3：干板孔的流量系数图 所以单板压降2.7.1.2提馏段: 所以单板压降2.7.2漏液点当孔速低于漏液点气速时，大量液体从筛孔漏液，这将严重影响塔板效率，因此，漏液点气速为下限气速，筛孔的漏液点气速按下式计算：其中2.7.2.1精馏段 稳定系数，故在设计负荷下不会产生过量漏液。2.7.2.2提馏
20、段稳定系数，故在设计负荷下不会产生过量漏液。2.7.3雾沫夹带 其中2.7.3.1精馏段故在设计负荷下不会发生过量的雾沫夹带2.7.3.2提馏段故在设计负荷下不会发生过量的雾沫夹带2.7.4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。 2.7.5液泛的校核为了避免液泛，降液管中液面高（）不得超过即其中液体在降液管出口阻力：2.7.5.1精馏段取则则故在设计负荷下不会发生液泛2.7.5.2提馏段取则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，可认为精馏段塔径及各项工艺尺寸是适合的第三章 .塔板负荷性能图 3.1精馏段3.1.1 雾沫夹带线
21、 其中取，前面求得，代入，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： 表3.10.0020.0030.0040.0050.0063.2453.1363.0392.9512.868由上表数据即可作出雾沫夹带线。 3.1.2 液泛线 E=1.039,=0.96，代入整理得：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。 表3.20.0030.0040.0050.0060.0072.9852.9432.92.8582.816由上表数据即可作出液泛线。 3.1.3 液相负荷上限线 以4s作为液体在降液管中停留时间的下限，从而做出液相负荷上限线33.1.4 漏液
22、线由和，代入：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。 表3.30.0030.0040.0050.0060.0071.2011.2231.2441.2631.280由上表数据即可作出漏液线。3.1.5 液相负荷下限线取堰上液层高度作为最小液体负荷标准。E=1.039 据此可作出与气体流量无关的垂直液相负荷下限线。根据以上各线方程，可作出筛板塔的负荷性能图，如图所示。图3.1精馏段筛板负荷性能图由塔板负荷性能图可以看出：任务规定的气、液负荷下的操作点P（设计点），处在适宜操作区内的适中位置。塔板的气相负荷上限由雾沫夹带控制，操作下限有漏液控制。按照固定的气液比，由图14查出塔
23、板的气相负荷上限，气相负荷下限，所以操作弹性3.2.提馏段3.2.1雾沫夹带线 雾沫夹带量 其中，取，前面求得，代入，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。 表3.40.0030.0040.0050.0060.0073.6993.6043.5173.4353.358由上表数据即可作出雾沫夹带线。3.2.2液泛线 已算出， ，代入，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： 表3.50.0030.0040.0050.0060.0072.882.832.772.732.68由上表数据即可作出液泛线。 3.2.3 液相负荷上限线 以5s作为液
24、体在降液管中停留时间的下限， 从而做出液相负荷上限线3.2.4 漏液线由和代入整理得：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： 表3.60.0030.0040.0050.0060.0071.0411.0641.0851.1041.122由上表数据即可作出漏液线3.2.5 液相负荷下限线 对于平直堰，取堰上液层高度作为最小液体负荷标准。E=1.058据此可作出与气体流量无关的垂直液相负荷下限线5。根据以上各线方程，可作出筛板塔的负荷性能图，如图所示。图3.2：提馏段筛板负荷性能图由塔板负荷性能图可以看出：任务规定的气、液负荷下的操作点P（设计点），处在适宜操作区内的适中位置。
25、塔板的气相负荷上限由雾沫夹带控制，操作下限有漏液控制。按照固定的气液比，由图14查出塔板的气相负荷上限，气相负荷下限，所以操作弹性第四章.设计结果一览表项目符号单位计算数据精馏段提留段各段平均压强PmkPa105.5113.9各段平均温度tm87.5101平均流量气相VSm3/s1.721.65液相LSm3/s0.00440.0094实际塔板数N块1212板间距HTm0.400.40塔的有效高度Zm3.63.6塔径Dm1.61.6空塔气速um/s0.850.82塔板液流形式单流型单流型溢流管型式弓形弓形堰长lwmO.960.96堰高hwm0.0410.028溢流堰宽度Wdm0.1920.192
