筛板精馏塔课程设计
化工原理
课程设计说明书
筛板式精馏塔设计
系 别:化学工程系 班 级:水净化1001 学 号:0903100108 姓 名:张 泽 于 指导老师;黄 秋 颖
目录
第一部分 概述 .......................................... 4 一、设计目标 ............................................ 4 二、设计任务 ............................................ 4 三、设计条件 ............................................ 4 四、设计内容 ............................................ 4 五、工艺流程图 .......................................... 5 第二部分 工艺设计计算 .................................. 6 一、设计方案的确定 ...................................... 6 二、精馏塔的物料衡算 .................................... 6 1.原料液及塔顶、塔底产品的摩尔分数 ....................... 6 2.原料液及塔顶、塔底产品的平均摩尔质量和质量分数 ......... 6 3.物料衡算原料处理量 .................................... 6 三、塔板数的确定 ........................................ 7 1.理论板层数NT的求取 .................................... 7 2.全塔效率ET ............................................ 8 3.实际板层数的求取 ...................................... 8 四、精馏塔的工艺条件及有关物性数据的计算 ................. 8 1.操作压强计算 .......................................... 9 2.操作温度计算 .......................................... 9 3.平均摩尔质量计算 ...................................... 9 4.平均密度计算 .......................................... 9
5.液相平均表面张力计算 ................................. 10 6.液相平均粘度计算 ..................................... 11 五、精馏塔的塔体工艺尺寸计算 ........................... 11 1.塔径的计算 ........................................... 11 2.精馏塔的有效高度的计算 ............................... 12 六、塔板主要工艺尺寸的计算 ............................. 13 1.溢流装臵计算 ......................................... 13 2.塔板布臵 ............................................. 14 3.筛孔数n与开孔率 .................................... 15 七、筛板的流体力学验算 ................................. 15 1.气体通过筛板压降相当的液柱高度hP ..................... 15 2.雾沫夹带量eV的验算 ................................... 16 3.漏液的验算 ........................................... 17 4.液泛验算 ............................................. 17 八、塔板负荷性能图 ..................................... 17 1.