1 / 22 化工过程设备设计设计题目：设计一座处理苯甲苯混合液的连续筛板式精馏塔设计人：旷天亮班级： 11级化工 设计结果概要或设计结果一览表.33第五章 .对本设计的评述和有关问题的分析讨论 .34化工原理课程设计二任务书(1 (一） 设计题目：试设计一座苯 甲苯连续精馏塔，要求进料量5 吨/小时，塔顶馏出液中苯含量不低于99%，塔底馏出液中苯含量不高于2%，原料液中含苯 41%以上均为质量 %）。二）操作条件1）塔顶压强 4kPa表压）2）进料热状况气液混合进料液：气 =1：2）3）回流比自选4）单板压降不大于0.7kPa 三）设备型式：筛板塔四）设备工作日：每年 330天，每天 24小时连续运行五）厂址：西宁地区六）设计要求：1、概述2、设计方案的确定及流程说明3、塔的工艺计算4、塔和塔板主要工艺尺寸的设计（1） 塔高、塔径及塔板结构尺寸的确定；（2） 塔板的流体力学验算精选学习资料 - - - - - - - - - 名师归纳总结 - - - - - - -第 2 页，共 22 页3 / 22 （3） 塔板的负荷性能图5、设计结果概要或设计结果一览表6、对本设计的评述和有关问题的分析讨论 ，苯394.1 386.9 379.3 371.5 363.2 甲苯379.9 373.8 367.6 361.2 354.6 （十三） 8、其它物性数据：查相关手册得到第一章设计概述一 塔设备的类型。塔设备是化工、炼油生产中重要的设备之一。塔设备的设计和研究，已经受到化工行业的极大重视。在化工生产中，塔设备的性能对于整个装置的产品产量、质量、生产能力和消耗定额，以及三废处理和环境保护等各个方面，都有非常重大的影响。精馏过程的实质是利用混合物中各组分具有不同的挥发度。即在同一温度下，各组分的饱和蒸汽压不同这一性质，使液相中的轻组分转移到汽相中，汽相中的重组分转移到液相中，从而达到分离的目的。因此精馏塔操作弹性的好坏直接关系到石油化工企业的经济效益。板式塔内设置一定数量的塔板，气体以鼓泡或喷射形式穿过板上的液层，进行传质与传热。在正常操作下，气相分为分散相，液相为连续相，气相组成呈阶梯变化，属逐级接触逆流操作过程。填料塔内装有一定高度的填料层，液体自塔顶沿填料表面下流，气体逆流向上有时也采用并流向下）流动。气液两相密切接触进行传质与传热。在正常操作下，气相为连续相，液相为分散相，气相组成呈连续变化，属微分接触逆流操作过程。本设计方案连续板式精馏塔。二塔板类型。板式塔的塔板大致可分为两类：1）有降液管的塔板，如泡罩、浮阀、筛板、导向筛板、新型垂直筛板、蛇形、S 型、多降液管塔板； 2）无降液管的塔板，如穿流式筛板 栅板）、穿流式波纹板等。工业应用较多的是有降液管的塔板，如浮阀、筛板、泡罩塔板等。筛板塔是扎板塔的一种，内装若干层水平塔板，板上有许多小孔，形状如筛；并装有溢流管或没有溢流管。操作时，液体由塔顶进入，经溢流管一部分经筛孔）逐板下降，并在板上积存液层。气体或蒸气）由塔底进入，经筛孔上升穿过液层，鼓泡而出，因而两相可以充分接触，并相互作用。泡沫式接触气液传质过程的一种形式，性能优于泡罩塔。为克服筛板安装水平要求过高的困难，发展了环流筛板；克服筛板在低负荷下出现漏液现象，设计了板下带盘的筛板；减轻筛板上雾沫夹带缩短板间距，制造出板上带挡的的筛板和突孔式筛板和用斜的增泡台代替进口堰，塔板上开设气体导向缝的林德筛板。筛板塔普遍用作H2S-H2O 双温交换过程的冷、热塔。应用于蒸馏、吸收和除尘等。浮阀塔的塔板上，按一定中心距开阀孔，阀孔里装有可以升降的阀片，阀孔精选学习资料 - - - - - - - - - 名师归纳总结 - - - - - - -第 4 页，共 22 页5 / 22 的排列方式，应使绝大部分液体内有气泡透过，并使相邻两阀容易吹开，鼓泡均匀。为此常采用对液流方向成错排的三角形的排列方式。蒸汽自阀孔上升，顶开阀片，穿过环形缝隙，以水平方向吹入液层，形成泡沫，浮阀能随着气速的增减在相当宽的气速范围内自由升降，以保持稳定的操作。但是，浮阀塔的抗腐蚀性较高 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。 ( 处理能力大，比同塔径的泡罩塔可增加1015。 ( 塔板效率高，比泡罩塔高15左右。 ( 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。( 操作弹性较小 (约 23。( 3 小孔筛板容易堵塞。下图是板式塔的简略图：精选学习资料 - - - - - - - - - 名师归纳总结 - - - - - - -第 5 页，共 22 页6 / 22 第二章设计方案的确定及流程说明一设计方案遵循的原则。确定设计方案总的原则是在可能的条件下，尽量采用科学技术上的最新成就，使生产达到技术上最先进、经济上最合理的要求，符合优质、高产、安全、低消耗的原则。为此，必须具体考虑如下几点：1.满足工艺和操作的要求：所设计出来的流程和设备，首先必须保证产品达到任务规定的要求，而且质量要稳定，这就要求各流体流量和压头稳定，入塔料液的温度和状态稳定，从而需要采取相应的措施。其次所定的设计方案需要有一定的操作弹性，各处流量应能在一定范围内进行调节，必要时传热量也可进行调整。因此，在必要的位置上要装置调节阀门，在管路中安装备用支线。计算传热面积和选取操作指标时，也应考虑到生产上的可能波动。再其次，要考虑必需装置的仪表(如温度计、压强计，流量计等及其装置的位置，以便能通过这些仪表来观测生产过程是否正常，从而帮助找出不正常的原因，以便采取相应措施。2.满足经济上的要求：要节省热能和电能的消耗，减少设备及基建费用。如前所述在蒸馏过程中如能适当地利用塔顶、塔底的废热，就能节约很多生蒸汽和冷却水，也能减少电能消耗。又如冷却水出口温度的高低，一方面影响到冷却水用量，另方面也影响到所需传热面积的大小，即对操作费和设备费都有影响。同样，回流比的大小对操作费和设备费也有很大影响。 3保证安全生产：例如苯属有毒物料，不能让其蒸汽弥漫车间。又如，塔精选学习资料 - - - - - - - - - 名师归纳总结 - - - - - - -第 6 页，共 22 页7 / 22 是指定在常压下操作的，塔内压力过大或塔骤冷而产生真空，都会使塔受到破坏，因而需要安全装置。以上三项原则在生产中都是同样重要的。但在化工原理课程设计中，对第一个原则应作较多的考虑，对第二个原则只作定性的考虑，而对第三个原则只要求作一般的考虑。二 装置流程的确定。蒸馏装置包括精馏塔、原料预热器、蒸馏釜 物料衡算与操作线方程1、全塔物料衡算1.1 原料液及塔顶底产品含苯的摩尔分率苯和甲苯的相对摩尔质量分别为78.11 kg/kmol 和 92.14kg/kmol，原料含苯的质量百分率为 41%，塔顶苯含量不低于99%，塔底苯含量不大于2%，则：原料液含苯的摩尔分率：=0.450 塔顶含苯的摩尔分率 : =0.992 塔釜含苯的摩尔分率： 0.024 1.2 原料液及塔顶底产品的平均摩尔质量由 1.1 知产品中苯的摩尔分率，故可计算出产品的平均摩尔质量：原料液的平均摩尔质量：78.110.450(10.45092.1485.827kg/kmol 塔顶液的平均摩尔质量：78.110.992(10.99292.1478.222kg/kmol 塔底液的平均摩尔质量：78.110.024(10.02492.14=91.803 kg/kmol 1.3 料液及塔顶底产品的摩尔流率依设计条件：一年以330 天，一天以 24 小时计，得：F5000kg/h，全塔物料衡算：进料液： F=5000kg/h ）/85.827D=(2.89+1 25.638=99.732kmol/h （2）提镏段：液相流量： L=L+F=74.094+58.257=132.351kmol/h 气相流量： V=V=99.372kmol/h 所以，由精馏段操作线方程可得：3.提馏段操作线方程又由平衡方程可得：提馏段操作线可由b(xW，xW及精馏段操作线和q 线的交点 d 决定。q=1/3 时，则有对全塔物料横算由(1、(2式得=0.440 (5 (6 将5）中的 =0.440代入6）得：提馏段的操作线为：4.进料线 q 线方程）因为 q=1/3, 所以 q 线方程为： =-0.5x+0.675 二）、理论板数的求算采用图解法求理论板层数，如下图所示，求解结果为：精选学习资料 - - - - - - - - - 名师归纳总结 - - - - - - -第 9 页，共 22 页10 / 22 总理论板层数为 14.