化工原理课程设计-(筛板)

1苯－甲苯（苯－氯苯）二元体系筛板精馏塔设计1前言（每人不能相同）1.1设计目的/意义1.2塔设备简介2设计说明书2.1流程简介图1-1精馏过程流程图2.2工艺参数选择23工艺计算3.1物料衡算F=D+WFXF=DXD+WXWDXD/FXF=η得：D=Kmol/hW=Kmol/hXW=3.2理论塔板数的计算3.2.1查找各体系的汽液相平衡数据苯－甲苯气液相平衡见《化工原理》P483附表20（2）苯－氯苯汽液相平衡数据见附录3.2.2平衡线方程：理想体系：计算每一点的α，取平均值NN....21平衡线方程：y=αx/[1+(α-1)x]非理想体系分段计算平均α用作图法3.2.3q线方程泡点进料：q=116℃进料：查物性数据：（查物理化学手册或化工原理附录）易挥发组分比热c1＝kJ/kgK难挥发组分比热c2＝kJ/kgK易挥发组分汽化潜热r1＝kJ/kgK难挥发组分汽化潜热r2＝kJ/kgK进料温度t1＝℃进料组成对应的泡点温度t2＝℃（根据进料组成查平衡数据）∴平均r=zfr1*分子量M轻组分+(1-zf)r2*分子量M重组分=kJ/mol平均cp=zfc1*分子量M轻组分+(1-zf)c2*分子量M重组分=kJ/KmolKq=（参考p310习题11）计算q线方程：11qxxqqyF3.2.4回流比取R=（1.1-1.8）Rmin最小回流比Rmin＝回流比R=3.2.5操作线方程精馏段操作线方程为:1111nnDRyxxRR提馏段操作线方程为:WmmxWqFLWxWqFLqFLy''13.2.6理论板数的计算（逐板计算或作图法）精馏段理论板数=，第块为进料板提馏段=总理论板数NT=33.3实际塔板数的计算3.3.1全塔效率ET由O’connel关联图查得全塔效率ET，见《化工原理》P347，图8-32平均粘度的计算：各组分在平均塔温下的粘度线性加和得到μav=μ1xF1+μ2（1－xF1）3.3.2实际板数NENE=NT/ET表3-1计算数据汇总F=D=W=Rmin=R=NT=NE=Q预热器=Q冷凝器=Q再沸器=精馏段提馏段气相流率（kmol/h）气相流率（kmol/s）液相流率（kmol/h）液相流率（kmol/s）4塔的结构计算板式塔主要尺寸的设计计算，包括塔高、塔径的设计计算，板上液流形式的选择、溢流装置的设计，塔板布置、气体通道的设计等工艺计算。板式塔为逐级接触式的气液传质设备，沿塔方向，每层板的组成、温度、压力都不同。设计时，分别计算精馏段、提馏段平均条件下的参数作为设计依据，以此确定塔的尺寸，然后再作适当调整，但应尽量保持塔径相同，以便于加工制造4.1混合组分的平均物性参数的计算4.1.1平均分子量的计算（1）塔顶的平均分子量（x1为与y1=XD平衡的液相组成）MVDM=XD×M轻组分+（1－XD）×M重组分MLDM=x1×M轻组分+（1－x1）×M重组分（2）进料板的平均分子量进料板对应的组成Xn和yn(进料板对应的组成由逐板计算得到，n值各人不同)]MVFM=yn×M轻组分+（1－yn）×M重组分MLFM=Xn×M轻组分+（1－Xn）×M重组分（3）塔底的平均分子量（yw为与xw平衡的气相组成）MVWM=yw×M轻组分+（1－yw）×M重组分MLWM=xw×M轻组分+（1－xw）×M重组分（4）精馏段、提馏段的平均分子量精馏段平均分子量MLM=(MLDM+MLFM)/2=MVM=(MVDM+MVFM)/2=4提馏段平均分子量M’LM=(MLWM+MLFM)/2=M’VM=(MVWM+MVFM)/2=4.2.2平均密度的计算（1）液相平均密度查物性数据：易挥发组分密度ρ1＝Kg/m3难挥发组分密度ρ2＝Kg/m3塔顶易挥发组分质量百分比a1＝（将XD换算成质量分率）进料易挥发组分质量百分比a2＝（将Xn换算成质量分率）塔底易挥发组分质量百分比a3＝（将Xw换算成质量分率）塔顶液相密度：ρLD＝1/[a1