漏液线 ............................................... 17 2.雾沫夹带线 ........................................... 18 3.液相负荷下限线 ....................................... 19 4.液相负荷上限线 ....................................... 19 5.液泛线 ............................................... 20 6. 操作线 .............................................. 21 九、设计一览表 ......................................... 22
十、操作方案的说明: ................................... 23 附表 ................................................... 24 总结 ................................................... 26 参考文献 ............................................... 26
第一部分 概述
一、设计目标
分离苯—甲苯混合液的筛板式精馏塔设计
二、设计任务
试设计分离苯-甲苯混合物的筛板精馏塔。已知原料液的处理量为9000kg/h,组成为0.49(苯的摩尔分数),要求塔顶馏出液的组成为0.93,塔底釜液的组成为0.02。
三、设计条件
四、设计内容
编制一份设计说明书,主要内容包括:
1、前言
2、流程的确定和说明 3、生产条件的确定和说明 4、精馏塔的设计计算:
(1)工艺条件及有关物性数据的计算 (2)精馏塔塔体工艺尺寸的计算 (3)塔板主要工艺尺寸的计算 (4)塔板的流体力学验算
(5)塔板负荷性能图(精馏段)(选作) 5、设计结果列表
6、设计结果的讨论和说明
7、主要参考资料 8、结束语
五、工艺流程图
精馏装臵包括精馏塔,原料预热器,再沸器,冷凝器。釜液冷却器和产品冷凝器等设备。热量自塔釜输入,物料在塔内经多次部分汽化与与部分冷凝器进行精馏分离,由冷凝器和冷却器中的冷却介质将余热带走。在此过程中,热能利用率很低,为此,在确定流程装臵时应考虑余热的利用,注意节能。另外,为保持塔的操作稳定性,流程中除用泵直接送入塔原料外,也可以采用高位槽送料以免受泵操作波动的影响。
原料液由高位槽经过预热器预热后进入精馏塔内。操作时连续的从再沸器中取出部分液体作为塔底产品(釜残液)再沸器中原料液部分汽化,产生上升蒸汽,依次通过各层塔板。塔顶蒸汽进入冷凝器中全部冷凝或部分冷凝,然后进入贮槽再经过冷却器冷却。并将冷凝液借助重力作用送回塔顶作为回流液体,其余部分经过冷凝器后被送出作为塔顶产品。为了使精馏塔连续的稳定的进行,流程中还要考虑设臵原料槽。产品槽和相应的泵,有时还要设臵高位槽。且在适当位臵设臵必要的仪表(流量计、温度计和压力表)。以测量物流的各项参数。
塔顶冷凝装臵根据生产状况以决定采用全凝器,以便于准确地控制回流比。若后继装臵使用气态物料,则宜用全分凝器。总而言之确定流程时要较全面,合理的兼顾设备,操作费用操作控制及安全因素。
连续精馏操作流程图
第二部分 工艺设计计算
一、设计方案的确定
本设计任务书为分离苯-甲苯混合物。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入精馏塔内,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2倍。
二、精馏塔的物料衡算
1.原料液及塔顶、塔底产品的摩尔分数
苯的摩尔质量 MA=78.11kg/mol
甲苯的摩尔质量 MB=92.13kg/mol
2.原料液及塔顶、塔底产品的平均摩尔质量和质量分数
MF=0.4978.11+ (1-0.49)92.14=85.26kg/mol
MD=0.9378.11+ (1-0.93)92.14=79.09kg/mol MW=0.0278.11+ (1-0.02)92.14=91.85kg/mol WxFMAF
x(1x0.4978.11
4978.11(10.49)92.13
0.45
FMAF)MB0.WxDMA0.9378.11
D
x(1x0.93)92.130.92
DMAD)MB0.9378.11(1
WxWMA0.0278W
x.11
