苯甲苯溶液连续筛板精馏塔设计.docx

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苯甲苯溶液连续筛板精馏塔设计

西北大学化工学院

化工原理课程设计说明书

设计名称：

正庚烷-正辛烷溶液连续筛板精馏塔设计___

年级专业：

____________

姓名：

________

指导老师：

_______

符号说明：

英文字母

Aa----塔板的开孔区面积m2Af----降液管的截面积m2

Ao----筛孔区面积m2AT----塔的截面积m2

△PP----气体通过每层筛板的压降C----负荷因子无因次

t----筛孔的中心距C20----表面张力为20mN/m的负荷因子

do----筛孔直径u’o----液体通过降液管底隙的速度

D----塔径mWc----边缘无效区宽度

ev----液沫夹带量kg液/kg气Wd----弓形降液管的宽度

ET----总板效率Ws----破沫区宽度

R----回流比Rmin----最小回流比

M----平均摩尔质量kg/kmoltm----平均温度℃

g----重力加速度9.81m/s2Z----板式塔的有效高度

Fo----筛孔气相动能因子kg1/2/（s.m1/2）hl----进口堰与降液管间的水平距离

hc----与干板压降相当的液柱高度mθ----液体在降液管内停留时间

hd----与液体流过降液管的压降相当的液注高度mρ----密度

hf----塔板上鼓层高度mσ----表面张力

hL----板上清液层高度mΨ----液体密度校正系数

h1----与板上液层阻力相当的液注高度mυ----粘度

ho----降液管的义底隙高度mhow----堰上液层高度m

hW----出口堰高度mh’W----进口堰高度m

hσ----与克服表面张力的压降相当的液注高度mH----板式塔高度m

HB----塔底空间高度mHd----降液管内清液层高度m

HD----塔顶空间高度mHF----进料板处塔板间距m

HP----人孔处塔板间距mHT----塔板间距m

H1----封头高度mH2----裙座高度m

K----稳定系数lw----堰长m

Lh----液体体积流量m3/hLs----液体体积流量m3/s

n----筛孔数目P----操作压力KPa

△P---压力降Kpa△Pp---气体通过每层筛的压降KPa

T----理论板层数u----空塔气速m/s

U0,min----漏夜点气速m/suo’----液体通过降液管底隙的速度m/s

Vh----气体体积流量m3/hVs----气体体积流量m3/s

Wc----边缘无效区宽度mWd----弓形降液管宽度m

Ws----破沫区宽度mZ----板式塔的有效高度m

下标

max----最大的min----最小的

L----液相的V----气相的

希腊字母

δ----筛板的厚度mθ----液体在降液管内停留的时间s

υ----粘度mPa.sρ----密度kg/m3

σ----表面张力N/mφ----开孔率无因次

α----质量分率无因次

目录

概述6

一、设计目的6

二、设计任务6

三、生产流程简介及精馏意义简述6

第一部分精馏塔工艺计算8

一、物料衡算8

1、原料液及其塔顶、塔底产品的摩尔分率8

2、原料液及其塔顶与塔底产品的平均摩尔质量8

二、热量衡算8

1、预热器的蒸汽用量的计算：

8

2、塔釜蒸汽用量的计算9

3、冷凝器需水量的计算9

4、冷却器需水量的计算9

三、回流比的确定10

四、塔板数的确定10

1、理论塔板层数NT的求取10

2、实际板层数的求取11

第二部分塔板及其塔的主要尺寸的设计12

一、精馏塔的工艺条件及有关物性数据的计算12

1、操作压力计算12

2、操作温度计算12

3、平均摩尔质量计算13

4、平均密度计算13

5、平均粘度计算13

6、平均表面张力计算14

