精餾塔塔設(shè)計及相關(guān)計算

1、板式精餾塔設(shè)計任務(wù)書板式精餾塔的設(shè)計選型及相關(guān)計算設(shè)計計算滿足生產(chǎn)要求的板式精餾塔，包括參數(shù)選定、塔主題設(shè)計、配套設(shè)計及相關(guān)設(shè)計圖2011 Administrator09級化工2班xx2011/12/1目 錄板式精餾塔設(shè)計任務(wù)3一設(shè)計題目3二操作條件3三塔板類型3四相關(guān)物性參數(shù)3五設(shè)計內(nèi)容3設(shè)計方案5一設(shè)計方案的思考6二工藝流程6板式精餾塔的工藝計算書7一設(shè)計方案的確定及工藝流程的說明二全塔的物料衡算三塔板數(shù)的確定四塔的精餾段操作工藝條件及相關(guān)物性數(shù)據(jù)的計算五精餾段的汽液負(fù)荷計算六塔和塔板主要工藝結(jié)構(gòu)尺寸的計算七塔板負(fù)荷性能圖篩板塔設(shè)計計算結(jié)果22附屬設(shè)備的的計算及選型25設(shè)計感想26 苯-氯

2、苯精餾塔的工藝設(shè)計一 設(shè)計題目苯-氯苯連續(xù)精餾塔的設(shè)計二. 設(shè)計任務(wù)及操作條件1. 進(jìn)精餾塔的原料液含苯38%（質(zhì)量%，下同），其余為氯苯；2. 產(chǎn)品含苯不低于97%，釜液苯含量不高于2%；3. 生產(chǎn)能力為96 噸/day（24h）原料液。4. 操作條件（1） 塔頂壓強(qiáng)4kPa（表壓）；（2） 進(jìn)料熱狀態(tài)自選；（3） 回流比自選；（4） 塔底加熱蒸汽壓力：0.5MPa（5） 單板壓降 0.7kPa。二操作條件1.塔頂壓強(qiáng)4kPa（表壓）；2.進(jìn)料熱狀況，自選；3.回流比，自選；4.塔底加熱蒸汽壓力0.5MPa(表壓)；5.單板壓降不大于0.7kPa；三. 設(shè)備形式：篩板塔四. 有關(guān)物性參數(shù)相對

3、分子質(zhì)量：苯：78.11； 氯苯：112.56序號12345678910111213溫度/K404.85401.15394.15389.55384.45379.55374.05370.05365.95360.65356.65355.35353.25X00.0350.1020.1610.2320.3150.4190.5060.6080.7550.8820.921Y00.1460.3350.4640.5750.6780.770.8280.8810.9350.970.981五. 設(shè)計內(nèi)容（一）設(shè)計方案的確定及流程說明（二）精餾塔的物料衡算（三）塔板數(shù)的確定1、理論塔板數(shù)計算2、實際塔板數(shù)計算（四）塔

4、體工藝尺寸計算1、塔徑的計算2、塔的有效高度計算（五）塔板主要工藝尺寸的計算（1）溢流裝置計算（堰長、堰高、弓形降液管寬度和截面積、降液管底隙高度）（2）塔板布置（邊緣區(qū)寬度確定、開孔區(qū)面積計算、篩孔計算及排列）（3）塔板的流體力學(xué)驗算（4）塔板的負(fù)荷性能圖（六）設(shè)計結(jié)果概要或設(shè)計一覽表（七）輔助設(shè)備選型與計算（八）繪制生產(chǎn)工藝流程圖及精餾塔的工藝條件圖（九）對設(shè)計過程的評述和有關(guān)問題的分析討論設(shè)計方案 此塔為板式塔，通體由不銹鋼制造。整個精餾塔包括：塔釜、塔節(jié)、進(jìn)料罐、進(jìn)料預(yù)熱器、塔釜液儲罐、塔頂冷凝器、回流比控制器、產(chǎn)品儲罐等。塔壓降由變送器測量，塔釜上升蒸汽量可通過采用釜液溫度或靈敏板進(jìn)