26、管底与受业盘距离hom0.0460.097板上清液层高度hLm0.03960.06孔径domm5.05.0孔间距tmm17.517.5孔数n个66386638开孔面积m20.130.13筛孔气速uom/s13.2313.23塔板压降hPkPa0.6910.691液体在降液管中停留时间s11.6611.66降液管内清液层高度Hdm0.000340.00034雾沫夹带eVkg液/kg气0.0004040.000404负荷上限雾沫夹带控制雾沫夹带控制负荷下限漏液控制漏液控制气相最大负荷VSmaxm3/s0.0170.0094气相最小负荷VSminm3/s0.0007740.00057操作弹性1516
27、.5第五章.板式塔结构5.1板式塔结构 板式塔内部装有塔板、降液管、各物流的进出口管及人孔（手孔）、基座、除沫器等附属装置。除一般塔板按设计板间距安装外，其他处根据需要决定其间距。5.1.1塔顶空间 塔顶空间指塔内最上层塔板与塔顶的间距。为利于出塔气体夹带的液滴沉降，此段远高于板间距（甚至高出一倍以上），本塔塔顶空间取 5.1.2塔底空间 塔底空间指塔内最下层塔底间距。其值由如下两个因素决定。塔底驻液空间依贮存液量停留35min或更长时间（易结焦物料可缩短停留时间）而定。塔底液面至最下层塔板之间要有12m的间距，大塔可大于此值。本塔取 5.1.3人孔 一般每隔68层塔板设一人孔。设人孔处的板间
28、距等于或大于600mm，人孔直径一般为450500mm，其伸出塔体得筒体长为200250mm，人孔中心距操作平台约8001200mm。本塔设计每7块板设一个人孔，共两个，即 5.1.4塔高 m故全塔高为12.5m第六章 .参考文献 1夏清,陈常贵.化工原理下册M，天津：天津大学出版社，20052任晓光.化工原理课程设计指导M，北京：化学工业出版社，20093陈均志,李雷.化工原理实验及课程设计M，北京：化学工业出版社，20084贾绍义,柴敬诚.化工原理课程设计M，天津：天津大学出版社，2002第七章 .设计心得体会本次课程设计通过给定的生产操作工艺条件自行设计一套苯甲苯物系的分离的塔板式连续精
29、馏塔设备。通过近一周的努力，反经过复杂的计算和优化，我终于设计出一套较为完善的塔板式连续精馏塔设备。其各项操作性能指标均能符合工艺生产技术要求。 通过这次课程设计我学到了很多知识，熟悉了大量课程内容，懂得了许多做事方法，可谓是我从中受益匪浅，我想这也许就是这门课程的最初本意。首先，我在网上查阅了大量有关书籍，并从设计书上了解熟悉了设计的流程和方法。通过查阅资料我们从对设计一无所知变得初晓门路，而进一步的学习和讨论使我们使我们具备了完成设计的知识和方法，这使我们对设计有了极大的信心。俗语说：千里之行，始于足下。我们从最简单的物料衡算开始，把设计题目中的操作条件转化为化工原理课程物料衡算相关的变量
30、最终把物料衡算正确的计算出来。然后是回流比的确定，我们应用分离工程中的计算式出了最小回流比，然后通过分析确定了放大倍数求出了实际回流比。同样理论塔板数的计算也是通过复杂但有序的计算得出。 接下来塔的工艺尺寸计算，筛板流体力学验算，塔板负荷性能图计算等一个接一个的被我们拿下，当然这一路下来并不是一帆风顺的。好几次都是数据代入出错，导致后来的结果出错，但是我不急不躁，耐心的寻找，仔细排查终于找出错误，最终圆满的结束计算过程。 之后我开始整理草稿并装订成本，为下一步的文档编辑做好准备。 编辑文档中，由于有很多公式不知道怎么打，我在网上即时学习了如何打公式，还学会了用excel做图。这次历时近一周的的
31、课程设计使我们把平时所学的理论知识运用到实践中，使我们对书本上所学理论知识有了进一步的理解，也使我们自主学习了新的知识并在设计中加以应用。此次课程设计也给我们提供了很大的发挥空间，我们积极发挥主观能动性独立地去通过书籍、网络等各种途径查阅资料、查找数据和标准，确定设计方案。通过这次课程设计提高了我们的认识问题、分析问题、解决问题的能力。总之，这次课程设计不仅锻炼了我们应用所学知识来分析解决问题的能力，也提高了我自学，检索资料的技能。第八章 .致谢 感谢赫老师在这次课程设计中给予我们的敦促和指导工作。她认真严谨，一丝不苟的工作作风对我的设计起到了不可替代的作用。这极大的鼓励了我们完成设计的决心；感谢那些在计算、排版中给我提供帮助的同学，有你们热心的帮助我才能够顺利完成任务。最后我还要再次感谢那些给于我帮助的老师和同学们，谢谢你们给我的鼓励和支持。