/ρ1+(1-a1)/ρ2]=Kg/m3进料液相密度：ρLF＝1/[a2/ρ1+(1-a2)/ρ2]=Kg/m3塔底液相密度：ρLW＝1/[a3/ρ1+(1-a3)/ρ2]=Kg/m3精馏段的平均液相密度：ρLM＝(ρLD+ρLF)/2=Kg/m3提馏段的平均液相密度：ρ’LM＝(ρLF+ρLW)/2=Kg/m3（2）汽相平均密度根据塔顶组成查平衡数据计算塔顶温度TD=℃根据进料板组成查平衡数据计算进料板温度TF＝℃根据塔底组成查平衡数据计算塔底温度TW＝℃精馏段：TM=（TF+TD）/2=ρVM＝PMV/RTM=Kg/m3提馏段：T’M=（TF+TW）/2=ρ’VM＝PM’V/RT’M=Kg/m3表4-1塔内气液流率汇总精馏段提馏段气相流率（m3/s）气相流率（kg/s）液相流率（m3/s）液相流率（kg/s）4.2塔高的计算①板式塔的有效高度是指安装塔板部分的高度，可按下式计算：(1)TTTNZHE式中Z——塔的有效高度，m；ET——全塔总板效率；NT——塔内所需的理论板层数；HT——塔板间距，m。①HT的初选选取时应考虑塔高、塔径、物系性质、分离效率、操作弹性及塔的安装检修等因素。由表4-1列出的塔板间距的经验数值选取。表4-2塔板间距与塔径的关系塔径/D，m0.3～0.50.5～0.80.8～1.61.6～2.42.4～4.0板间距/HT，mm200～300250～350300～450350～600400～6005化工生产中常用板间距为：200，250，300，350，400，450，500，600，700，800mm。在决定板间距时还应考虑安装、检修的需要。例如在塔体人孔处，应留有足够的工作空间，其值不应小于600mm。（以下均要分别计算精馏段、提馏段的结构）4.3塔径的计算计算塔径的方法有两类：一类是根据适宜的空塔气速，求出塔截面积，即可求出塔径。另一类计算方法则是先确定适宜的孔流气速，算出一个孔（阀孔或筛孔）允许通过的气量，定出每块塔板所需孔数，再根据孔的排列及塔板各区域的相互比例，最后算出塔的横截面积和塔径。本次数据采用第一种方法。4.3.1初步计算塔径板式塔的塔径依据流量公式计算，即4sVDu式中D——塔径m；Vs——塔内气体流量m3/s；u——空塔气速m/s。计算塔径的关键是计算空塔气速u。设计中，空塔气速u的计算方法是，先求得最大空塔气速umax，然后根据设计经验，乘以一定的安全系数，即max(0.6~0.8)uu最大空塔气速umax可根据悬浮液滴沉降原理导出，其结果为maxLVVuC式中umax——允许空塔气速，m/s；ρV，ρL——分别为气相和液相的密度，kg/m3；C——气体负荷系数，m/s，对于浮阀塔和泡罩塔可用下图确定；6图4-1史密斯关联图图中HT——塔板间距，m；hL——板上液层高度，m；V,L——分别为塔内气、液两相体积流量，m3/s；ρV，ρL——分别为塔内气、液相的密度，kg/m3上图中的气体负荷参数C20仅适用于液体的表面张力为0.02N/m，若液体的表面张力为6N/m，则其气体负荷系数C可用下式求得：2.020)02.0(CC所以，初步估算塔径为：uVD785.0/其中，u——适宜的空塔速度，m/s。由于精馏段、提馏段的汽液流量不同，故两段中的气体速度和塔径也可能不同。在初算塔径中，精馏段的塔径可分别按精馏段、提馏段的平均物理参数计算。4.3.2塔径的圆整目前，塔的直径已标准化。所求得的塔径必须圆整到标准值。塔径在1米以下者，标准化先按100mm增值变化；塔径在1米以上者，按200mm增值变化，即1000mm、1200mm、1400mm、1600mm……4.4塔板结构参数的确定4.4.1溢流装置的设计溢流装置包括降液管、溢流堰、授液盘等几个部分，是液体的通道，其结构和尺寸对塔的性能有着重要影响。