5、行控制，塔壓可采用穩(wěn)壓閥控制，并可裝載自動安全閥。為使塔身保持絕熱操作，采用現(xiàn)代化儀表控制溫度條件，并可在室溫300范圍內(nèi)任意設(shè)定。同時，為了滿足需要，每一段塔節(jié)內(nèi)的溫度、塔釜液相溫度、塔頂氣相溫度、進(jìn)料溫度、回流溫度、塔頂壓力、塔釜壓力、塔釜液位、進(jìn)料量等參數(shù)均可以數(shù)字顯示。工藝流程原料液由高位槽即原料儲罐中引出，在預(yù)熱器中預(yù)熱后送入連續(xù)板式精餾塔（篩板塔），塔頂上升蒸汽流采用強(qiáng)制循環(huán)式列管全凝器冷凝后一部分作為回流液，其余作為產(chǎn)品經(jīng)冷卻至后送至產(chǎn)品槽；塔釜采用熱虹吸立式再沸器提供氣相流，塔釜殘液送至廢熱鍋爐。苯-氯苯板式精餾塔的工藝計算書一設(shè)計方案的確定及工藝流程的說明 本設(shè)計任務(wù)為分離苯

6、-氯苯混合物。對于二元混合物的分離，應(yīng)采用連續(xù)精餾過程。設(shè)計中采用泡點進(jìn)料，將原料液通過預(yù)熱器加熱至泡點后送入精餾塔內(nèi)。塔頂上升蒸汽采用全凝器冷凝，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2倍。塔釜采用間接蒸汽加熱，蒸汽流量由控制器控制，塔底產(chǎn)品經(jīng)冷卻后送至儲罐。塔主體設(shè)計設(shè)計任務(wù)及操作條件：1. 進(jìn)精餾塔的原料液含苯38%（質(zhì)量%，下同），其余為氯苯；2. 產(chǎn)品含苯不低于97%，釜液苯含量不高于2%；3. 生產(chǎn)能力為96 噸/day（24h）原料液。4. 操作條件（1） 塔頂壓強(qiáng)4kPa（表壓）；（2）

7、 進(jìn)料熱狀態(tài)泡點進(jìn)料；（3） 回流比自選；（4） 塔底加熱蒸汽壓力：0.5MPa（5） 單板壓降 0.7kPa。根據(jù)設(shè)計要求可得：輕組分摩爾分?jǐn)?shù)：進(jìn)料原液：xf=38%/m苯38/%m苯+62%/m氯苯=38%/78.1138%/78.11+62%/112.56=46.9%同理可求 塔頂產(chǎn)品xD97.6%； 塔釜xW2.9%平衡曲線的確定：1.根據(jù)苯-氯苯的相平衡數(shù)據(jù)作圖序號12345678910111213溫度404.85401.15394.15389.55384.45379.55374.05370.05365.95360.65356.65355.35353.25X00.0350.1020.

8、1610.2320.3150.4190.5060.6080.7550.8820.921Y00.1460.3350.4640.5750.6780.770.8280.8810.9350.970.981由于泡點進(jìn)料xe=xf=0.469yq=ye；xq=xe由圖查得yf=0.805回流比：利用公式RminRmin+1=xD-yqxD-xq 可求得Rmin=0.509取R=2Rmin=1.18平均摩爾質(zhì)量： MF 78.11×0.469(10.469)×112.5696.40kg/kmol MD 78.11×0.976(10.976)×112.5678.94kg

9、/kmol MW 78.11×0.029(10.029)×112.56111.56kg/kmol由于生產(chǎn)能力為96 噸/day（24h）原料液。即為F=96 噸/day=4000kg/h; F=4000/96.40=41.49Kmol/h0.38F'0.97D'0.02W'F'D'W'解得D'=1515.79W'=2484.21所以D=1515.79/78.94=19.21 Kmol/h;W=2484.21/111.56=22.27K mol/h由此可得精餾塔的汽、液相負(fù)荷L=RD=1.18×19.2

10、1=22.67 kmol/hV=(R+1)D=(1.18+1)×19.21=41.88 kmol/hL=L+F=22.67+41.49=64.16 kmol/hV=V=41.88 kmol/h進(jìn)而可求操作線方程：精餾段：y=RR+1x+xDR+1=1.181.18+1x+0.9761.18+1=0.541x+0.448 提留段： y'=L'V'x'-WV'xW=64.1641.88x'-22.2741.880.029=1.53x+0.0154查化學(xué)化工物性數(shù)據(jù)手冊80時苯蒸汽壓：pA。=110kpa; 氯苯蒸汽壓：pB。=19.66;k