0.02
WMA(1xW)MB0.0278.11(10.02)92.13
3.物料衡算原料处理量
总物料衡算 D'+W'=9000
苯物料衡算 0.92D'+ 0.02W'=0.459000
联立解得 D'= 4300 kg/h,W'= 4700 kg/h,F'= 9000kg/h
F=9000/85.26= 105.56 kmol/h, D=4300/79.09= 54.39 kmol/h,W=4700/91.85= 51.17kmol/h
三、塔板数的确定
1.理论板层数NT的求取
苯-甲苯属理论物系,可采用图解法求理论板层数。
①由附表查得苯-甲苯物系的气液平衡数据,绘出x-y图及t-x-y图
②求最小回流比及操作回流比
采用作图法求最小回流比。在图中对角线上,自点e(0.49, 0.49)做垂线,ef即为进料线(q线),该线与平衡线的交点F坐标为: yq=0.70 xq=0.49 故最小回流比为:Rmin=
xD-yqyq-xq
=
0.930.70
=1.095
0.70-0.49
取操作回流比为: R2Rmin21.0952.19
④求操作线方程
精馏段操作线方程: y
xR2.09.093xDx0.676x0.3 R1R13.093.09
⑤图解法求理论板层数
采用图解法求理论板层数,由图可知求解结果为:
总理论板层数NT(111)10层,精馏段4层,提馏段6层。进料板是第五块板
2.全塔效率ET
T顶T进
2
81.591.5
86.5度
2
ET0.17-0.616lgm,T
根据塔顶、塔底液相组成查图,求得平均温度为86.5度,该温度下进料液相平均黏度为
m0.49苯(10.49)甲苯0.490.29350.510.29850.269(mPas)
故 ET0.170.616lg0.2960.4950.50
3.实际板层数的求取
精馏段实际板层数:N精 提馏段实际板层数:N提
4
(层)8
0.56
12(层)
0.5
四、精馏塔的工艺条件及有关物性数据的计算
以精馏段为例进行计算。
1.操作压强计算
塔顶操作压强 pD101.34105.3kPa 每层塔板压降 p0.7kPa
进料板压强 pF105.30.78110.9kPa 提馏段平均压强 pm(105.3110.9)/2108.1kPa
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、甲苯的饱和蒸汽压由安托尼方程计算,计算过程略。计算结果如下:
塔顶温度TD=81.5 ℃ 进料板温度TF=91.5℃
81.591.5
平均温度 T86.5℃
2
3.平均摩尔质量计算
⑴塔顶摩尔质量计算:由xDy10.93 查表得:X1=O.83 MVDmMD79.09kg/kmol
MLDm0.8378.11(10.83)92.1380.49kg/koml ⑵进料板平均摩尔质量计算
由图解理论板,得yF0.70 查平衡曲线,得xF0.49 MVFm0.778.11(10.7)92.1382.316kg/kmol MLFm0.4978.11(10.49)92.1385.26kg/kmol ⑶精馏段平均摩尔质量
79.0982.316
MVm80.7kg/kmol
2
80.4985.26
MVm82.88kg/kmol
2
4.平均密度计算
⑴气相平均密度计算
由理想气体状态方程计算,即
mV
PMm精RT
108.180.7
2.92kg/m3
8.314(86.5273.1)
⑵液相平均密度计算
液相平均密度依下式计算:
1
Lm
ai/i
①塔顶液相平均密度计算:
由TD=81.5℃,查附表得lA813.5℃ lB808.5℃
LmD
1
813.1kg/m3
0.92.50.08.5
②进料板液相平均密度计算
由TF=91.5℃,查附表得 A805℃ B802℃ 进料板液相的质量分数计算 aA
0.4978.11
0.45
0.4978.11(10.49)92.13
1
803.35kg/m3
0.458050.55 LmF
③精馏段液相平均密度为
813.1803.35
Lm808.23kg/m3
2
5.液相平均表面张力计算
液相平均表面张力依下式计算,即
xii Lmi1
n
⑴塔顶液相平均表面张力计算
由TD=81.5 ℃,查附表得 A21.24mN/m B21.42mN/m m顶0.9321.24(10.93)21.4221.25mN/m ⑵进料板液相平均表面张力计算
由TF=91.5℃,查附表得 A18.9mN/m B20.4mN/m m进0.4918.9(10.49)20.419.67mN/m 精馏段液相平均表面张力为:
10
m
21.2519.67
20.46mN/m
2
6.液相平均粘度计算
液相平均粘度依下式计算:
Lmxii
n
i1 ⑴塔顶液相平均粘度计算
由T D=81.5℃,查附表得 A0.303mPas B0.305mPas L顶0.930.303(10.93)0.3050.303mPas ⑵进料板液相平均粘度计算
由TF=91.5℃,查附表得 A0.274mPas B0.28mPas
L进0.490.274(10.49)0.280.277mPas 精馏段液相平均粘度为 0.3030.277
L
2
0.29mPas
③求精馏塔的气、液相负荷
V(R1)D3.1954.39173.5kmol/h VS
VMVm3600173.580.7
.92
1.33m3/s
Vm36002 LRD2.0954.39113.68kmol/h
LLMLm3600113.6882.88
S
808.23
0.0032m3/s
Lm3600 L11.68m2
h3600LS/s
五、精馏塔的塔体工艺尺寸计算
1.塔径的计算
取板间距HT0.30m,取板上液层高度hL0.06m, 则 HLhL0.30.060.24m
L1
0.00321
(S)(LV)2(
)(808.23)2
0.041 SV1.292.92
11
查smith图得C20=0.072,依式校正到物系表面张力为20.46mN/m时的C CC20(
20
)0.20.072(
20.460.2
)0.072 20
umaxC
LV808.232.92
0.0721.2 V2.92
取安全系数为0.70,则空塔气速为:u0.70umax0.701.20.84m/s D
4VS41.29
1.4m u0.84
按标准塔径圆整后为 D1.4m
2.精馏塔的有效高度的计算
精馏段有效高度为 Z精(N精1)HT(81)0.42.8m
(N馏1)HT(121)0.44.4m 提馏段有效高度为 Z馏
在进料板上方开一人孔,其高度为0.64m,故精馏塔的有效高度为 ZZ精Z馏0.642.84.40.647.84m
12
六、塔板主要工艺尺寸的计算
1.溢流装臵计算
筛板式塔的溢流装臵包括溢流堰,降液管和受液盘等几部分。其尺寸和结构对塔的性能有着重要影响。根据经验并结合其他影响因素,当因D=1.0m,可选用单溢流弓形降液管,不设进口堰,采用凹形受液盘。各项计算如下:
⑴溢流堰长lw
取堰长lw为0.66D 即
lw0.661.40.924m ⑵溢流堰高度hw 计算如下:
hwhLhow,
由
lw0.LD9241.40.66, h11.68
l2.52.5
14.23m査下图知E=1.03 w
0.9242
依式 how
2.84Lh3
1000E(l) w
2
2
得 how
2.841000E(Lhl)32.841.03(11.68)30.01m w10000.924
取板上清液层高度hl60mm,故 hw
0.060.010.05m
⑶弓形降液管宽度Wd和降液管面积Af 由
lwD0.66,査下图得W
dAfD
0.124,A0.0722 T 13
故 Wd0.124D0.1241.40.3472m
A2T
4D3.144
1.421.5386 A2f0.0722AT0.1111m
验算液体在降液管中停留时间以检验降液管面积,即
AfHT0.11110.30
L
S
0.0032
10.40(>5s,符合要求)
故降液管设计合理。
⑷降液管底隙高度h0 取液体通过降液管底隙的流速u00.08m/s降液管底隙高度h0 即: hLS0
lu0.0032
0.0433m
W00.9420.08
2.塔板布臵
取边缘区宽度WC0.035m,安定区宽度WS0.065m ⑶开孔区面积计算 开孔区面积Aa计算,得
A
21xa2xR2x2180RsinR
2
0.2880.6652
0.28821800.6652sin10.2880.665
计算14
0.38m2
D
(WdWS)0.7(0.34720.065)0.288m 2D
RWC0.70.0350.665m
2
x
3.筛孔数n与开孔率
本例所处理的物系无腐蚀性,取筛孔孔径d05mm,正三角形排列,可
选用3mm碳钢板,取td04.0,故 孔中心距t4.05.020.0mm 依式计算塔板上开孔区的开孔率,即
A00.9070.907100%100%100%5.67% A(td0)23.02
每层塔板上的开孔面积A0为
A0Aa0.1010.380.384m2 气体通过筛孔的气速为 u0
VS1.29
