板式精餾塔設(shè)計

1、平頂山學院2012級課程設(shè)計 苯-氯苯分離過程板式精餾塔設(shè)計 王偉亮 課程設(shè)計說明書 苯氯苯分離過程 題 目: 板式精餾塔設(shè)計 院(系): 化學化工學院 2014年10月19日1目 錄1板式精餾塔設(shè)計任務書12 設(shè)計方案及工藝流程22.1設(shè)計方案的確定22.2工藝流程23 工藝設(shè)計計算33.1 全塔的物料衡算33.1.1 料液及塔頂?shù)桩a(chǎn)品含苯的摩爾分率33.1.2 原料液及塔頂、塔底產(chǎn)品的平均摩爾質(zhì)量33.1.3 物料衡算33.2 塔板數(shù)的確定43.2.1 理論板數(shù)nt的求取43.2.2 全塔效率的et求取53.2.3 實際板層數(shù)的求取63.3 精餾塔的工藝條件及有關(guān)物性數(shù)據(jù)的計算63.3.1

2、 操作壓力的計算63.3.2 操作溫度計算63.3.3 平均摩爾質(zhì)量計算63.3.4 平均密度計算73.3.5 液相平均表面張力計算83.3.6 液相平均粘度計算93.4 精餾塔的塔體工藝尺寸計算93.4.1 塔徑的計算93.4.2精餾塔有效高度的計算103.5 塔板主要工藝尺寸的計算113.5.1 溢流裝置計算113.5.2 塔板布置123.5.3 篩孔計算及其排列133.6 篩板的流體力學驗算133.6.1 塔板壓降133.6.3 液沫夾帶143.6.4 漏液143.6.5 液泛143.7 塔板負荷性能圖153.7.1 漏液線153.7.2 液沫夾帶線163.7.3 液相負荷下限線173.

3、7.4 液相負荷上限線173.7.5 液泛線174 板式塔接管的計算194.1進料管194.2 回流管204.3 塔頂蒸汽接管204.4 釜液排出管204.5 塔釜進氣管205 設(shè)計一覽表216 設(shè)計小結(jié)227 參考資料23ii1板式精餾塔設(shè)計任務書一、設(shè)計題目： 苯氯苯分離過程板式精餾塔設(shè)計二、設(shè)計任務及操作條件1、 設(shè)計任務： 生產(chǎn)能力（進料量） 25000噸年 操作周期 7200小時年 進料組成 38（質(zhì)量分率，下同） 塔頂產(chǎn)品組成 0.2% 塔底產(chǎn)品組成 992、 操作條件 操作壓力 4 kpa（表壓） 進料熱狀態(tài) 自選 塔底加熱蒸氣壓力 0.5mpa（表壓） 單板壓降： 0.7 kp

4、a 3、 設(shè)備型式 浮閥塔 （f1型）4、 廠 址 河南地區(qū)三、設(shè)計內(nèi)容：1、設(shè)計方案的選擇及流程說明2、工藝計算3、主要設(shè)備工藝尺寸設(shè)計 （1）塔徑及提餾段塔板結(jié)構(gòu)尺寸的確定 （2）塔板的流體力學校核 （3）塔板的負荷性能圖 （4）總塔高、總壓降及接管尺寸的確定4、設(shè)計結(jié)果匯總5、工藝流程圖及精餾塔工藝條件圖6、設(shè)計評述112 設(shè)計方案及工藝流程2.1設(shè)計方案的確定本任務是分離苯氯苯混合物。對于二元混合物的分離，應采用連續(xù)精餾流程，本設(shè)計采用板式塔連續(xù)精餾。設(shè)計中采用泡點進料，將原料液通過預熱器加熱至泡點后送進精餾塔內(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)，其余部分冷卻

5、后送至儲物罐。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2倍，且在常壓下操作。塔釜采用間接蒸汽加熱，塔底產(chǎn)品經(jīng)冷卻后送至儲物罐。2.2工藝流程 連續(xù)精餾裝置流程如圖所示首先，苯和氯苯的原料在原料預熱器中加熱到泡點溫度，然后，原料從進料口進入到精餾塔中。因為被加熱到泡點，混合物中既有氣相混合物，又有液相混合物，這時候原料混合物就分開了，氣相混合物在精餾塔中上升，而液相混合物在精餾塔中下降。氣相混合物上升到塔頂上方的冷凝器中，這些氣相混合物被降溫到露點冷凝成液體，其中部分進入到塔頂產(chǎn)品冷卻器中進行進一步冷卻，停留一定的時間然后進入苯的儲罐，而其中的另一部分重新回到精餾塔中，這個