11、pa140時苯蒸汽壓：pA=480kpa; 氯苯蒸汽壓： pB=126.1kpa;可求1=pA。pB。=11019.66=5.60； 2=pApB=480.2126.1=3.81（1+2）×12=5.6+3.81×12=4.705可以確定在4.705左右。將進(jìn)料點帶入平衡方程y=x1+(-1)x其中y=0.805,x=0.469；解得=4.674因此相平衡方程為y=4.674x1+(4.674-1)x理論塔板數(shù)的確定：現(xiàn)已知：精餾段：y=0.541x+0.448提留段： y'=1.53x+0.0154相平衡方程：y=4.674x1+4.674-1x x=y4.674

12、-（4.674-1）y由此進(jìn)行逐板法求理論塔板數(shù)：(設(shè)塔頂處為第一塊板向塔釜標(biāo)注)xD=0.976所以第一塊板：y1=xD=0.976 x1=y4.674-（4.674-1）y=0.9764.674-（4.674-1）×0.976=0.897第二塊板：y2=0.541x1+0.448=0.541×0.897+0.448=0.933 x2=y24.674-（4.674-1）y2=0.9334.674-（4.674-1）×0.933=0.749依次計算列入下表：板數(shù)yx備注10.9760.897精餾段20.9330.749精餾段30.8530.555精餾段40.748

13、0.389提留段50.6100.251提留段60.3990.124提留段70.2060.052提留段80.0960.022提留段90.0490.011第4塊板進(jìn)料經(jīng)作圖法驗證理論塔板數(shù)為8塊基本合理塔頂、塔釜、進(jìn)料板溫度及其他物性參數(shù)的計算內(nèi)差法計算溫度：根據(jù)查得的氣液平衡與溫度關(guān)系表塔 頂：1-0.92353.25-355.35=1-0.976353.25-tD 解得tD=353.880K=80.730進(jìn)料板：0.506-0.419370.05-374.05=0.506-0.469370.05-tF 解得tF=371.751K=98.601塔 釜：0.035-0401.15-404.85=0

14、.035-0.029401.15-tW 解得tW=401.314K=128.164同理用內(nèi)差法查各處粘度、密度及表面張力：各溫度下參數(shù)（化學(xué)化工物性參數(shù)手冊）80.000 100.000 120.000 140.000 密度kg/m3苯815.000 792.500 768.900 744.100 氯苯1042.000 1091.000 996.400 972.900 粘度mPa*s苯0.308 0.255 0.215 0.184 氯苯0.428 0.363 0.313 0.274 表面張力（mN/m）苯21.270 18.850 16.490 14.170 氯苯23.750 21.570 1

15、9.420 17.320 用內(nèi)差法計算得：溫度/tD=80.730tF=98.601tW=128.164t塔=104.497t精=89.67密度kg/m3苯814.179794.151758.777774.206 804.121 氯苯1043.7891097.617986.8071017.671 1030.880 粘度mPa*s苯0.3060.2580.2020.224 0.282 氯苯0.4260.3660.2970.324 0.397 表面張力（mN/m）苯21.18219.01515.54317.021 20.100 氯苯23.67021.72018.56319.903 22.696 全

16、塔平均溫度為：（80.730128.164）÷2=104.497=0.224×0.4960.324×0.504=0.274mPa*s實際塔板數(shù)：×=4.674×0.274=1.281 mPa*s查塔效率關(guān)聯(lián)圖得:ET=43%;E0=0.49()-0.245=0.49×(4.674×0.274)-0.245=0.461實際塔板數(shù)為：N=NTE0=80.461=17.35；所以實際塔板數(shù)為18塊。精餾段平均物性參數(shù)：由上表參數(shù)進(jìn)行如下計算精餾段平均壓強(qiáng)取每層塔板壓降為0.7kPa計算。塔頂： pD=101.3+4=105.3kP

17、a加料板：pF=105.3+0.7×3=107.1kPa平均壓強(qiáng)pm=(105.3+107.1)÷2=106.2kPa精餾段平均溫度已經(jīng)求得平均溫度為：tm=（80.73098.601）÷2=89.67平均分子量 MLF 78.11×0.469(10.469)×112.5696.40kg/kmol MVF 78.11×0.805(10.805)×112.5684.82kg/kmol MLD 78.11×0.897(10.897)×112.5681.66kg/kmol MVD 78.11×0.97