二、精馏塔的塔体工艺尺寸计算14

1.塔径及塔高的计算14

2.塔板主要工艺尺寸计算15

三、筛板流体力学校验18

1.塔板压降18

2.液面落差19

3.液沫夹带19

4.漏液19

5.液泛19

四、塔板负荷性能图19

1.漏液线19

2.液沫夹带线20

3.液相负荷下限线20

4.液相负荷上限线20

5.液泛线20

第三部分设计数据汇总23

第四部分流程评价24

第五部分认识及体会25

参考文献26

附图27

正庚烷-正辛烷溶液连续筛板精馏塔设计

概述

一、设计目的：

1．培养学生运用化工原理课程及有关知识进行化工工艺设计的能力；

2．在培养学生设计能力的同时，建立正确的设计思路和设计方法。

二、设计任务：

1．处理量：

8万吨/年

2．料液组成（正庚烷质量分数）：

50%；

3．塔顶产品组成（质量分数）：

96.0%

4．塔底釜液组成：

1.0%；

5．年工作生产时间：

330天；

6．全塔总效率：

60%；

7.常压精馏，泡点进料，泡点回流。

8.操作压力：

常压。

9.单板压降≤0.7kPa。

三、生产流程简介及精馏意义简述：

1．生产流程简介：

本装置为泡点进料，原料在预热器中预热至泡点，从精馏塔进料位置加入，在进料位置与塔上部回流汇合后流入塔底的再沸器，回流液体在填料表面与上升气体相接触，进行热质传递过程。

操作连续的从再沸器中取出部分液体汽化产生上升蒸汽依次通过填料层，其余的为塔底产品。

塔顶蒸汽进入冷凝器冷凝后，部分泡点回流，其余被冷却器冷却到常温作为产品流出。

图1板式精馏塔的工艺流程简图

2.精馏意义：

精馏是化工生产中用来分离液体混合物以达到提纯或回收有用组分的常用方法，是化工生产中常见的基本单元操作过程。

第一部分：

精馏塔工艺计算

一．物料衡算：

1．原料液及其塔顶、塔底产品的摩尔分率

正庚烷的摩尔质量为：

100.205kg/kmol

正辛烷的摩尔质量为：

114.232kg/kmol

xF=（0.45/100.205）/（0.45/100.205+0.55/114.232）=0.4826

xD=（0.96/100.205）/（0.96/100.205+0.04/114.232）=0.9647

xw=（0.01/100.205）/（0.01/100.205+0.99/114.232）=0.0114

2．原料液及其塔顶与塔底产品的平均摩尔质量

MD=100.205×0.9647+114.232×0.0353=100.48kg/mol

MF=100.205×0.4826+114.232×0.5174=106.760kg/mol

Mw=100.205×0.0114+114.232×0.9886=114.072kg/mol

二．热量衡算：

1.预热器蒸汽用量计算

泡点加料，假设原料液进入预热器的入口温度为25℃，而出口温度为固定值111.31℃，在

下，查液体的比热容共线图，得：

，

那么混合液体的平均比热容：

预热器热负荷：

2.塔釜蒸汽用量计算

查饱和水蒸汽物性表，得在117.5Kpa下，

查液体的汽化热共线图，得111.43℃时庚烷的汽

111.31℃时辛烷的汽化热

温度/℃

80

90

100

110

120

正庚烷

375

364

352

348

335

正辛烷

370

360

350

345

333

那么塔釜的平均汽化热：

平均分子量：

（热损失按加热蒸汽热负荷的5%计）

塔釜再沸器热负荷：

3．冷凝器需水量的计算

假设冷凝器出口水温为35℃，入口水温为20℃，在

下，查水的物理性质得:

，在t=108.57℃下，查得：

，那么

冷凝器热负荷：

4．冷却器需水量的计算

假设冷却器入口水温为25℃，其出口温度为55℃，产品进入冷却器的温度为108.57℃，出冷却器温度为25℃。

在乙醇水溶液被冷却的平均温度

时查得：

，

那么：

在冷却水的平均温度

时查得:

冷却器热负荷：

三．回流比的确定：

相对挥发度的计算

T=98.5℃时，PA=101.3KPa，PB=44.58KPa。

α1=PA/PB=101.3/44.58=2.272

T=125.8℃时，PA=212.29KPa，PB=101.3KPa。

α2=PA/PB=212.29/101.3=2.096

则α=sqrt（α1×α2）=2.18

平衡线方程求算

汽液相平衡方程：

y=αx/[1+（α-1）x]=2.18x/（1+1.18x）

x=y/[α-（α-1）x]=y/（2.18-1.18y）

最小回流比及其操作回流比的求解：

xe=xF=0.5327，ye=0.7131

Rmin=（xD-ye）/（ye-xe）

=（0.9647-0.5327）/（0.7131-0.5327）=1.390

取操作回流比为：

R=2.0Rmin=2.0×1.390=2.780

【最适宜回流比Ropt=（1.2~2）Rmin】

四．塔板数的确定：

精馏塔的气、液相负荷

L=R×D=2.51×34.85=146.59kmol/h

V=（R+1）×D=199.33kmol/h

=L+F=241.2kmol/h

=V=199.33kmol/h

d．精馏段、提馏段操作线方程

精馏段操作线：

y=

=0.735X+0.255

提馏段操作线：

y=

=1.21X-0.002

图解法理论板层数NT的求取

由此可知：

理论塔板数：

14（不包括再沸器）

精馏段塔板数：

5

提馏段塔板数：

9

全塔板效率Eo=60%

精馏段实际塔板数N精=6/60%=8.3≈9（块）

提馏段实际塔板数N提=10/60%=15（块）

第二部分：

塔板及塔的主要尺寸的设计

1．精馏塔的工艺条件及有关物性数据的计算

1.操作压力的计算

设每层塔压降：

△P=0.6KPa（一般情演况下，板式塔的每一个理论级压降约在0.4~1.1kPa）

进料板压力：

PF=101.3+9×0.6=106.7（KPa）

精馏段平均压力：

Pm=（101.3+106.7）/2=104（KPa）

塔釜板压力：

PW=101.3+24×0.6=115.7（KPa）

提馏段平均压力：

Pm’=（106.7+115.7）/2=111.2（KPa）

2．操作温度的计算

查表可得

安托尼系数

A

B

C

Min～Max

C7H16

6.02730

1268.115

216.900

-2～120℃

C8H18

6.04867

1355.126

209.517

19～152℃

C7H16的安托尼方程：

lgPAO=6.0273-1268.115/（tA+216.9）

C8H18的安托尼方程：

lgPBO=6.04867-1355.126/（tB+209.517）

塔顶：

x=0.926，y=0.965，

待求的温度t就是PAO/PBO=2.202时的温度，用试差法计算

假设t=100℃，求得PAO=106.09（KPa），PBO=46.82（KPa），

假设t=110℃，求得PAO=140.43（KPa），PBO=64.19（KPa），

用比例内插法求PAO/PBO=2..18时的温度t，

所以塔顶温度tD=111.29℃

同理可得进料板温度tF=111.43℃

塔釜温度tW=112.0℃

精馏段平均温度tm=（111.29+111.43）/2=111.36（℃）

提馏段平均温度t’m=（112+111.43）/2=111.72（℃）

3．平均摩尔质量的计算

a.塔顶平均摩尔质量计算

由xD=y1=0.965，x1=0.926

MVDm=0.965×100.205+（1-0.965）×114.232=100.696kg/mol

MLDm=0.926×100.205+（1-0.926）×114.232=101.243kg/mol

b.进料板平均摩尔质量计算

由yF=0.704，x1=0.521