6、過程就叫做回流。液相混合物就從塔底一部分進入到塔底產(chǎn)品冷卻器中，一部分進入再沸器，在再沸器中被加熱到泡點溫度重新回到精餾塔。塔里的混合物不斷重復前面所說的過程，而進料口不斷有新鮮原料的加入。最終，完成苯與氯苯的分離。3 工藝設(shè)計計算3.1 全塔的物料衡算 3.1.1 料液及塔頂?shù)桩a(chǎn)品含苯的摩爾分率 苯和氯苯的相對摩爾質(zhì)量分別為78.11 kg/kmol和112.56 kg/kmol。3.1.2 原料液及塔頂、塔底產(chǎn)品的平均摩爾質(zhì)量3.1.3 物料衡算 原料處理量 總物料衡算 39.28=d+w 苯物料衡算 39.28×0.7016=d×0.9986+w×0.002

7、9聯(lián)立解得 d=27.56 w=11.723.2 塔板數(shù)的確定3.2.1 理論板數(shù)nt的求取 苯氯苯物系屬于理想物系，求取nt，步驟如下：（1）根據(jù)苯氯苯的相平衡數(shù)據(jù)，利用泡點方程和露點方程求取xy,依據(jù)x=（pt-p0b)/(p0a-p0b），y=p0ax/pt,將所得計算結(jié)果如下:t()8090100110120130131.8x1.0000.6770.4420.2650.1270.0190.000y1.0000.9130.7850.6130.3760.0720.000本題中，塔內(nèi)壓力接近常壓，而表中所給為常壓下的相平衡數(shù)據(jù)，因為操作壓力偏離 常壓很小，所以其對xy平衡關(guān)系的影響完全可以忽

8、略。(2) 求最小操作回流比及操作回流比采用作圖法求最小回流比。自點c（0.7016,0.7016）作垂線與平衡線交于點d，cd連線即為q線，由圖可知：，最小操作回流比： 操作回流比： (3) 求精餾塔的汽、液相負荷:精餾段： l=rd=0.664×27.56=18.30kmol/hv=(r+1)d=(0.664+1)×27.56=45.86 kmol/h提餾段： l=l+q·f=14.64+1×39.28=53.92kmol/hv=v=45.86 kmol/h(4) 求操作線方程 精餾段操作線： 提餾段操作線： 提餾段操作線為過(0.0029,0.00

9、29)和(0.7016,0)兩點的直線。(5) 圖解法求理論板層數(shù) 采用圖解法求理論板層數(shù)，如圖所示。采用圖解法求理論板數(shù)，求解結(jié)果為：總理論板數(shù)，進料板位置3.2.2 全塔效率的et求取 進料狀況為泡點液體， 把=0.332 =0.9986 =0.7016代入上式中得=5.21全塔效率 et=0.49×（5.21×0.173）-0.245= 0.503.2.3 實際板層數(shù)的求取 精餾段實際板層數(shù)： 提餾段實際板層數(shù)： 總塔板數(shù):塊。3.3 精餾塔的工藝條件及有關(guān)物性數(shù)據(jù)的計算3.3.1 操作壓力的計算 塔頂： 每層塔板壓降 加料板： 精餾段平均壓強： 塔底： 提餾段平均壓

10、強：3.3.2 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、氯苯的飽和蒸汽壓由安托尼方程計算，計算結(jié)果如下： 塔頂溫度，加料板溫度，塔底溫度。精餾段平均溫度：。提餾段平均溫度： 整個塔的平均溫度：3.3.3 平均摩爾質(zhì)量計算 塔頂：，（查相平衡圖） 加料板：，（查相平衡圖） 塔底： , 精餾段： 提餾段： 3.3.4 平均密度計算 (1) 液相平均密度組分的液相密度（）溫度，（）8090100110120130苯817805793782770757氯苯1039102810181008997985 純組分在任何溫度下的密度可由下式計算： 苯： 推薦： 氯苯 ： 推薦：

11、 式中的t為溫度，塔頂：進料板：塔底： 精餾段的液相密度：精餾段的氣相密度：提餾段的液相密度:提餾段的氣相密度:(2) 液相平均密度: 汽相平均密度: 3.3.5 液相平均表面張力計算組分的表面張力（）溫度，（）8085110115120131苯21.220.617.316.816.315.3氯苯26.125.722.722.221.620.4 雙組分混合液體的表面張力可按下式計算：由,用試差法計算出該溫度下兩組分的表面張力為 ； （80）進料板：；精餾段：提餾段的計算方法與此類似，故省略。3.3.6 液相平均粘度計算 塔頂：查化工原理數(shù)據(jù)，在80下有： 加料板：精餾段：3.4 精餾塔的塔體工

