食品工程原理课程设计说明书筛板式精馏塔设计目录第一部分概述一、设计题目 (3)二、设计任务 (3)三、设计条件 (3)四、工艺流程图 (3)第二部分工艺设计计算一、设计方案的确定 (4)二、精馏塔的物料衡算 (4)1.原料液及塔顶、塔底产品的摩尔分数 (4)2.原料液及塔顶、塔底产品的平均摩尔质量 (4)3.物料衡算原料处理量 (4)三、塔板数的确定 (4)N的求取 (4)1.理论板层数T2.实际板层数的求取 (6)四、精馏塔的工艺条件及有关物性数据的计算 (6)1.操作压力计算 (6)2.操作温度计算 (6)3.平均摩尔质量计算 (6)⑴塔顶摩尔质量计算 (6)⑵进料板平均摩尔质量计算 (6)⑶提馏段平均摩尔质量 (7)4.平均密度计算 (7)⑴气相平均密度计算 (7)⑵液相平均密度计算 (7)5.液相平均表面张力计算 (7)⑴塔顶液相平均表面张力计算 (7)⑵进料板液相平均表面张力计算 (7)6.液相平均粘度计算 (8)⑴塔顶液相平均粘度计算 (8)⑵进料板液相平均粘度计算 (8)五、精馏塔的塔体工艺尺寸计算 (8)1.塔径的计算 (8)2.精馏塔有效高度计算 (9)六、塔板主要工艺尺寸的计算 (9)1.溢流装置计算 (9)l (9)⑴堰长Wh (9)⑵溢流堰高度W⑶弓形降液管宽度d W 和截面积f A (9)2.塔板布置 (9)⑴塔板的分块 (9)⑵边缘区宽度确定 (9)⑶ 开孔区面积计算 (9)⑷筛孔计算及其排列 (10)七、筛板的流体力学验算 (11)1.塔板压降 (11)⑴干板阻力c h 计算 (11)⑵气体通过液层的阻力L h 计算 (11)⑶液体表面张力的阻力 h 计算 (11)2.液面落差 (12)3.液沫夹带 (12)4.漏液 (12)5.液泛 (12)八、塔板负荷性能图 (13)1.漏液线 (13)2.液沫夹带线 (13)3.液相负荷下限线 (14)4.液相负荷上限线 (14)5.液泛线 (14)九、设计一览表 (16)十、参考文献 (17)第一部分 概述一、设计题目: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4000千克/h,组成为0.38(苯的质量分数),要求塔顶馏出液的组成为0.98,塔底釜液的组成为0.01.三、设计条件试根据上述工艺条件作出筛板的设计计算.四、工艺流程图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,流程中还要考虑设置原料槽.产品槽和相应的泵,有时还要设置高位槽.且在适当位置设置必要的仪表(流量计、温度计和压力表).以测量物流的各项参数.第二部分 工艺设计计算 操作压力进料热状况 回流比 单板压降 全塔效率 4kPa(塔顶表压) 自选 自选 ≤0.7kPa %52E =T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 A M =78.11千克/米ol甲苯的摩尔质量 B M =92.14千克/米olF X =14.92/62.011.78/38.011.78/38.0+=0..420D X =14.92/02.011.78/98.011.78/98.0+=0.983W X =14.92/99.011.78/01.011.78/01.0+=0.0122.原料液及塔顶、塔底产品的平均摩尔质量F M =0.420⨯78.11+(1-0.420)⨯92.14=86.25千克/米olD M =0.983⨯78.11+(1-0.983)⨯92.14=78.35千克/米olW M =0.012⨯78.11+(1-0.012)⨯92.14=91.96千克/米ol3.物料衡算原料处理量F =25.864000=46.38千米ol/h总物料衡算 46.38=D+W苯物料衡算 46.38⨯0.420=0.983⨯D+0.012⨯W联立解得 D=19.49千克/米ol,W=26.89千克/米ol三、塔板数的确定1.理论板层数T N 的求取苯-甲苯属理论物系,可采用图解法求理论板层数.y1.0 1345f67q 线8e(0.42,0.42)9101.00 x②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(0.42,0.42)做垂线,ef 即为 进料线(q 线),该线与平衡线的交点坐标为:q y =0.642 q x =0.420故最小回流比为:min R =54.1420.0642.0642.0983.0=--=--q q qd x y y x 取操作回流比为:08.354.122min =⨯==R R③求精馏塔的气、液相负荷03.6049.1908.3=⨯=⨯=D R L 千米ol/h52.7949.19)108.3()1(=⨯+=⨯+=D R V 千米ol/h41.10638.4603.60'=+=+=F L L 千米ol/h52.79'==V V 千米ol/h④求操作线方程精馏段操作线方程 245.0755.0983.052.7949.1952.7903.600+=⨯+=+=x x x V D x V L y 提馏段操作线方程004.0338.1012.052.7989.2652.7941.106'''''''-=⨯-=-=x x x V W x V L y w ⑤图解法求理论板层数采用图解法求理论板层数,求解结果为:总理论板层数()包括再沸器13N T =,进料板位置6N F =2.实际板层数的求取 精馏段实际板层数:10.692.505≈==精N 提馏段实际板层数:14.5132.507≈==提N 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.操作压力计算塔顶操作压力 3.10543.101=+=D p kPa每层塔板压降 7.0=∆p kPa进料板压力 3.112107.03.105=⨯+=F p kPa提馏段平均压力 8.1082/)3.1123.105(=+=m p kPa2.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C D ︒=1.82T 进料板温度C F ︒=5.99T3.