板式精餾塔設計

1、第1章 .前 言化工原理課程設計是綜合運用化工原理課程所學知識,完成一個單元設備設計為主的一次性實踐教學,是理論聯(lián)系實際的橋梁,是進行體察工程實際問題復雜性的初次嘗試，在整個教學中起著培養(yǎng)學生分析和解決工程實際問題能力的重要作用。通過本次課程設計，達到綜合運用化工原理課程基本原理、基礎知識、基本計算，進行融匯貫通，從而更加熟悉工程設計的基本內(nèi)容,掌握化工單元操作設計的主要程序及方法，鍛煉和提高學生綜合運用理論知識分析和解決工程實際問題的能力。精餾是一種利用回流使液體混合物得到高純度分離的蒸餾方法，是工業(yè)上應用最廣的液體混合物分離操作，廣泛用于石油、化工、輕工、食品冶金等部門。精餾過程在能量劑驅(qū)

2、動下，使氣液兩相多次直接接觸和分離，利用液相混合物中各組分的揮發(fā)度的不同，使易揮發(fā)組分由液相向氣相轉(zhuǎn)移，難揮發(fā)組分由氣相向液相轉(zhuǎn)移，實現(xiàn)原料混合液中各組分的分離。根據(jù)生產(chǎn)上的不同要求，精餾操作可以是連續(xù)的或間歇的，有些特殊的物系還可采用衡沸精餾或萃取精餾等特殊方法進行分離。本設計的題目是苯-甲苯連續(xù)精餾篩板塔的設計，即需設計一個精餾塔用來分離易揮發(fā)的苯和不易揮發(fā)的甲苯，采用連續(xù)操作方式，所以需要設計一篩板塔將其分離。目錄第二章.設計計算1 2.1設計方案的選定及基礎數(shù)據(jù)的搜集12.2精餾塔的物料衡算32.3塔板數(shù)的確定4 2.3.1理論板層數(shù)nt的求取42.3.2逐板法求理論板52.3.3全塔

3、效率的計算62.3.4求實際板數(shù)62.4精餾塔的工藝條件及有關(guān)物性數(shù)據(jù)的計算62.4.1操作壓力計算62.4.2操作溫度計算62.4.3平均摩爾質(zhì)量計算62.4.4平均密度計算72.4.5液體平均表面張力計算82.4.6 液體平均粘度計算92.4.7氣液負荷計算102.5精餾塔的塔體工藝尺寸計算102.5.1塔徑的計算102.5.2有效塔高的計算122.6塔板主要工藝尺寸的計算122.6.1溢流裝置計算122.6.2塔板布置15 2.7 篩板的流體力學驗算162.7.1塔板阻力162.7.2漏液點172.7.3霧沫夾帶182.7.4液面落差182.7.5液泛的校核18第三章.塔板負荷性能圖20

4、3.1精餾段203.1.1霧沫夾帶線203.1.2液泛線203.1.3液相負荷上限線213.1.4漏液線213.1.5液相負荷下限線223.2提餾段223.2.1霧沫夾帶線223.2.2液泛線233.2.3液相負荷上限線243.2.4漏液線243.2.5液相負荷下限線24第四章.設計結(jié)果一覽表26第五章.板式塔結(jié)構(gòu)275.1板式塔結(jié)構(gòu)275.1.1塔頂空間275.1.2塔底空間275.1.3人孔275.1.4塔高27第六章.參考文獻28第七章.設計心得體會29第八章.致謝30第2章 .設計計算2.1設計方案的選定及基礎數(shù)據(jù)的搜集本設計任務為分離苯一甲苯混合物。由于對物料沒有特殊的要求，可以在常

5、壓下操作。對于二元混合物的分離，應采用連續(xù)精餾流程。設計中采用泡點進料，將原料液通過預熱器加熱至泡點后送人精餾塔內(nèi)。塔頂上升蒸氣采用全凝器冷凝，冷凝液在泡點下一部分回流至塔內(nèi)，其余部分經(jīng)產(chǎn)品冷卻器冷卻后送至儲罐。該物系屬易分離物系，最小回流比較小，故操作回流比取最小回流比的1.8倍。充分利用了能量。塔板的類型為篩板塔精餾，篩板塔塔板上開有許多均布的篩孔，孔徑一般為38mm，篩孔在塔板上作正三角形排列。篩板塔也是傳質(zhì)過程常用的塔設備。它的主要優(yōu)點有：(1)結(jié)構(gòu)比浮閥塔更簡單,易于加工,造價約為泡罩塔的60，為浮閥塔的80左右。(2)處理能力大，比同塔徑的泡罩塔可增加1015。(3)塔板效率高，比