MVFm=0.704×100.205+（1-0.704）×114.232=104.360kg/mol

MLFm=0.521×100.205+（1-0.521）×114.232=106.921kg/mol

c.塔釜平均摩尔质量计算

由y1’=0.021，x1’=0.010

MVFm=0.021×100.205+（1-0.021）×114.232=113.937kg/mol

MLFm=0.010×100.205+（1-0.010）×114.232=114.092kg/mol

d.精馏段平均摩尔质量

MVm=（100.696+104.848）/2=102.531kg/mol

MLm=（101.243+107.485）/2=105.582kg/mol

e.提馏段平均摩尔质量

M’Vm=（104.363+113.937）/2=109.153kg/mol

M’Lm=（106.921.485+114.092）/2=110.512kg/mol

4．平均密度的计算

a.精馏段平均密度的计算

Ⅰ　气相　　由理想气体状态方程得

ρVm=PmMvw/RTm=（104.3×102.53）/[8.314×（273.15+111.36）]=3.34kg/m3

Ⅱ　液相　　查tD=111.29℃时ρA＝598.8kg/m3ρB=630.8kg/m3

tF=111.43℃时ρA＝589.4kg/m3ρB=630.8kg/m3

塔顶液相的质量分率

αA=（0.926×100.205）/（0.926×100.205+0.043×114.232）=0.9166

ρLDm=1/（0.9166/598.4+0.0834/631.1）=593.01kg/m3

进料板液相的质量分率

αA=（0.521×100.205）/（0.521×100.205+0.479×114.232）=0.489

ρLFm=1/（0.521/591.8+0.479/630.8）=608.76kg/m3

精馏段液相平均密度为

ρLm=（593.02+608.51）/2=600.76kg/m3

b.提馏段平均密度的计算

Ⅰ　气相由理想气体状态方程得

ρ’Vm=P’mM’vw/RT’m=（112.4×109.393）/[8.314×（273.15+115.40）]=3.80kg/m3

Ⅱ　液相查得当tw=119.49℃时，ρa=564.05kg/m3ρb=630.1kg/m3

αA=（0.01×100.205）/（0.01×100.205+0.99×114.232）=0.009

ρLWm=1/（0.009/564.05+0.991/630.1）=629.45kg/m3

精馏段液相平均密度为

Ρ’Lm=（629.45+612.69）/2=621.07kg/m3

5．平均粘度的计算

液相平均粘度依下式计算即

lgμLm=?

xilgμi

A．塔顶液相平均粘度的计算由tD=111.29℃查粘度温度共线图得

μA=0.182mPa.sμB=0.229mPa.s

lgμLDm=0.926lg（0.185）+0.074lg（0.235）=-0.73

μLDm=0.186mPa.s

B．进料板平均粘度的计算由tF=111.43℃查粘度温度共线图得

μA=0.182mPa.sμB=0.229mPa.s

lgμLFm=0.521lg（0.182）+0.479lg（0.231）=-0.690

μLFm=0.204mPa.s

C．塔釜平均粘度的计算由tF=111.43℃查粘度温度共线图得

μA=0.171mPa.sμB=0.218mPa.s

lgμLFm=0.01g（0.171）+0.99g（0.218）=-0.66

μLwm=0.217mPa.s

D.精馏段平均粘度

μLm=（0.186+0.204）/2=0.195mPa.s

提馏段平均粘度

μ’Lm=（0.206+0.217）/2=0.212mPa.s

6．平均表面张力的计算

液相平均表面张力依下式计算即

σLm=?

