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1、板式精馏塔设计任务书板式精馏塔的设计选型及相关计算设计计算满足生产要求的板式精馏塔，包括参数选定、塔主题设计、配套设计及相关设计图2011 Administrator09级化工2班xx2011/12/1目 录板式精馏塔设计任务3一设计题目3二操作条件3三塔板类型3四相关物性参数3五设计内容3设计方案5一设计方案的思考6二工艺流程6板式精馏塔的工艺计算书7一设计方案的确定及工艺流程的说明二全塔的物料衡算三塔板数的确定四塔的精馏段操作工艺条件及相关物性数据的计算五精馏段的汽液负荷计算六塔和塔板主要工艺结构尺寸的计算七塔板负荷性能图筛板塔设计计算结果22附属设备的的计算及选型25设计感想26 苯-氯
2、苯精馏塔的工艺设计一 设计题目苯-氯苯连续精馏塔的设计二. 设计任务及操作条件1. 进精馏塔的原料液含苯38%（质量%，下同），其余为氯苯；2. 产品含苯不低于97%，釜液苯含量不高于2%；3. 生产能力为96 吨/day（24h）原料液。4. 操作条件（1） 塔顶压强4kPa（表压）；（2） 进料热状态自选；（3） 回流比自选；（4） 塔底加热蒸汽压力：0.5MPa（5） 单板压降 0.7kPa。二操作条件1.塔顶压强4kPa（表压）；2.进料热状况，自选；3.回流比，自选；4.塔底加热蒸汽压力0.5MPa(表压)；5.单板压降不大于0.7kPa；三. 设备形式：筛板塔四. 有关物性参数相对
3、分子质量：苯：78.11； 氯苯：112.56序号12345678910111213温度/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. 设计内容（一）设计方案的确定及流程说明（二）精馏塔的物料衡算（三）塔板数的确定1、理论塔板数计算2、实际塔板数计算（四）塔
4、体工艺尺寸计算1、塔径的计算2、塔的有效高度计算（五）塔板主要工艺尺寸的计算（1）溢流装置计算（堰长、堰高、弓形降液管宽度和截面积、降液管底隙高度）（2）塔板布置（边缘区宽度确定、开孔区面积计算、筛孔计算及排列）（3）塔板的流体力学验算（4）塔板的负荷性能图（六）设计结果概要或设计一览表（七）辅助设备选型与计算（八）绘制生产工艺流程图及精馏塔的工艺条件图（九）对设计过程的评述和有关问题的分析讨论设计方案 此塔为板式塔，通体由不锈钢制造。整个精馏塔包括：塔釜、塔节、进料罐、进料预热器、塔釜液储罐、塔顶冷凝器、回流比控制器、产品储罐等。塔压降由变送器测量，塔釜上升蒸汽量可通过采用釜液温度或灵敏板进
5、行控制，塔压可采用稳压阀控制，并可装载自动安全阀。为使塔身保持绝热操作，采用现代化仪表控制温度条件，并可在室温300范围内任意设定。同时，为了满足需要，每一段塔节内的温度、塔釜液相温度、塔顶气相温度、进料温度、回流温度、塔顶压力、塔釜压力、塔釜液位、进料量等参数均可以数字显示。工艺流程原料液由高位槽即原料储罐中引出，在预热器中预热后送入连续板式精馏塔（筛板塔），塔顶上升蒸汽流采用强制循环式列管全凝器冷凝后一部分作为回流液，其余作为产品经冷却至后送至产品槽；塔釜采用热虹吸立式再沸器提供气相流，塔釜残液送至废热锅炉。苯-氯苯板式精馏塔的工艺计算书一设计方案的确定及工艺流程的说明 本设计任务为分离苯
6、-氯苯混合物。对于二元混合物的分离，应采用连续精馏过程。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。塔顶上升蒸汽采用全凝器冷凝，冷凝液在泡点下一部分回流至塔内，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。塔釜采用间接蒸汽加热，蒸汽流量由控制器控制，塔底产品经冷却后送至储罐。塔主体设计设计任务及操作条件：1. 进精馏塔的原料液含苯38%（质量%，下同），其余为氯苯；2. 产品含苯不低于97%，釜液苯含量不高于2%；3. 生产能力为96 吨/day（24h）原料液。4. 操作条件（1） 塔顶压强4kPa（表压）；（2）
7、 进料热状态泡点进料；（3） 回流比自选；（4） 塔底加热蒸汽压力：0.5MPa（5） 单板压降 0.7kPa。根据设计要求可得：轻组分摩尔分数：进料原液：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 塔顶产品xD97.6%； 塔釜xW2.9%平衡曲线的确定：1.根据苯-氯苯的相平衡数据作图序号12345678910111213温度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由于泡点进料xe=xf=0.469yq=ye；xq=xe由图查得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平均摩尔质量： MF 78.110.469(10.469)112.5696.40kg/kmol MD 78.110.976(10.976)112.5678.94kg/kmol MW 78.110.029(10.0