平均摩尔质量计算⑴塔顶摩尔质量计算:由查平均曲线，得,983.01==y x D 926.01=xkmol kg M VDm /35.7813.92)983.01(11.78983.0=⨯-+⨯=kmol kg M LDm /15.7913.92)926.01(11.78926.0'=⨯-+⨯=⑵进料板平均摩尔质量计算由图解理论板,得 612.0=F y查平衡曲线,得 395.0=F xkm ol /kg 5.5833.19212.60111.78612.0=⨯-+⨯=）（VFm M km ol /kg 59.8613.92)395.01(11.78395.0=⨯-+⨯=LFm M ⑶提馏段平均摩尔质量km ol /kg 95.802/)55.8335.78(=+=Vm Mkm ol /kg 87.822/)59.8615.79(=+=Lm M4.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 91.2)15.27395.91(314.895.805.109Vm =+⨯⨯=⨯=m Vm m RT M pρ3m /kg⑵液相平均密度计算液相平均密度依下式计算: i i Lma ρρ/1∑=①塔顶液相平均密度计算:由C D ︒=1.82T ,查手册得 33m /kg 9.807m /kg 7.812==B A ρρ， 3m /kg 6.8129.807/2.007.812/98.01=+=LDm ρ②进料板液相平均密度计算由C F ︒=5.99T ,查手册得 33m /kg 8.790m /kg 1.793==B A ρρ，进料板液相的质量分数计算 3m /kg 6.7918.790/644.01.793/356.01356.013.92605.011.78395.011.78395.0=+==⨯+⨯⨯=LFm A a ρ③精馏段液相平均密度为 3m /kg 1.8022/)6.7916.812(=+=Lm ρ5.液相平均表面张力计算液相平均表面张力依下式计算,即i i Lm x σσ⨯∑=⑴塔顶液相平均表面张力计算由C D ︒=1.82T ,查手册得 m /m N 24..21m /m N 24.21==B A σσ，m /m N 24.2124.21017.024.21983.0=⨯+⨯=LDm σ ⑵进料板液相平均表面张力计算由C F ︒=5.99T ,查手册得 m /m N 00.20m /m N 90.18==B A σσ，m /m N 57.1900.20605.090.18395.0=⨯+⨯=LFm σ精馏段液相平均表面张力为:m /m N 41.202/)57.1924.21(=+=Lm σ6.液相平均粘度计算液相平均粘度依下式计算:i i Lm x μμlg lg ∑=⑴塔顶液相平均粘度计算由C D ︒=1.82T ,查手册得 s m Pa 306.0s m Pa 302.0•=•=B A μμ，lg(0.306)0.017lg(0.302)983.0lg LDm ⨯+⨯=μ解得 s m Pa 302.0LDm •=μ⑵进料板液相平均粘度计算由C F ︒=5.99T ,查手册得 s m Pa 265.0s m Pa 256.0•=•=B A μμ， )265.0(lg 605.0)256.0(lg 395.0lg ⨯+⨯=LFm μ解得 s m Pa 261.0LFm •=μ精馏段液相平均粘度为 s m Pa 282.02/)261.0302.0(•=+=Lm μ五、精馏塔的塔体工艺尺寸计算1.塔径的计算精馏段的气、液相体积流率为: s /m 616.091.2360095.8052.793600V 3s =⨯⨯==Vm Vm VM ρ s /m 0017.01.802360081.8203.6036003=⨯⨯==Lm Lm s LM L ρ 由VV L C u ρρρ-=max ,式中C 由式(5-5)计算,其中的20C 由图5-1查取,图的横坐标为: 0460.0)91.21.802(3600614.036000017.0)(2/12/1=⨯⨯⨯=⨯V L h h V L ρρ 取板间距m 06.0,40.0==L T h H 板上液层高度,则m 34.006.04.0=-=-L L h H查图5-1得20C =0.070 0703.0)2041.20(07.0)20(2.02.020=⨯===LC C σs /m 165.191.291.21.8020703.0max =-⨯=u 按标准塔径圆整后为 .0m 1D =塔截面积为 22T m 785.00.14A =⨯=π 实际空塔气速为 s /m 782.0785.0614.0===T s A V u 2.精馏塔的有效高度的计算精馏段有效高度为 6.34.0)110(H )1(Z T =⨯-=-=精精N提馏段有效高度为 2.54.0)114()1(Z =⨯-=-=T H N 提提在进料板上方开一人孔,其高度为0.8米,故精馏塔的有效高度为m 6.98.02.5.63.80Z Z Z =++=++=提精六、塔板主要工艺尺寸的计算 1.溢流装置计算筛板式塔的溢流装置包括溢流堰,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=1.0米,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堰长w l取m 66.00.166.066.0=⨯==D l w⑵溢流堰高度w h由ow l w h h h -=,选用平直堰,堰上液层高度3/2)(100084.2w h ow l L E h =近似取E=1,则m 013.0)66.036000017.0(1100084.23/2=⨯⨯⨯=ow h 取板上清液层高度 m 047.0013.006.0=-=w h⑶弓形降液管宽度d W 和截面积f A由0136.00762.07-566.0===DW A A D l d T f w ，，得，查图 故 m 136.00.1136.0136.0m 0598.0785.00762.00762.02=⨯===⨯==D W A A d T f依式(5-9)验算液体在降液管中停留时间,即 5s s 07.1436000017.040.00598.036003600>=⨯⨯⨯==hTf L H A θ故降液管设计合理. ⑷降液管底隙高度0h '03600u l L h w h=取，则s /m 08.0'0=um013.0m 015.0032.0047.0m032.008.066.0360036000017.000>=-=-=⨯⨯⨯=h h h w 故降液管底隙高度设计合理.选用凹形受液盘,深度。