6、泡罩塔高15左右。(4)壓降較低，每板壓力比泡罩塔約低30左右。篩板塔的缺點是：(1)塔板安裝的水平度要求較高，否則氣液接觸不勻。(2)操作彈性較小(約23)。(3)小孔篩板容易堵塞。表2.1苯和甲苯的物理性質(zhì)項目分子式分子量m沸點（）臨界溫度tc（）臨界壓強pc（kpa）苯ac6h678.1180.1288.56833.4甲苯bc6h5ch392.13110.6318.574107.7表2.2 苯和甲苯的飽和蒸汽壓溫度80.1859095100105110.6,kpa101.33116.9135.5155.7179.2204.2240.0，kpa40.046.054.063.374.386.

7、0表2.3常溫下苯甲苯氣液平衡數(shù)據(jù)溫度80.1859095100105液相中苯的摩爾分率1.0000.7800.5810.4120.2580.130汽相中苯的摩爾分率1.0000.9000.7770.6300.4560.262表2.4純組分的表面張力溫度/8090100110120苯/mn/m甲苯/mn/m21.221.72020.618.819.517.518.416.217.3表2.5組分的液相密度溫度/8090100110120苯/kg/814805791778763甲苯/kg/809801791780768表2.6液體粘度溫度/8090100110120苯/0.3080.2790.25

8、50.2330.215甲苯/0.3110.2860.2640.2540.228表2.7常壓下苯甲苯的氣液平衡數(shù)據(jù)溫度t/液相中苯的摩爾分率 x氣相中苯的摩爾分率 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 精餾塔的物料衡算2.2.1 原料液及塔頂、塔底產(chǎn)品的摩爾分率 苯的摩爾質(zhì)量 甲苯的摩爾質(zhì)量 2.2.2原料液及塔頂、塔底產(chǎn)品的平均摩爾質(zhì)量 2.2.3物料衡算 原料處理量 總物料衡算 苯物料衡算 聯(lián)立解得 式中 f-原料液流量 d-塔頂產(chǎn)品量 w-塔底產(chǎn)品量2.3塔板數(shù)的確定 2.3.1理論板層數(shù)nt的求取 苯一甲苯屬理想物系，可采逐板計算求理論板層數(shù)。

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。采用飽和液體進料時 由表查的笨的沸點80.1。pa=101.33kp 解得，最小回流比 取操作回流比為 2.3.1.2求精餾塔的氣、液相負荷 2.3.1.3求操作線方程 精餾段操作線方程為提餾段操作線方程為2.3.2逐板法求理論板又根據(jù)可解得=2.54相平衡方程解得用精餾段操作線和相平衡方程進行逐板計算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、為,故精餾段理論板n=6，用提留段操作線和相平衡方程繼續(xù)逐板計算y8=0.502 x8=0.285y9=0.380x9=0.195y10=0.256x10=0.120y11=0.152x11=0.066y12=0.079x12=0.033因為，所以提留段理論板 n=6（不包括塔釜）2.3.3全塔效率的計算查溫度組成圖得到,塔頂溫度td=81,塔釜溫度tw=108,全塔平均溫度tm =94.5。分別查得苯、甲苯在平均溫度下的粘度(內(nèi)插法求得)，平均粘度由公式，得全塔效率2.3.4求實際板數(shù)精餾段實際板層數(shù)提餾段實際板層數(shù)進料板在第13塊板。2.4 精餾塔的工藝條件及有關(guān)物性數(shù)據(jù)的計算2.4.1操

12、作壓力計算 塔頂操作壓力p101.3 kpa 每層塔板壓降 p0.7 kpa進料板壓力103.3+0.710109.2 kpa 塔底操作壓力=118.1 kpa 精餾段平均壓力（101.3+109.7）2105.5 kpa 提餾段平均壓力=（109.7+118.1）/2 =113.9 kpa2.4.2操作溫度計算 依據(jù)操作壓力，由泡點方程通過試差法計算出泡點溫度，其中苯、甲苯的飽和蒸氣壓由 安托尼方程計算，計算過程略。計算結(jié)果如下： 塔頂溫度，進料板溫度94，塔底溫度=108.0精餾段平均溫度=（ 81.+94）/2 = 87.5，提餾段平均溫度=101。2.4.3平均摩爾質(zhì)量計算 塔頂平均摩