塔效率的估算苯-甲苯在某些温度下的粘度：温度，80 90 100 110 120 l,mPas 苯0.308 0.279 0.255 0.233 0.215 甲苯0.311 0.286 0.264 0.254 0.228 查 t-x-y 图知，当 x=0.45时，t=92.69采用内插法可以求得相应温度下的黏度：苯：u1=0.273 同理，甲苯： u2=0.280=xii=0.45*0.273+0.55*0.280=0.2769(mPa.s 表示以加料摩尔组成为准的液体的平均摩尔粘度。可以简单的用以下近似公式计算塔的总效率：E=0.563-0.276lg 2=0.50 四）实际塔板数的计算所以，精馏段的实际塔板数：提馏段的实际塔板数：实际是在第 15 块塔板塔板进料的。五）.塔的工艺条件及物性数据计算1.操作压强塔顶操作压力 P4+101.3 kPa 每层塔板压降 P0.7 kPa 进料板压力 FP105.3+0.710112.2 kPa 塔底操作压力 wP=119.3 kPa 精馏段平均压力 P m1 105.3+112.3 ）2108.8 kPa 提馏段平均压力P m2 =112.3+119.3 ）/2 =115.8 kPa 2.操作温度 tm 计算常压下苯 甲苯的气液平衡数据温度 t,液相中笨的摩尔分率x 气相中笨的摩尔分率x 110.56 0.00 0.00 %TTPNEN精选学习资料 - - - - - - - - - 名师归纳总结 - - - - - - -第 10 页，共 22 页11 / 22 109.91 1.00 2.50 108.79 3.00 7.11 107.61 5.00 11.2 105.05 10.0 20.8 102.79 15.0 29.4 100.75 20.0 37.2 98.84 25.0 44.2 97.13 30.0 50.7 95.58 35.0 56.6 94.09 40.0 61.9 92.69 45.0 66.7 91.40 50.0 71.3 90.11 55.0 75.5 88.80 60.0 79.1 87.63 65.0 82.5 86.52 70.0 85.7 85.44 75.0 88.5 84.40 80.0 91.2 83.33 85.0 93.6 82.25 90.0 95.9 81.11 95.0 98.0 80.66 97.0 98.8 80.21 99.0 99.61 80.01 100 100.0 由内插法可以求得各个组分下的温度：因为塔顶温度： =80.15塔底温度： =109.4 - 精馏段平均温度 = 80.15+92.69 ）/2 = 86.42提馏段平均温度 =92.69+109.4 ）/2 =101.0453.平均分子量 Mm 的计算1）塔顶平均摩尔质量计算由 XD=y1=0.992 ，查平衡曲线，得 X1=0.961 2）进料板平均摩尔质量计算由图解理论板，得 yF=0.600 查平衡曲线，得 xF=0.376 3）塔釜平均摩尔质量计算由图解理论板，得 yw=0.07 查平衡曲线，得 xw=0.021 所以，精馏段的摩尔质量为：提馏段平均摩尔质量为：精选学习资料 - - - - - - - - - 名师归纳总结 - - - - - - -第 11 页，共 22 页12 / 22 4.平均密度计算 1 ）气相平均密度计算由理想气体状态方程式计算，即= = +0.039lg(0.310 =0.222mpa.s 进料液相平均黏度的计算：进料温度：查表可得： =0.270mpa.s =0.280mpa.s =0.376lg(0.270+0.624lg(0.280 =0.276mpa.s 塔釜液相平均黏度的计算塔底温度：=109.4 查表可得： =0.232mpa.s =0.253mpa.s =0.021lg(0.232+0.979lg(0.253 =0.253mpa.s 精馏段的液相平均黏度为：0.249mpa.s 提馏段的液相平均黏度为：0.265mpa.s 第四章塔和塔板主要工艺尺寸的设计塔径的计算精馏段的气、液相体积流率为：smVMVVmVmS/761. 0947. 2360097.80732.9936003smLMLLmLmS/0022. 085.775360076.82094.7436003提馏段的气、液相体积流率为：smVMVVmVmS/744. 0255. 3360044.87732.9936003smLMLLmLmS/0043. 