9、29)112.56111.56kg/kmol由于生产能力为96 吨/day（24h）原料液。即为F=96 吨/day=4000kg/h; F=4000/96.40=41.49Kmol/h0.38F0.97D0.02WFDW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由此可得精馏塔的汽、液相负荷L=RD=1.1819.21=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
10、=41.88 kmol/h进而可求操作线方程：精馏段：y=RR+1x+xDR+1=1.181.18+1x+0.9761.18+1=0.541x+0.448 提留段： y=LVx-WVxW=64.1641.88x-22.2741.880.029=1.53x+0.0154查化学化工物性数据手册80时苯蒸汽压：pA。=110kpa; 氯苯蒸汽压：pB。=19.66;kpa140时苯蒸汽压：pA=480kpa; 氯苯蒸汽压： pB=126.1kpa;可求1=pA。pB。=11019.66=5.60； 2=pApB=480.2126.1=3.81（1+2）12=5.6+3.8112=4.705可以确定在
11、4.705左右。将进料点带入平衡方程y=x1+(-1)x其中y=0.805,x=0.469；解得=4.674因此相平衡方程为y=4.674x1+(4.674-1)x理论塔板数的确定：现已知：精馏段：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-（4.674-1）y由此进行逐板法求理论塔板数：(设塔顶处为第一块板向塔釜标注)xD=0.976所以第一块板：y1=xD=0.976 x1=y4.674-（4.674-1）y=0.9764.674-（4.674-1）0.976=0.897第二块板：y2=0.541x1
12、+0.448=0.5410.897+0.448=0.933 x2=y24.674-（4.674-1）y2=0.9334.674-（4.674-1）0.933=0.749依次计算列入下表：板数yx备注10.9760.897精馏段20.9330.749精馏段30.8530.555精馏段40.7480.389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块板进料经作图法验证理论塔板数为8块基本合理塔顶、塔釜、进料板温度及其他物性参数的计算内差法计算温度：根据查得的气液平衡与温度关系表塔 顶：1-0.92
13、353.25-355.35=1-0.976353.25-tD 解得tD=353.880K=80.730进料板：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=0.035-0.029401.15-tW 解得tW=401.314K=128.164同理用内差法查各处粘度、密度及表面张力：各温度下参数（化学化工物性参数手册）80.000 100.000 120.000 140.000 密度kg/m3苯815.000 792.500 768.900 744.100 氯苯1
14、042.000 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 表面张力（mN/m）苯21.270 18.850 16.490 14.170 氯苯23.750 21.570 19.420 17.320 用内差法计算得：温度/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
15、.880 粘度mPa*s苯0.3060.2580.2020.224 0.282 氯苯0.4260.3660.2970.324 0.397 表面张力（mN/m）苯21.18219.01515.54317.021 20.100 氯苯23.67021.72018.56319.903 22.696 全塔平均温度为：（80.730128.164）2=104.497=0.2240.4960.3240.504=0.274mPa*s实际塔板数：=4.6740.274=1.281 mPa*s查塔效率关联图得:ET=43%;E0=0.49()-0.245=0.49(4.6740.274)-0.245=0.461实
16、际塔板数为：N=NTE0=80.461=17.35；所以实际塔板数为18块。精馏段平均物性参数：由上表参数进行如下计算精馏段平均压强取每层塔板压降为0.7kPa计算。塔顶： pD=101.3+4=105.3kPa加料板：pF=105.3+0.73=107.1kPa平均压强pm=(105.3+107.1)2=106.2kPa精馏段平均温度已经求得平均温度为：tm=（80.73098.601）2=89.67平均分子量 MLF 78.110.469(10.469)112.5696.40kg/kmol MVF 78.110.805(10.805)112.5684.82kg/kmol MLD 78.11