13、爾質(zhì)量計算 由0.974代入相平衡方程得x1=0.937進料板平均摩爾質(zhì)量計算 由上面理論板的算法，得0.601， 0.373塔底平均摩爾質(zhì)量計算由xw=0.033,由相平衡方程，得yw=0.079精餾段平均摩爾質(zhì)量 提餾段平均摩爾質(zhì)量2.4.4平均密度計算 氣相平均密度計算 由理想氣體狀態(tài)方程計算，精餾段的平均氣相密度即 提餾段的平均氣相密度液相平均密度計算 液相平均密度依下式計算，即 塔頂液相平均密度的計算 由td81，查手冊得 得 塔頂液相的質(zhì)量分率 得進料板液相平均密度的計算 由tf94，查圖得 塔頂液相的質(zhì)量分率 塔底液相平均密度的計算 由tw108.0，查得 塔底液相的質(zhì)量分率 得

14、精餾段液相平均密度為 提餾段液相平均密度為2.4.5液體平均表面張力計算 液相平均表面張力依下式計算:塔頂液相平均表面張力的計算 由 td81，得 進料板液相平均表面張力的計算 由tf94，查得 塔底液相平均表面張力的計算 由tw108，查得 精餾段液相平均表面張力為 提餾段液相平均表面張力為 2.4.6 液體平均粘度計算 液相平均粘度依下式計算，即 lm=xii塔頂液相平均粘度的計算 由 td81，查共線圖得 進料板液相平均黏度的計算由tf94，查共線圖得 塔底液相平均黏度的計算由tw108，查得 精餾段液相平均黏度為 提餾段液相平均黏度為2.4.7氣液負荷計算精餾段：提餾段：2.5 精餾塔

15、的塔體工藝尺寸計算 2.5.1 塔徑的計算塔板間距ht的選定很重要，它與塔高、塔徑、物系性質(zhì)、分離效率、塔的操作彈性，以及塔的安裝、檢修等都有關(guān)。可參照下表所示經(jīng)驗關(guān)系選取。表2.8板間距與塔徑關(guān)系塔徑dt，m0.30.50.50.80.81.61.62.42.44.0板間距ht，mm2003002503503004503506004006002.5.1.1對精餾段：初選板間距，取板上液層高度，故；查史密斯關(guān)聯(lián)圖 得c20=0.075；依式圖2.1：史密斯關(guān)聯(lián)圖校正物系表面張力為時可取安全系數(shù)為0.8，則（安全系數(shù)0.60.8），故按標準,塔徑圓整為1.6m,則空塔氣速0.85/s。2.5.1

16、.2對提餾段：初選板間距，取板上液層高度，故；查史密斯關(guān)聯(lián)圖 得c20=0.075；依式校正物系表面張力為時可取安全系數(shù)為0.8，則（安全系數(shù)0.60.8），故按標準,塔徑圓整為1.6m,則空塔氣速0.82m/s。將精餾段和提溜段相比較可以知道二者的塔徑一致，因此在設計塔的時候塔徑取1.6m。2.5.2有效塔高的計算精餾段有效塔高提餾段有效塔高在精餾段和提餾段各設人孔一個，高度為600mm,故有效塔高2.6塔板主要工藝尺寸的計算2.6.1溢流裝置計算 2.6.1.1精餾段因塔徑d1.6m，可選用單溢流弓形降液管，采用平行受液盤。對精餾段各項計算如下： 溢流堰長：單溢流區(qū)lw=（0.60.8）d

17、，取堰長為0.60d=0.601.20=0.72m出口堰高：， 查液流收縮系數(shù)計算圖可以得到液流收縮系數(shù)e。圖2.2：液流收縮系數(shù)計算圖查得e=1.039,則故 降液管的寬度與降液管的面積由查得，故 ， 利用計算液體在降液管中停留時間以檢驗降液管面積，即（大于5s，符合要求）降液管底隙高度：取液體通過降液管底隙的流速（0.07-0.25m/s）依式：符合滿足條件，故降液管底隙高度設計合理受液盤:采用平行形受液盤，不設進堰口，深度為80mm2.6.1.2提餾段因塔徑d1.6m，可選用單溢流弓形降液管，采用平行受液盤。對精餾段各項計算如下： 溢流堰長：單溢流區(qū)lw=（0.60.8）d，取堰長為0.