A降液管截面积AdB溢流堰包括堰高hw、堰长lw及howC受液盘和底隙h0核算：ub=Ls/(Lw.h0)0.3~0.5m/s7图4-2溢流装置图4-3塔盘布置4.4.2塔盘布置（如图4-3）A受液区或降液区均为Af的计算式计算B入口安定区和出口安定区Ws＝50~100mmC边缘区Wc25~50mmD有效传质区：塔板上布置有筛孔的区域，称有效传质区，面积为Aa4.4.3筛孔数及排列并计算开孔率5精馏塔的流体力学性能验算5.1分别核算精馏段、提留段是否能通过流体力学验算1.气体通过筛板的压强降hp允许压降2.液沫夹带校核一般规定，液沫夹带量ev≥0.1kg液/kg干气属过量液沫夹带，为不正常操作状况3溢流液泛条件的校核WdTHHh对于一般物系，值可取0.5，对于不易起泡物系，值约为0.6～0.7，对于易起泡物系，可取值0.3～0.4。4液体在降液管内停留时间的校核（最大液流量）r8式中Ls——液相体积流量，m3/s。τ值应根据不同液体的性质在3至5秒内定值。5漏液限（最小气量）001.5~2.0wukuu0—设计孔速uow－漏液点孔速5.2分别作精馏段、提留段负荷性能图（1）负荷性能图的其它几条曲线的依据分别是:①雾沫夹带线以eV0.1kg液/kg气时，相应塔径D对应的泛点率计算(泛点率值大者)。②液泛线以HD=Φ(HT+Hw)为限。③液相负荷上限线全塔LS,max在降液管中停留时间=3－5s时求出。④漏液线见上面5.⑤液相负荷下限线以堰上液层高度how=0.006m计。☆注意：画出负荷性能图的五条线后，还应标出操作点、画出操作线、计算操作弹性以及注明控制气相的上限量的是哪一条线表4-3塔结构参数汇总精馏段提留段塔径降液管面积。。。。。。。。。。。。9。。。。。。6塔的总体结构6.1塔体总高度板式塔的塔体总高度（不包括裙座）由下式决定：'(2)DpTTFBHHNSHSHHH(5-1)式中HD——塔顶空间，m；HB——塔底空间，m；HT——塔板间距，m；HT’——开有人孔的塔板间距，m；HF——进料段高度，m；Np——实际塔板数；S——人孔数目（不包括塔顶空间和塔底空间的人孔）。6.2塔板结构塔板类型按结构特点可分为整块式或分块式两种。一般，塔径从300～900mm时采用整块式塔板；当塔径在800mm以上时，人已能在塔内进行拆装操作，无须将塔板整块装入。并且，整块式塔板在大塔中刚性也不好，结构显得复杂，故采用分块式塔板；塔径在800～900mm之间，设计时可按便于制造、安装的具体情况选定。7辅助设备的选择表7-1换热器结果列表换热器名称介质温度，℃进出塔顶冷凝器壳程管程循环冷凝水1240塔底再沸器管程泡点泡点+4℃壳程蒸汽168℃168℃7.1预热器的热量衡算107.2塔顶冷凝器的选择查第四章传热表4-8（K值得大致范围）：取总传热系数K=W/m2℃rD=r1×y1+r2×(1-y1)Q=(R+1)DrDQ=WcCpc(t1-t2)换热器面积A=m2选型：将计算出的换热器面积作为公称面积，在附录中选择换热器型号，并列出所选择的换热器的参数。7.3塔底再沸器的选择查第四章传热表4-8（K值得大致范围）：取总传热系数K‘=W/m2℃rW=r1*XW+r2*(1-XW)易挥发组分比热c1＝kJ/kgK难挥发组分比热c2＝kJ/kgK平均niipipxcc1Xi：mol分率Q‘=V’*rW+V’pcΔt=KJ/h换热器面积A‘=m2选型：将计算出的换热器面积作为公称面积，在附录中选择换热器型号，并给出所选择的换热器的参数。表7-1热量衡算汇总表7.3管道设计与选择（要求圆整成标准管径）取：液体流速uL=1~3m/s气体流速uG=10-30m/s蒸汽：u=30-50m/s公式：u=V/(π/4)di21、塔顶回流管2、塔顶蒸汽出口管3、塔顶产品出口管4、进料管5、塔釜出料管6、塔釜回流管7、塔釜产品出口管蒸气出口管中的允许气速UV应不产生过大的压降，其值可参照表7-2表7-2蒸气出口管中允许气速参照表操作压力（绝压）常压1400～6000Pa＞6000Pa蒸汽速