05.758360035.89351.13236003由VVLCumax，式中 C由2. 020)20(LCC求取，其中20C由筛板塔汽液负荷因子曲线图查取，图横坐标为0469. 0)947. 285.775()3600761. 036000022. 0()(2121VLhhVL取板间距mHT4 .0，板上液层高度mhL06.0，则mhHLT34.006. 04 .0查筛板塔汽液负荷因子曲线图得072. 020C0725. 0)2072.20(070. 0)20(072. 02.02. 0LCsmCuVVL/174. 1947. 2947. 285.7750725.0max取安全系数为 0.7，则空塔气速为：smuu/822. 0174. 17. 07. 0maxmuVDS086. 1822. 014.3761. 044按标准塔径圆整后为mD0. 1。塔截面积为：222785.00. 1785.0785.0mDAT精选学习资料 - - - - - - - - - 名师归纳总结 - - - - - - -第 14 页，共 22 页15 / 22 smAvuTS/969. 0785. 0761. 0(2精馏塔有效高度的计算精馏段有效高度为：m2.54.01-141-）（）（精精THNZ提馏段有效高度为：m2. 54. 0）1-14（）1-（提提THNZ在进料板上方开一人孔，其高度为0.8m，故精馏塔的有效高度为：m2.118. 02. 52. 58. 0提精ZZZ溢流装置计算因塔径mD4.1，可选用单溢流弓形降液管，采用凹形受液盘。各项计算如下：堰长wl取mDlw66. 00. 166. 066. 0溢流堰高度wh由owLowhhh，选用平直堰，堰上液层高度owh由下式计算，即：32)(100084.2whowlLEh近似取 E=1，则mhow0149.0)66. 036000022.0(1100084. 232取板上清液层高度mmhL60故mhhhowLw0451. 00149. 006. 0弓形降液管宽度dW和截面积fA：由66.0Dlw，查弓形降液管参数图得：0722.0TfAA124. 0DWd则：20567. 0785. 00722. 0mAf，mWd124. 00. 1124. 0验算液体在降液管中停留时间，即：ssLHAhTf531.1036000022. 04. 00567. 036003600精选学习资料 - - - - - - - - - 名师归纳总结 - - - - - - -第 15 页，共 22 页16 / 22 故降液管设计合理。降液管底隙高度ho 降液管底隙的流速smu/08.00，则：mulLhwh042. 008. 066. 0360036000022. 0360000mmhhw006. 0009. 0042. 00451. 00故降液管底隙高度设计合理。选用凹形受液盘，深度mmhw50。(2塔板布置塔板的分块。 因mmD800，故塔板采用分块式。查塔板块数表得塔板分为3 块。边缘区宽度确定：取mWWss065. 0，mWc035.0开孔区面积计算。 开孔区面积aA计算为：)sin180(21222rxrxrxAa其中mWWDxsd311. 0)065.0124.0(5. 0)(2mWDrc465. 0035. 056. 02故21222532. 0)465.0311. 0sin465. 018014.3311.0465. 0311.0(2mAa筛孔计算及其排列。 由于苯和甲苯没有腐蚀性，可选用mm3碳钢板，取筛孔直径mmd50。筛孔按正三角形排列，取孔中心距t 为：mmdt155330筛孔数目 n 为：个2731015. 0532. 0155. 1155. 122tAna开孔率为：%1.10)155(907. 0)(907.02200tdAAa气体通过筛孔的气速为：smAVus/163.14532. 0101. 0761. 000精选学习资料 - - - - - - - - - 名师归纳总结 - - - - - - -第 16 页，共 22 页17 / 22 塔板压降干板阻力ch计算。干板阻力由下式计算：20021CughLVc由67.1350d，查筛板塔汽液负荷因子曲线图得772.00C故液柱0652.0772.0163.1485.775947. 