18、60d=0.601.60=0.96m出口堰高：， m查液流收縮系數(shù)計算圖可以得到液流收縮系數(shù)e。查得e=1.06,則故 降液管的寬度與降液管的面積：由查弓形降液管的寬度與面積圖可得，故， 利用計算液體在降液管中停留時間以檢驗降液管面積，即（大于5s，符合要求）降液管底隙高度：取液體通過降液管底隙的流速（0.07-0.25m/s）依式：滿足條件，故降液管底隙高度設計合理受液盤采用平行形受液盤，不設進堰口，深度為80mm2.6.2塔板布置 塔板的分塊 因d1200mm，故塔板采用分塊式。塔極分為4塊。對精餾段：2.6.2.1取邊緣區(qū)寬度由于小塔邊緣區(qū)寬度取安定區(qū)寬度由于d1.5m故取2.6.2.2

19、開孔區(qū)面積用計算開空區(qū)面積，解得2.6.2.3篩孔數(shù)與開孔率：本例所處理是物系無腐蝕性，可選用碳鋼板，取篩板直徑，篩孔按正三角形排列取孔中心距t為篩孔數(shù)開孔率則每層板上的開孔面積為2.7篩板的流體力學驗算2.7.1塔板阻力塔板阻力依下式計算: 式中： 2.7.1.1精餾段: 查干板孔的流量系數(shù)圖得圖2.3：干板孔的流量系數(shù)圖 所以單板壓降2.7.1.2提餾段: 所以單板壓降2.7.2漏液點當孔速低于漏液點氣速時，大量液體從篩孔漏液，這將嚴重影響塔板效率，因此，漏液點氣速為下限氣速，篩孔的漏液點氣速按下式計算：其中2.7.2.1精餾段 穩(wěn)定系數(shù)，故在設計負荷下不會產(chǎn)生過量漏液。2.7.2.2提餾

20、段穩(wěn)定系數(shù)，故在設計負荷下不會產(chǎn)生過量漏液。2.7.3霧沫夾帶 其中2.7.3.1精餾段故在設計負荷下不會發(fā)生過量的霧沫夾帶2.7.3.2提餾段故在設計負荷下不會發(fā)生過量的霧沫夾帶2.7.4液面落差對于篩板塔，液面落差很小，且本例的塔徑和液流量均不大，故可忽略液面落差的影響。 2.7.5液泛的校核為了避免液泛，降液管中液面高（）不得超過即其中液體在降液管出口阻力：2.7.5.1精餾段取則則故在設計負荷下不會發(fā)生液泛2.7.5.2提餾段取則則故在設計負荷下不會發(fā)生液泛根據(jù)以上塔板的各項液體力學驗算，可認為精餾段塔徑及各項工藝尺寸是適合的第3章 .塔板負荷性能圖 3.1精餾段3.1.1 霧沫夾帶線

21、 其中取，前面求得，代入，整理得： 在操作范圍內(nèi)，任取幾個值，依上式計算出值，計算結(jié)果列于下表： 表3.10.0020.0030.0040.0050.0063.2453.1363.0392.9512.868由上表數(shù)據(jù)即可作出霧沫夾帶線。 3.1.2 液泛線 e=1.039,=0.96，代入整理得：在操作范圍內(nèi)，任取幾個值，依上式計算出值，計算結(jié)果列于下表。 表3.20.0030.0040.0050.0060.0072.9852.9432.92.8582.816由上表數(shù)據(jù)即可作出液泛線。 3.1.3 液相負荷上限線 以4s作為液體在降液管中停留時間的下限，從而做出液相負荷上限線33.1.4 漏液

22、線由和，代入：在操作范圍內(nèi)，任取幾個值，依上式計算出值，計算結(jié)果列于下表。 表3.30.0030.0040.0050.0060.0071.2011.2231.2441.2631.280由上表數(shù)據(jù)即可作出漏液線。3.1.5 液相負荷下限線取堰上液層高度作為最小液體負荷標準。e=1.039 據(jù)此可作出與氣體流量無關(guān)的垂直液相負荷下限線。根據(jù)以上各線方程，可作出篩板塔的負荷性能圖，如圖所示。圖3.1精餾段篩板負荷性能圖由塔板負荷性能圖可以看出：任務規(guī)定的氣、液負荷下的操作點p（設計點），處在適宜操作區(qū)內(nèi)的適中位置。塔板的氣相負荷上限由霧沫夾帶控制，操作下限有漏液控制。按照固定的氣液比，由圖14查出塔

23、板的氣相負荷上限，氣相負荷下限，所以操作彈性3.2.提餾段3.2.1霧沫夾帶線 霧沫夾帶量 其中，取，前面求得，代入，整理得： 在操作范圍內(nèi)，任取幾個值，依上式計算出值，計算結(jié)果列于下表。 表3.40.0030.0040.0050.0060.0073.6993.6043.5173.4353.358由上表數(shù)據(jù)即可作出霧沫夾帶線。3.2.2液泛線 已算出， ，代入，整理得：在操作范圍內(nèi)，任取幾個值，依上式計算出值，計算結(jié)果列于下表： 表3.50.0030.0040.0050.0060.0072.882.832.772.732.68由上表數(shù)據(jù)即可作出液泛線。 3.2.3 液相負荷上限線 以5s作為液