18、6(10.976)×112.5678.94kg/kmol精餾段：MLm=96.40+81.66÷2=89.03kg/kmol MVm=84.82+78.94÷2=81.88kg/kmol精餾段平均密度液相平均密度塔頂：1D=0.98814.179+0.021043.789 可得D=817.78kg/m3進(jìn)料板： 1F=0.621097.617+0.38794.151 可得F=958.44kg/m3精餾段：Lm=817.78+958.44÷2=888.11kg/m3汽相平均密度 Vm=pmMVmRTm=106.2×81.888.314×

19、(273.15+89.67)=2.88kg/m3精餾段液體的平均表面張力塔頂：1=21.182mN/m; 2=23.670mN/mm1=1x1+2x2=21.182×0.976+23.670×1-0.976=21.242mN/m; 進(jìn)料板：3=19.015mN/m; 4=21.720mN/mm2=3x3+4x4=19.015×0.469+21.720×1-0.469=20.451mN/m;精餾段：m=m1+m2÷2=21.242+20.451÷2=20.85mN/m氯苯的汽化潛熱：純組分的汽化潛熱與溫度的關(guān)系式：（氯苯的臨界溫度：）（

20、常壓沸點下的汽化潛熱為35.3×103kJ/kmol。）液體的平均粘度塔頂： 1=0.306mPa*s； 2=0.426mPa*sm1=1x1+2x2=0.306×0.976+0.426×1-0.976=0.309mPa*s; 進(jìn)料板：3=0.258mN/m; 4=0.366mN/mm2=3x3+4x4=0.258×0.469+0.366×1-0.469=0.315mPa*s;精餾段：m=m1+m2÷2=0.309+0.315÷2=0.312mPa*s塔和塔板主要工藝尺寸的設(shè)計：氣液相負(fù)荷的計算：汽相摩爾流率V=R+1D=1

21、.18+1×19.21=41.88kmol/h汽相體積流量Vs=VMVm3600Vm=41.88×81.883600×2.88=0.331m3/s汽相體積流量Vh=0.331×3600=1190.67m3/h液相回流摩爾流率L=RD=1.18×19.21=22.67液相體積流量Ls=LMVm3600Vm=22.67×81.883600×888.11=0.00058m3/s液相體積流量Lh=0.00058×3600=2.088m3/h塔直徑D的確定：設(shè)板間距HT=600mm 液層高度：hL=70mmFL,V=LsVs

22、LV=0.000580.331888.112.88=0.0308查泛點關(guān)聯(lián)圖：C20=0.125 C=C20(/20)0.2=0.125×(20.8520)0.2=0.126u泛=CL+VV=0.126888.11-2.882.88=2.209m/su=0.7u泛=0.7×2.209=1.546m/sD=4VSu=4×0.3313.14×1.546=0.522m圓整后D=600mm; 操作氣速u=1.171m/s塔高：（人孔取700mm）H=(3-1)×600+(5-1)×600+700=4300mm=4.3m塔板設(shè)計：采用單流型塔板

23、溢流裝置：溢流堰：堰長lw=0.7D=0.7×0.550=0.385m此時Lhlw=2.0880.385=5.423<100故成立堰高h(yuǎn)whow=2.841000×1×2.0880.38523=0.009mhw=hL-how=70-9=61mm降液管：降液管寬lwD=0.3850.600=0.642; 查表得AfAT=0.06; WDD=0.125AT=0.25×3.14×0.62=0.2826m2; D=0.6m所以可求得：Af=0.0170m2； WD=0.075m=AfHTLS=0.0170×0.6000.00058=17

24、.58s>5s 降液管高度：h0=hw-0.01=0.061-0.01=0.051m 在0.020.25之間滿足要求塔板設(shè)計塔板布置開孔面積：Aa=xr2-x2+180r2sin-1xr x=D2-(wd+wc) r=D2-wc據(jù)經(jīng)驗值取wc=0.05m D=0.600m 代入上式r=0.600÷2-0.05=0.25m;x=0.600÷2-0.075+0.05=0.175mAa=0.250.252-0.1752+1800.252sin-10.1750.25=0.125m2據(jù)經(jīng)驗值：安定區(qū)Ws=70mm 無效區(qū)wc=50m篩孔：據(jù)經(jīng)驗值取：孔徑d0=5mm 孔間距t=