xiσi

a.塔顶液相平均表面张力的计算由tD=111.29℃查表面张力-温度共线图（化工原理上册附录）得

σA=11.49mN/mσB=22.55mN/m

σLDm=0.926×11.49+0.074×22.55=12.03mN/m

b.进料板液相平均表面张力的计算由tF=111.43℃查表面张力-温度共线图得

σA=11.17mN/mσB=22.56mN/m

σLFM=0.521×11.17+0.479×22.56=14.33mN/m

c.塔釜液相平均表面张力的计算由tF=119.49℃查表面张力-温度共线图得

σA=10.33mN/mσB=12.70mN/m

σLwM=0.010×10.33+0.99×12.70=12.68mN/m

D.精馏段液相平均表面张力

σLm=（12.03+16.62）/2=14.33mN/m

提馏段液相平均表面张力

σ’Lm=（12.37+12.68）/2=15.53mN/m

2．精馏塔的塔体工艺尺寸计算

1.塔径及塔高的计算

a．塔径的计算

精馏段的气、液相体积流率为

VS=VMVm/3600ρVm=（146.68×102.52）/（3600×3.34）=1.2508m3/s

LS=LMLm/3600ρLm=（107.88×105.58）/（3600×600.76）=0.00418m3/s

式中，负荷因子

由附图

（1）史密斯关联查得C20再求

图的横坐标为Flv=（LS/VS）×（ρl/ρv）0.5=0.057

取板间距，HT=0.50m,板上清液层高度取hL=0.06m，则HT-hL=0.44m

由上面史密斯关联图，得知　　C20=0.100

气体负荷因子　C=C20×（σ/20）0.2=0.085

Umax=1.137

取安全系数为0.7，则空塔气速为U=0.6Umax=0.6×1.137=0.682m/s

=1.78m

按标准塔径圆整后为D=1.8m

塔截面积为At=0.785×1.8×1.8=2.543m2

实际空塔气速为U实际=1.7/2.543=0.669m/s

U实际/Umax=0.669/1.137=0.588（安全系数在充许的范围内，符全设计要求）

b.精馏塔有效高度的计算

精馏段有效高度为Z精=（N精-1）HT=（9-1）×0.50=4.0m

提馏段有效高度为Z提=（N提-1）HT=（15-1）×0.50=7.0m

在进料板上方开一个人孔，其高度为1m

故精馏塔有效高度为Z=Z精+Z提+1=4.0+7.0+1=12m

2．塔板主要工艺尺寸的计算

⑴精馏段

a．溢流装置计算

因塔径　D=1.8m，

所以可选取单溢流弓形降液管，采用凹形受液盘。

（此种溢流方式液体流径较长，塔板效率较高，塔板结构简单，加工方便，在直径小于2.2m的塔中被广泛使用。

）各项计算如下：

1）堰长lw

可取lw=0.7D=1.26m

2）溢流堰高度hw

由hw=hL－how

选用平直堰，（溢流堰板的形状有平直形与齿形两种，设计中一般采用平直形溢流堰板。

）堰上层液高度how由下列公式⑷计算，即有

how=2.84/1000×E×（Lh/lw）（2/3）

并由附图

（2）液流收缩系数计算图，则可取用E=1.02，则

how=0.0217m

取板上清液层高度hL=0.06m

故hw=0.0217m

3）弓形降液管的宽度Wd和截面积Af

由lw/D=0.7查附图（3）可求得

Af/AT=0.058Wd/D=0.12

Af=0.148m2

Wd=0.216m

并依据下式验算液体在降液管中的停留时间，即

θ=Af/×HT/Ls=0.148×0.50/0.007156=10.31s＞5s

其中HT即为板间距0.50m，Ls即为每秒的体积流量

验证结果为降液管设计符合要求。

4）降液管底隙高度ho

ho=Ls/（lw×uo'）

取uo'=0.20m/s（一般取u0'=0.07～0.25m/s。

）

则ho=0.00716/（1.26×0.2）

=0.0284m＞0.02m

hw-ho=0.0383-0.0284=0.01＞0.006m

故降液管底隙高度设计合理

b．塔板布置

1）塔板的分块

因为D=1200mm，所以选择采用分块板式。

查塔板分块表可得塔板分为三块，边缘区、开孔去、安全区。

2）边缘区宽度确定

取Ws=W’s=65mm,Wc=35mm

c．开孔区面积计算

开孔区面积Aa按下面式子计算，则有

Aa=2[x（r2－x2）0.5+πr2/180×sin-1（x/r）]

其中x=D/2－（Wd＋Ws）=0.8m

r=D/2－Wc=0.865m

由上面推出Aa=2.13m2

筛孔的计算及排列

本设计处理的物系无腐蚀性，可选用f=3mm碳钢板孔径d。

=5mm筛孔按正三角形排列

取孔中心距t=3d。

=3×5=15mm

筛孔数目n为n=10155Aα/T2=7401开孔率φ=0.907×（d。

/t）=0.907×（0.005/0.0152）=10.1%

气体通过孔的气速为U。

=Us/A。

=1.701/（2.130×0.101）=7.902m/s

三．筛板流体力学校验

1．塔板压降

a.干板阻力hd的计算

hd=

由图10-45可查得C0=0.75

Hd=0.0256m

b.气体通过液层的阻力hl的计算

由h1=ρh2计算

Ua=vs/（2At-Af）=1.701/（2.543-2×0.148）

=0.756m/s

Fo=Ua

=0.583

=1.382查充气系数关联图

=0.61

H1=

（hw+how）

所以h1=0.61×（0.0383＋0.0217）

=0.0366m液柱

2．液面落差

对于筛板塔页面落差很。

塔径和液面均不大，故可忽略液面落差

3．液沫夹带

参考P132液沫夹带关联图

两相流动参数F=

=0.054

则液沫夹带分率ψ=0.50

=0.00076kg液沫/kg干气<0.1符合要求

4．漏液

通常要求设计孔速U0与漏液点孔速Uow之比不小于1.5到2.0

由式hc=0.0061+0.725hw-0.06F+1.23Ls/Lw和式F=

可得Uow=3.53m/s

U0=7.132m/sk=2.51>2因此不会发生漏液

5．液泛

为了避免液泛现象，必须满足式

Hfd=Hd/φ

Hd=0.0436+0.0164+0.0034+0.0652=0.076

Hd/φ=0.27