2051.02mhc气体通过液层的阻力lh计算。气体通过液层的阻力Lh由下式计算，即Lhh1smAAVufTsa/045. 10567. 0785. 0761. 0)/(79. 1947. 2045. 121210mskguFVa查充气系数关联图得61.0。故液柱0184. 0)0149. 00451. 0(61. 01mhhL。液体表面张力的阻力h计算。液体表面张力所产生的阻力h由下式计算，即：mgdhLL00218.0005.081.985.7751072.204430液柱气体通过每层塔板的液柱高度ph按下式计算：液柱0858.000218.00184. 00652.0mhhhhlcp气体通过每层塔板的压降为：KpaPaghpLpp7. 03.65381.985.7750858. 0(2 液面落差对于筛板塔，液面落差很小，且本设计的塔径和液流量均不大，故可忽略液面落差的影响。(3 液沫夹带液沫夹带按下式计算：气/液1.0气/液014. 006.05. 240. 0853.01072.20107.55.2107. 52. 3362. 36KgKgKgKghHueLTaLV故在本设计中液沫夹带量Ve在允许的范围内。精选学习资料 - - - - - - - - - 名师归纳总结 - - - - - - -第 17 页，共 22 页18 / 22 (4 漏液对筛板塔，漏液点气速min. 0u按下式计算：smhhCAVuVLLs/859. 5947. 2/85.775)0021. 006. 013. 00056. 0(772. 04. 4/13.00056. 04. 400min.min. 0实际孔速min.00/163.14usmu稳定系数为5. 1417. 2859. 5/163.14min. 00uuK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dH应服从下式所表示的关系，即：)(wTdhHH苯甲苯物系属一般物系，取5 .0，则：液柱224. 0)047. 04. 0(5. 0)(mhHwT而dLpdhhhH板上不设进口堰，dh按下式计算：液柱001.008.0153.0153.0220muhd液柱141. 0001. 006. 0080. 0mHd)(wTdhHH，故本设计中不会发生液泛现象。漏液线由VLowwshhhCAVu/)(13.00056. 04 .400min.min. 032100084.2whowlLEh得：32323200min. 00914.00096.0025. 3947. 285.7750021.066.036001100084. 2046.013. 00451.0532. 0101.0772.04. 4/100084.213. 00056. 04. 4SsVLwhwsLLhlLEhACV在操作范围内，任取几个sL值，依上式计算出sV值，计算结果列于下表精选学习资料 - - - - - - - - - 名师归纳总结 - - - - - - -第 18 页，共 22 页19 / 22 表 4-1 漏液线计算结果)/(3smLs 0.0006 0.0030 0.0045 0.0015 )/(3smVs0.306 0.3240.3330.314 由上表数据即可作出漏液线1 (2液沫夹带线以气液 kg/1. 0 kgev为限，求ssLV关系如下：由1. 0)2.2282. 0373.1(1072.20107. 52. 2282.02.2118. 0)88. 0047.0( 5.2)( 5. 25.288.0)66. 03600(11084. 2)(107.52. 33/2363/23/23/23/23/232. 36ssvsfTssowwLfssowfTaLvLVeLhHLLhhhhLLhhHue整理得3/211.1030. 1ssLV在操作范围内，任取几个sL值，依上式计算出sV值，计算结果列于下表表 4-2 液沫夹带线计算结果)/(3smLs 0.0006 0.0030 0.0045 0.0015 )/(3smVs 1.228 1.090 1.024 1.168 由上表数据即可作出液沫夹带线2 (3液相负荷下限线对于平直堰，取堰上液层高度owh=0.006作为最小液体负荷标准 : 006. 088. 0)66. 