12、藝尺寸計算3.4.1 塔徑的計算由式中c由公式計算，其中可由史密斯關(guān)聯(lián)圖查出，圖的橫坐標為取板間距，板上液層高度，則由史密斯關(guān)系圖得取安全系數(shù)為0.7，則空塔氣速為精餾段的塔徑:按標準塔徑圓整后取d=800 mm塔截面積為:實際空塔氣速為：3.4.2精餾塔有效高度的計算精餾段有效高度為：提餾段有效高度為：在進料板上方開一人孔，其高度為800 mm故精餾塔的高度為：5.85+5.85+0.8=12.5 m3.5 塔板主要工藝尺寸的計算3.5.1 溢流裝置計算因塔徑d=0.7m<2.2m,可采用單溢流型的平頂弓形溢流堰、弓形降液管、凹形受液盤，且不設(shè)進口內(nèi)堰。（1）溢流堰長（出口堰長）?。?

13、）出口堰高對平直堰由及，滿足篩板塔的溢流強度要求。由，選用平直堰，堰上液層高度：近似取e=1，則（3）降液管的寬度和降液管的面積由，查圖得，即：，。液體在降液管內(nèi)的停留時間故降液管設(shè)計合理。（4）降液管的底隙高度液體通過降液管底隙的流速一般為0.070.25 m/s，取液體通過降液管底隙的流速，則有：故降液管底隙高度設(shè)計合理。選用凹形受液盤，深度3.5.2 塔板布置（1）邊緣區(qū)寬度與安定區(qū)寬度邊緣區(qū)寬度：一般為5075 mm，d >2 m時，可達100 mm。安定區(qū)寬度：規(guī)定m時mm；m時mm；本設(shè)計取m，m。（2）開孔區(qū)面積式中：3.5.3 篩孔計算及其排列取篩孔的孔徑，正三角形排列，

14、篩板采用碳鋼，其厚度，且取。故孔心距。每層塔板的篩孔數(shù)（孔）每層塔板的開孔率（應在515%，故滿足要求）每層塔板的開孔面積氣體通過篩孔的氣速3.6 篩板的流體力學驗算3.6.1 塔板壓降(1) 由查圖5-10得=0.7720(2) 氣體通過液層的阻力由下式計算 m/s 查表，得=0.57.(3) 液體表面張力的阻力計算液體表面張力所產(chǎn)生的阻力 由下式計算氣體通過每層塔板的液柱高度:氣體通過每層塔板的壓降為（滿足工藝要求）3.6.2 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。3.6.3 液沫夾帶式中：=2.5×0.06=0.15 m在本設(shè)計中

15、液沫夾帶量在允許范圍中。3.6.4 漏液實際孔速:=12.77 m/s>篩板的穩(wěn)定性系數(shù): 故在本設(shè)計中無明顯漏液。3.6.5 液泛為防止塔內(nèi)發(fā)生液泛，降液管內(nèi)液層高應滿足下式：苯氯苯物系屬于一般物系，取=0.5而，板上不設(shè)進口堰，則 成立，故在本設(shè)計中不會產(chǎn)生液泛現(xiàn)象。3.7 塔板負荷性能圖 3.7.1 漏液線漏液線，又稱氣液負荷下限線。氣相負荷低于此線將發(fā)生嚴重的漏液現(xiàn)象，氣、液不能充分接觸，使塔板效率下降。整理得 在操作范圍內(nèi)，任取幾個ls值，依上式計算vs值，計算結(jié)果如下：精餾段漏液線數(shù)據(jù)0.00020.00070.00120.00170.00220.00270.61960.62

16、020.62070.62110.62140.6217由上表數(shù)據(jù)即可作出漏液線1。3.7.2 液沫夾帶線以氣為限，求關(guān)系如下式中：將已知數(shù)據(jù)代入式得:在操作范圍內(nèi)，任取幾個值，依式（3-2）算出對應的值列于下表：精餾段液沫夾帶線0.00020.00070.00120.00170.00220.002710.616710.316510.08729.88879.70919.5427由上表數(shù)據(jù)即可作出液沫夾帶線2。3.7.3 液相負荷下限線對于平直堰，去堰上液層高度作為最小液體負荷標準。取e=1則據(jù)此可作出與氣體流量無關(guān)的垂直液相負荷下限線3。3.7.4 液相負荷上限線該線又稱降液管超負荷線。液體流量超