25、2.4d0則t=12mm開孔率：=A0Aa 取=0.15篩孔數(shù)目：n=1158×103t2Aa=1158×103122×0.125=1006個開孔面積：A0=n4d02=1006×3.144×0.0052=0.0197驗證：=A0Aa=0.01970.125=0.157基本符合篩孔氣速：u0=VsA0=0.3310.0197=16.80m/s 篩板流體力學(xué)驗算：塔板壓降：板厚度取=3mm d0=43=1.33 查得C0=0.98hf=hd+hlhd=12gu0C02vL=12×9.8116.800.9822.88888.11=0.04

26、86mhf=(hw+how) Fa=VsAT-2Afv0.5=0.3310.2375-2×0.01702.880.5=2.760查得=0.525 hf=hw+how=0.525×0.07=0.036 hf=hd+hl=0.0486+0.036=0.08m液柱即0.08×9.81×888.1=696pa液沫夾量ev=5.7×10-6uaHT-2.5(hw+how)3.2=0.022<0.1基本符合漏液點氣速校核uow=4.4C0(0.0056+0.13hL-h)Lv h=4Lgd0=4×0.002085888.11×9.

27、81×0.04=2.39×10-5muow=4.4×0.94(0.0056+0.13×0.006-2.39×10-5)888.112.88=5.79m/sk=u0uow=26.275.79=4.5>2 基本符合停留時間核算：=AfHTLS=0.0170×0.6000.00058=17.58s>5s塔板負(fù)荷性能圖：液沫夾帶線令ev=5.7×10-6uaHT-2.5(hw+how)3.2=0.1ua=qvAT-2Af=qv0.2375-2×0.02018how=2.841000×1×ls

28、lw23得下表序號1234567Vs0.00010.00030.00050.00070.00090.00120.0016Ls0.46400.44880.43700.42670.41730.40450.3889液泛線令Hd=(HT+hw)設(shè)qv則hf=0.153lslwh02how=2.841000×1×lslw23 hL=hw+how hl=(hw+how)Hd=HT+hw=hf+hL+hf 得 hf則hd=hf-hl由于hd=12gu0C02vL則可得u0u0A0=qv則可求vs得下表序號1234567Vs0.00010.00030.00050.00070.00090.0

29、0120.0016Ls0.51680.50550.49540.48520.47470.45760.4315液相上線=AfHTLS=5s可求不同LS值漏液線設(shè)qv則how=2.841000×1×lslw23 hL=hw+how uow=4.4C0(0.0056+0.13hL-h)Lv 由于hd=12gu0C02vL則可得u0u0A0=qv則可求vs得下表序號1234567Vs0.00010.00030.00050.00070.00090.00120.0016Ls0.15620.15890.16090.16270.16430.16650.1691液相下線得下圖操作彈性：Vs,m

30、axVs,min=0.3380.200=1.69精餾塔的設(shè)計計算結(jié)果匯總一覽表項 目符 號單 位計 算 結(jié) 果精餾段提餾段平均壓強(qiáng)PmkPa106.2平均溫度tm89.67-平均流量氣相m3/s0.331-液相m3/s0.00058-實際塔板數(shù)塊18板間距m0.6塔段的有效高度Hm4.3塔徑Dm0.6空塔氣速um/s1.171塔板液流型式單流型溢流裝置溢流管型式弓形堰長m0.385堰高m0.061溢流堰寬度m0.075底隙高度m0.051板上清液層高度m0.06孔徑mm5孔間距mm12孔數(shù)n個1006開孔面積A0m20.0197篩孔氣速m/s16.80塔板壓降kPa0.696液體在降液管中的停留時間S17.58降液管內(nèi)清液層高度m0.0486霧沫夾帶kg液/kg氣0.022負(fù)荷上限霧沫夾帶控制負(fù)荷下限漏液控制氣相最大負(fù)荷m3/s0.338氣相最小負(fù)荷m3/s0.200操作彈性1.69項 目符 號單 位計