17、0.897(10.897)112.5681.66kg/kmol MVD 78.110.976(10.976)112.5678.94kg/kmol精馏段：MLm=96.40+81.662=89.03kg/kmol MVm=84.82+78.942=81.88kg/kmol精馏段平均密度液相平均密度塔顶：1D=0.98814.179+0.021043.789 可得D=817.78kg/m3进料板： 1F=0.621097.617+0.38794.151 可得F=958.44kg/m3精馏段：Lm=817.78+958.442=888.11kg/m3汽相平均密度 Vm=pmMVmRTm=106.28
18、1.888.314(273.15+89.67)=2.88kg/m3精馏段液体的平均表面张力塔顶：1=21.182mN/m; 2=23.670mN/mm1=1x1+2x2=21.1820.976+23.6701-0.976=21.242mN/m; 进料板：3=19.015mN/m; 4=21.720mN/mm2=3x3+4x4=19.0150.469+21.7201-0.469=20.451mN/m;精馏段：m=m1+m22=21.242+20.4512=20.85mN/m氯苯的汽化潜热：纯组分的汽化潜热与温度的关系式：（氯苯的临界温度：）（常压沸点下的汽化潜热为35.3103kJ/kmol。）
19、液体的平均粘度塔顶： 1=0.306mPa*s； 2=0.426mPa*sm1=1x1+2x2=0.3060.976+0.4261-0.976=0.309mPa*s; 进料板：3=0.258mN/m; 4=0.366mN/mm2=3x3+4x4=0.2580.469+0.3661-0.469=0.315mPa*s;精馏段：m=m1+m22=0.309+0.3152=0.312mPa*s塔和塔板主要工艺尺寸的设计：气液相负荷的计算：汽相摩尔流率V=R+1D=1.18+119.21=41.88kmol/h汽相体积流量Vs=VMVm3600Vm=41.8881.8836002.88=0.331m3/
20、s汽相体积流量Vh=0.3313600=1190.67m3/h液相回流摩尔流率L=RD=1.1819.21=22.67液相体积流量Ls=LMVm3600Vm=22.6781.883600888.11=0.00058m3/s液相体积流量Lh=0.000583600=2.088m3/h塔直径D的确定：设板间距HT=600mm 液层高度：hL=70mmFL,V=LsVsLV=0.000580.331888.112.88=0.0308查泛点关联图：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
21、.209m/su=0.7u泛=0.72.209=1.546m/sD=4VSu=40.3313.141.546=0.522m圆整后D=600mm; 操作气速u=1.171m/s塔高：（人孔取700mm）H=(3-1)600+(5-1)600+700=4300mm=4.3m塔板设计：采用单流型塔板溢流装置：溢流堰：堰长lw=0.7D=0.70.550=0.385m此时Lhlw=2.0880.385=5.4235s 降液管高度：h0=hw-0.01=0.061-0.01=0.051m 在0.020.25之间满足要求塔板设计塔板布置开孔面积：Aa=xr2-x2+180r2sin-1xr x=D2-(w
22、d+wc) r=D2-wc据经验值取wc=0.05m D=0.600m 代入上式r=0.6002-0.05=0.25m;x=0.6002-0.075+0.05=0.175mAa=0.250.252-0.1752+1800.252sin-10.1750.25=0.125m2据经验值：安定区Ws=70mm 无效区wc=50m筛孔：据经验值取：孔径d0=5mm 孔间距t=2.4d0则t=12mm开孔率：=A0Aa 取=0.15筛孔数目：n=1158103t2Aa=11581031220.125=1006个开孔面积：A0=n4d02=10063.1440.0052=0.0197验证：=A0Aa=0.0
23、1970.125=0.157基本符合筛孔气速：u0=VsA0=0.3310.0197=16.80m/s 筛板流体力学验算：塔板压降：板厚度取=3mm d0=43=1.33 查得C0=0.98hf=hd+hlhd=12gu0C02vL=129.8116.800.9822.88888.11=0.0486mhf=(hw+how) Fa=VsAT-2Afv0.5=0.3310.2375-20.01702.880.5=2.760查得=0.525 hf=hw+how=0.5250.07=0.036 hf=hd+hl=0.0486+0.036=0.08m液柱即0.089.81888.1=696pa液沫夹量e
24、v=5.710-6uaHT-2.5(hw+how)3.2=0.0222 基本符合停留时间核算：=AfHTLS=0.01700.6000.00058=17.58s5s塔板负荷性能图：液沫夹带线令ev=5.710-6uaHT-2.5(hw+how)3.2=0.1ua=qvAT-2Af=qv0.2375-20.02018how=2.8410001lslw23得下表序号1234567Vs0.00010.00030.00050.00070.00090.00120.0016Ls0.46400.44880.43700.42670.41730.40450.3889液泛线令Hd=(HT+hw)设qv则hf=0.