17、過此線，表明液體流量過大，液體在降液管內(nèi)停留時間過短，進入降液管的氣泡來不及與液相分離而被帶入下層塔板，造成氣相反混，降低塔板效率。以作為液體在降液管中停留時間的下限，由下式得： 據(jù)此可作出與氣體流量無關(guān)的垂直液相負荷上限線4。3.7.5 液泛線若操作的氣液負荷超過此線時，塔內(nèi)將發(fā)生液泛現(xiàn)象，使塔不能正常操作。液泛可分為降液管液泛和霧沫夾帶液泛兩種情況。在浮閥塔板的流體力學驗算中通常對降液管液泛進行驗算。為使液體能由上層塔板順利地流入下層塔板，降液管內(nèi)需維持一定的液層高度。令 由 聯(lián)立得：  忽略，將與,與，與的關(guān)系式代入上式，并整理得 式中 將有關(guān)的數(shù)據(jù)代入，得 在操作范圍內(nèi)，任取

18、幾個值，依上式計算出值，計算結(jié)果列于表精餾段液泛線數(shù)據(jù)0.00020.0007 0.0012 0.0017 0.00220.00273.1036 3.0948 3.0874 3.0804 3.07353.0663由上表數(shù)據(jù)即可作出液泛線5。作出操作點a，連接o a，即作出操作線。由圖看出，該篩板的操作上限為液泛控制，下限為漏液控制，3.0946 m 3 / s0.6203 m 3/ s故操作彈性為：4 板式塔接管的計算4.1進料管進料管的結(jié)構(gòu)類型很多，有直管進料管、彎管進料管、t型進料管。本設(shè)計采用直管進料管d=進料管內(nèi)液體的適宜速度由高位槽流入時為0.4-0.8，本設(shè)計取=0.8,(kg/m

19、 3）根據(jù)常用管道查表應選取。4.2 回流管采用直觀回流管，只在重力作用下的速度為：0.2-0.5,本設(shè)計取,則 根據(jù)常用管道查表應選取。4.3 塔頂蒸汽接管采用直管出料管,常壓操作時，出料管內(nèi)氣體的適宜速度為：12-20 m/s,本設(shè)計取20，則：根據(jù)常用管道查表應選取。4.4 釜液排出管采用直管出料管，出料管內(nèi)液體的適宜速度為：0.5-1.0 m/s,本設(shè)計取。則：根據(jù)常用管道查表應選取。4.5 塔釜進氣管采用直管進氣管,常壓操作時，進氣管內(nèi)氣體的適宜速度為：12-20 m/s,本設(shè)計取20，則：根據(jù)常用管道查表應選取5 設(shè)計一覽表序號項目數(shù)值序號項目數(shù)值1平均溫度/96.7517邊緣區(qū)寬

20、度，m0.0452平均壓力/k pa115.118開孔區(qū)面積，0.22533氣相流量 m 3/s0.28219篩孔直徑，m0.0054液相流量 m 3/s0.001320篩孔數(shù)目n11575實際塔板數(shù)2821孔中心距t，m0.0156有效段高度z，m12.522開孔率，%10.17塔徑d，m0.7023空塔氣速u，0.8268板間距ht，m0.4524篩孔氣速，12.379溢流方式單溢流25穩(wěn)定系數(shù)1.55210降液管形式弓形26每層塔板壓降，k pa508.311堰長，l w/m0.4227液相負荷上限0.002412堰高h w，m0.0458328液相負荷下限0.0003613板上液層高度

21、 h l，m0.0629液沫夾帶（kg液/kg氣）0.005614堰上液層高度，m0.0141730氣相負荷上限，3.094615降液管底隙高度，m0.0386931氣相負荷下限，0.620316安定區(qū)寬度，m0.07532操作彈性4.9896 設(shè)計小結(jié)塔設(shè)備是化工、石油化工和煉油等生產(chǎn)中最重要的設(shè)備之一。在塔設(shè)備中完成的常見單 元操作有：精餾、吸收、解吸和萃取等。為了適應各種化工產(chǎn)品的生產(chǎn)和發(fā)展，不僅需要新建大量的塔，還要對原有塔設(shè)備進行技術(shù)改造，因此陸續(xù)出現(xiàn)了一批能適應各方面要求的新塔型。 浮閥塔用于氣液傳質(zhì)過程中。浮閥的閥片可以浮動，隨著氣體負荷的變化而調(diào)節(jié)其開啟度，因此，浮閥塔的操作彈性大，特別是在低負荷時，仍能保持正常操作。浮閥塔由于氣液接觸狀態(tài)良好