24、體在降液管中停留時間的下限， 從而做出液相負荷上限線3.2.4 漏液線由和代入整理得：在操作范圍內(nèi)，任取幾個值，依上式計算出值，計算結(jié)果列于下表： 表3.60.0030.0040.0050.0060.0071.0411.0641.0851.1041.122由上表數(shù)據(jù)即可作出漏液線3.2.5 液相負荷下限線 對于平直堰，取堰上液層高度作為最小液體負荷標準。e=1.058據(jù)此可作出與氣體流量無關(guān)的垂直液相負荷下限線5。根據(jù)以上各線方程，可作出篩板塔的負荷性能圖，如圖所示。圖3.2：提餾段篩板負荷性能圖由塔板負荷性能圖可以看出：任務規(guī)定的氣、液負荷下的操作點p（設計點），處在適宜操作區(qū)內(nèi)的適中位置。

25、塔板的氣相負荷上限由霧沫夾帶控制，操作下限有漏液控制。按照固定的氣液比，由圖14查出塔板的氣相負荷上限，氣相負荷下限，所以操作彈性第四章.設計結(jié)果一覽表項目符號單位計算數(shù)據(jù)精餾段提留段各段平均壓強pmkpa105.5113.9各段平均溫度tm87.5101平均流量氣相vsm3/s1.721.65液相l(xiāng)sm3/s0.00440.0094實際塔板數(shù)n塊1212板間距htm0.400.40塔的有效高度zm3.63.6塔徑dm1.61.6空塔氣速um/s0.850.82塔板液流形式單流型單流型溢流管型式弓形弓形堰長lwmo.960.96堰高hwm0.0410.028溢流堰寬度wdm0.1920.192

26、管底與受業(yè)盤距離hom0.0460.097板上清液層高度hlm0.03960.06孔徑domm5.05.0孔間距tmm17.517.5孔數(shù)n個66386638開孔面積m20.130.13篩孔氣速uom/s13.2313.23塔板壓降hpkpa0.6910.691液體在降液管中停留時間s11.6611.66降液管內(nèi)清液層高度hdm0.000340.00034霧沫夾帶evkg液/kg氣0.0004040.000404負荷上限霧沫夾帶控制霧沫夾帶控制負荷下限漏液控制漏液控制氣相最大負荷vsmaxm3/s0.0170.0094氣相最小負荷vsminm3/s0.0007740.00057操作彈性1516

27、.5第五章.板式塔結(jié)構(gòu)5.1板式塔結(jié)構(gòu) 板式塔內(nèi)部裝有塔板、降液管、各物流的進出口管及人孔（手孔）、基座、除沫器等附屬裝置。除一般塔板按設計板間距安裝外，其他處根據(jù)需要決定其間距。5.1.1塔頂空間 塔頂空間指塔內(nèi)最上層塔板與塔頂?shù)拈g距。為利于出塔氣體夾帶的液滴沉降，此段遠高于板間距（甚至高出一倍以上），本塔塔頂空間取 5.1.2塔底空間 塔底空間指塔內(nèi)最下層塔底間距。其值由如下兩個因素決定。塔底駐液空間依貯存液量停留35min或更長時間（易結(jié)焦物料可縮短停留時間）而定。塔底液面至最下層塔板之間要有12m的間距，大塔可大于此值。本塔取 5.1.3人孔 一般每隔68層塔板設一人孔。設人孔處的板間

28、距等于或大于600mm，人孔直徑一般為450500mm，其伸出塔體得筒體長為200250mm，人孔中心距操作平臺約8001200mm。本塔設計每7塊板設一個人孔，共兩個，即 5.1.4塔高 m故全塔高為12.5m第6章 .參考文獻 1夏清,陳常貴.化工原理下冊m，天津：天津大學出版社，20052任曉光.化工原理課程設計指導m，北京：化學工業(yè)出版社，20093陳均志,李雷.化工原理實驗及課程設計m，北京：化學工業(yè)出版社，20084賈紹義,柴敬誠.化工原理課程設計m，天津：天津大學出版社，2002第7章 .設計心得體會本次課程設計通過給定的生產(chǎn)操作工藝條件自行設計一套苯甲苯物系的分離的塔板式連續(xù)精餾塔設備。通過近一周的努力，反經(jīng)過復雜的計算和優(yōu)化，我終于設計出一套較為完善的塔