03600(11084.23/23/23ssowLLhsmLs/00056.03min,据此可作出与气体流量无关的垂直液相负荷下限线3 (4液相负荷上限线以s4作为液体在降液管中停留时间的下限4sTTLHA故smLs/00567. 04/40. 0111. 03min,据此可作出与气体流量无关的垂直液相负荷上限线4。精选学习资料 - - - - - - - - - 名师归纳总结 - - - - - - -第 19 页，共 22 页20 / 22 (5液泛线令)(wTdhHH由LdlcdLpdhhhhhhhhHowwLLlhhhhh联立解得dcowwThhhhhH) 1() 1(忽略h，将owh与sL，dh与sL，ch与sV的关系式代入上式，并整理得：3/222sssLdLcbVa式中1125. 085.775947. 2.772.0532.0101. 01.81.921.1.212200LVCAga148. 0047. 0) 161. 05. 0(40. 05. 0) 1(wThHb12.199)042. 066.0(153. 0)(153. 0220hlcw417.166.03600)61.01(11084.23600)1(1084. 23/233/23wlEd将有关的数据代入整理，得3/22260.121770316.1sssLLV在操作范围内，任取几个sL值，依上式计算出sV值，计算结果列于下表表 4-3 液泛线计算表)/(3smLs 0.0006 0.0030 0.0045 0.0015 )/(3smVs1.2261.0380.9371.147 由上表即可作出液泛线5 根据以上各线方程，可作出筛板塔的负荷性能图，如下图：精选学习资料 - - - - - - - - - 名师归纳总结 - - - - - - -第 20 页，共 22 页21 / 22 精馏段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。由上图可看出，该筛板的操作上限为液泛控制，下限为漏液控制。由图查得：min, sV = 1.226sm /3max,sV= 0.285 故操作弹性为：max, sV/min, sV=4.302 所设计精馏段筛板的主要结果汇总于下表4- 表 4-7 精馏段筛板塔设计计算结果筛板塔的工艺设计计算结果总表工程符号单位计算数据备注精馏段提馏段各段平均压强PmkPa 108.8 115.8 各段平均温度tm86.42 101.045 平均流量气相Vsm3/s 0.761 0.744 液相Lsm3/s 0.0022 0.0043 实际塔板数N 块14 14 板间距HTm 0.40 0.40 塔的有效高度Z m 5.2 5.2 塔径D m 1.0 1.0 空塔气速U m/s 0.822 0.822 塔板液流型式凹形受液盘凹 形 受 液盘溢流溢流管型式单溢流弓形降液管单 溢 流 弓形降液管0 0.2 0.4 0.6 0.8 1 1.2 1.4 1.6 0 1 2 3 4 5 6 精馏段筛板负荷性能图精选学习资料 - - - - - - - - - 名师归纳总结 - - - - - - -第 21 页，共 22 页22 / 22 装置堰长lwm 0.66 0.66 堰高hwm 0.0451 0.0451 溢流堰宽度Wdm 0.124 0.124 管底与受液盘距离hOm 0.009 板上清液层高度hLm 0.06 孔径dOmm 5 孔间距T mm 15 孔数N 个2731 开孔面积m20.532 筛孔气速uOm/s 14.163 塔板压强hPkPa 653.3 液体在降液管中停留时间s 10.31 降液管内清夜层高度Hdm 0.141 雾沫夹带evkg 液/kg 气0.1 0.1 负荷上限0.00567 负荷下限0.00056 气相最大负荷Vs,maxm3/s 1.226 气相最小负荷Vs,minm3/s 0.285 操作弹性4.302 第五章对本设计的评述或有关问题的分析讨论经过一个星期的课程设计，终于完成了苯-甲苯分离过程板式精馏塔的课程设计。总的来说，这次设计的内容不算复杂，计算量也不是很大。只要细心地计算，一步一步的把思路缕清晰，就能够完成课程设计的任务。精选学习资料 - - - - - - - - - 名师归纳总结 - - - - - - -第 22 页，共 22 页