3.36m/s A00.384
七、筛板的流体力学验算
1.气体通过筛板压降相当的液柱高度hP
依式 hP
hCh1h
⑴干板压降相当的液柱高度hc,计算如下 依d01.67,査图得C00.78
15
hc0.051(0.051(
u02v
)()C0L
14.6522.84)()0.84800.49
0.0277m
⑵气体通过板上液层压降相当的液柱高度h1,计算如下: ua
VSA0.249
.2490.0213
0.91m/s
TAf0 FauaV1.53 由图查取板上液层充气系数00.61 h10hL0(hWhOW)0.0366 ⑶克服液体表面张力压降相当的液柱高度h
依式 h4420.46103
9.810.005
0.0021m Lgd0808.23 气体通过每层塔板的液柱高度hP可按下式计算: hP0.0550.03660.0020120.0658m 气体通过每层塔板的压降为:
PPhpLg0.0658808.499.81521Pa0.7kPa(设计允许值)
2.雾沫夹带量eV的验算
e.7106
V
5
(
ua
Hh)3.2
Tf
5.7106 20.46103
(0.9510.42.50.15
)3.2
0.0168kg液/kg气0.1kg液/kg气 故在设计负荷下不会发生过量雾沫夹带。
16
3.漏液的验算
对筛板塔,漏液点气速uOW可由式(5-25)计算:
uOW4.4C0(0.00560.13hLh)L/v
7.1m/s 稳定系数为 K
u014.65
1.57(1.5) uOW7.108
故在本设计中无明显漏液。
4.液泛验算
为防止塔内发生液泛,降液管内液层高Hd应服从如下关系: Hd(HThw) 依式计算,即HdhphLhd hd0.153(
LS20.0032
)0.153()20.00098m lwh00.9240.0433
HdhPhLhd0.04680.060.000980.205m 苯-甲苯物系属一般物系,取0.5,则 (HTHW)0.5(0.40.0504)0.2252m 故Hd(HTHW),在设计负荷下不会发生泛液。
根据以上塔板的各项流体力学的验算,可认为精馏段塔径及各工艺尺寸是
合适的。
八、塔板负荷性能图
1.漏液线
漏液线,又称气相负荷下限线。气相负荷低于此线将发生严重的漏液现象,气、液不能充分接触,使塔板效率下降。
17
uOW4.4C0(0.00560.13hLh)L/V
uOW
2 Vs,min
,hLhwhow0.050.704LS3
A0
代入原式得
VS,minA0
2
808.45
4.40.780.00560.13(0.05040.704LS3)0.002012
2.92
已算出A00.135m2,代入整理得 VS,min0.779LS
在操作范围内,任取几个Ls值,依上式计算出Vs值,计算结果列于下表。
由此表数据即可作出漏液线1。
23
2.雾沫夹带线
当气相负荷超过此线时,液沫夹带量过大,使塔板效率大为降低。对于精馏,一般控制ev≤0.1kg液/kg气。以ev=0.1kg液/kg为限,求Vs-Ls关系如下: ev
5.7106
ua
)3.2
HThf
(
由 ua
VSVS
0.7VS
ATAf1.53860.1111
2
3600LS33
) hf2.5(hWhOW)2.5HW2.8410E(lW
近似取E1.0,hW0.05m,lW0.924m
2233600LS3
)0.1251.76LS3 hf2.50.05042.8410(0.924
取雾沫夹带极限值eV0.1kg液/kg气,已知20.46103N/m,
18
HT0.4m,代入原式得:
0.7VS5.761063.2
0.1 ()32
20.46100.40.1251.76L3
S 整理得 VS0.161.03LS
在操作范围内,任取几个Ls值,依上式计算出Vs值,计算结果列于下表。
可作
2。
23
由此表数据即出液沫夹带线
3.液相负荷下限线
液相负荷低于此线,就不能保证塔板上液流的均匀分布,将导致塔板效率下降。 对于平直堰,取堰上液层高度how0.006m作为最小液体负荷标准。由式(5-7)得
how
2.843600LS,min3
E() 1000lW
22
2.843600LS,min3
() 取E=1,则 0.006
10000.924
整理上式得 LS,min12.66104m3/s
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