25、153lslwh02how=2.8410001lslw23 hL=hw+how hl=(hw+how)Hd=HT+hw=hf+hL+hf 得 hf则hd=hf-hl由于hd=12gu0C02vL则可得u0u0A0=qv则可求vs得下表序号1234567Vs0.00010.00030.00050.00070.00090.00120.0016Ls0.51680.50550.49540.48520.47470.45760.4315液相上线=AfHTLS=5s可求不同LS值漏液线设qv则how=2.8410001lslw23 hL=hw+how uow=4.4C0(0.0056+0.13hL-h)Lv
26、 由于hd=12gu0C02vL则可得u0u0A0=qv则可求vs得下表序号1234567Vs0.00010.00030.00050.00070.00090.00120.0016Ls0.15620.15890.16090.16270.16430.16650.1691液相下线得下图操作弹性：Vs,maxVs,min=0.3380.200=1.69精馏塔的设计计算结果汇总一览表项 目符 号单 位计 算 结 果精馏段提馏段平均压强PmkPa106.2平均温度tm89.67-平均流量气相m3/s0.331-液相m3/s0.00058-实际塔板数块18板间距m0.6塔段的有效高度Hm4.3塔径Dm0.6
27、空塔气速um/s1.171塔板液流型式单流型溢流装置溢流管型式弓形堰长m0.385堰高m0.061溢流堰宽度m0.075底隙高度m0.051板上清液层高度m0.06孔径mm5孔间距mm12孔数n个1006开孔面积A0m20.0197筛孔气速m/s16.80塔板压降kPa0.696液体在降液管中的停留时间S17.58降液管内清液层高度m0.0486雾沫夹带kg液/kg气0.022负荷上限雾沫夹带控制负荷下限漏液控制气相最大负荷m3/s0.338气相最小负荷m3/s0.200操作弹性1.69项 目符 号单 位计 算 结 果精馏段提馏段平均压强PmkPa108.1平均温度tm89.305113.28
28、5平均流量气相m3/s0.3550.379液相m3/s0.0006650.00198实际塔板数块9板间距m0.6塔段的有效高度Hm4.3塔径Dm0.6空塔气速um/s0.699塔板液流型式单流型溢流装置溢流管型式弓形堰长m0.72堰高m0.0504溢流堰宽度m0.18底隙高度m0.023板上清液层高度m0.06孔径mm4孔间距mm12孔数n个2485开孔面积A0m20.0312筛孔气速m/s11.83塔板压降kPa0.657液体在降液管中的停留时间S42.88降液管内清液层高度m0.134雾沫夹带kg液/kg气0.022负荷上限雾沫夹带控制负荷下限漏液控制气相最大负荷m3/s0.510气相最小
29、负荷m3/s0.237操作弹性2.15附属设备选型塔顶空间：HD=2HT=20.6=1.2m塔底空间：HE=LStA+1=0.0005810603.140.250.62+1=2.23mH=4.3+2.23+1.2=7.73m冷凝器选型冷凝器的热负荷传热面积：Ap=QKtm=1593100025047.87=133.11m2管数：n=Ls0.7850.02120.01=0.000580.7850.02120.01=167.5168选AES 700-4-158.4-6/25-2进料为高位槽进料。设计感想通过本次板式塔的设计和选型，整体地了解了塔设计的全过程、附属设备的配套选型，和塔设计的精细要求。对学习过的精馏塔相关知识有了更深的理解，对化工过程有了进一步的了解。本次设计虽然不是一个现实工厂里的的工程设计，但也是一次理论与实际结合的机会学习到理论知识的重要，和设计经验的重要性。学习了在工程设计中的设计方法，和一些设计技巧。学习到参数核算，参数调整的简单方法，进一步学习了对试差法、内差法、图解法、逐板法等方法的使用，也学会了Origin作图软件的简单使用。在本次设计过程中设计思路不是很清晰，理论知识的运用也不是很熟练，说明自己对理论知识的掌握还不够扎实，对知识在实践中的应用不够灵活。通过这次设计了解了自己在化工原理学习中的缺陷不足，让自己进一步、更好地学习这门课程。