该线又称降液管超负荷线。液体流量超过此线,表明液体流量过大,液体在降液管内停留时间过短,进入降液管的气泡来不及与液相分离而被带入下层塔板,造成气相返混,降低塔板效率。
以4s作为液体在浆液管中停留时间的下限,由式(5-9)得 LS,max
HTAf
0.40.1111
0.01111m3/s 4
19
据此可作出与气体流量无关的垂直液相负荷上限线4。
5.液泛线
若操作的气液负荷超过此线时,塔内将发生液泛现象,使塔不能正常操作。液泛可分为降液管液泛和液沫夹带液泛两种情况,在浮阀塔板的流体力学验算中通常对降液管液泛进行验算。为使液体能由上层塔板顺利地流入下层塔板,降液管内须维持一定的液层高度Hd
联立式得 (HTHW)hPhWhOWhd 近似取E1.0,lW0.924m,由式 hOW
3600LS33600LS3
2.84103E()2.84103()
lW0.405
2
3
2
2
故 hOW0.7032LS hPhCh1h hC0.051(
u02VV)()0.051(S)2V C0LC0A0L
2
0.01665VS
2
3
23
h10(hWhOW)0.6(0.05040.7032LS)0.030240.4219LS
h0.002069m(已算出)
故 hP0.01665VS0.030240.4219LS0.002069 0.0320.01665VS0.4219LS hd0.153(
LSLS2
)20.153()295058LS lWh00.9240.0433
2
2
3
2
23
将HT0.4m、hW0.0504m、0.5以及以上式代入得:
2
23
23
0.5(0.40.0504)0.03220.01665VS0.4219LS0.05040.7032LS95.5
整理得下式:
8.5868.17ls5740.51ls2vs2
在操作范围内,任取几个Ls值,依上式计算出Vs值,计算结果列于下表:
由此表数据即可作出液泛线5
23
6.操作线
由LS,min12.66104m3/s,LS,max0.01111m3/s,及LS与VS之间的关系可作出筛板塔的负荷性能图:
Y Vs m/s
3
3
X LS m/s
在负荷性能图上,作出操作点A,连接OA,即作出操作线。由图可看出,该筛
板上限为液泛控制,下限为漏液控制。由图查得 故操作弹性为
VS,maxVS,min
0.01111
8.776
0.001266
九、设计一览表
十、操作方案的说明:
本设计任务为分离苯—甲苯混合物。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,降原料液通过预热器加热至泡点后送入精馏塔内。塔顶上升蒸汽采用全凝器冷凝。冷凝器在泡点下一部分回流到塔内,其余部分经产品冷却器冷却后送入储罐。该物系属于易分离物系,最小回流比较小,故操作回流比去最小回流比的两倍。塔釜采用间接蒸汽加热,塔底产品冷却送到储罐。
附表
表 1 苯和甲苯的物理性质
表 2 常压下苯-甲苯的气液平衡数据
表3 Antoine 常数值
表4 苯与甲苯的液相密度
表
5 液体表面张力
表6 液体粘度
表
7 液体汽化热
总结
通过本次课程设计,培养学生多方位、综合地分析考察工程问题并独立解决工程实际问题的能力,要科学、合理、有创新地完成一项工程设计,往往需要各种数据和相关资料。
因此,资料、文献和数据的查找、收集是工程设计必不可少的基础工作。工程的设计计算能力和综合评价的能力。为了使设计合理要进行大量的工艺计算和设备设计计算。本设计包括塔板结构和附属设备的结构计算。工程设计表达能力。工程设计完成后,往往要交付他人实施或与他人交流。
因此,在工程设计和完成过程中,都必须将设计理念、理想、设计过程和结果用文字、图纸和表格的形式表达出来。
参考文献
[1]王国胜. 化工原理课程设计[M]. 大连:大连理工大学出版社,2005. [2]大连理工大学.化工原理[下].大连:高等教育出版社,2009. [3]陈敏恒.化工原理[下]. 北京:化学工业出版社,2006. [4]杨同舟.食品工程原理.北京:中国农业出版社,2001.
[5]匡国柱,史启才. 化工单元过程及设备课程设计[M]. 北京:化学工业出版社,2005
[6] 贾绍义,柴诚敬. 化工原理课程设计[M]. 大连:天津大学出版社,2005 [7]《化工原理课程设计》,化工原理教研室 [8]姚玉英主编,《化工原理》(上册),新版.天津:天津大学出版社,1999.8 [9]《化工设计设计基础》,上海科学技术出版社 [10]《化工设备设计基础》,编写组编,1987年6月版 [11]《塔设备》,工设备设计全书编辑委员会,上海科学技术出版社化,1988.