苯-氯苯浮阀式精馏塔的设计.doc

1 成 绩 XX 民族学院 化工原理课程设计说明书 题题 目 目 苯苯 氯苯浮阀式精馏塔的设计氯苯浮阀式精馏塔的设计 设设 计计 人 人 XX 系系 别 别 生物工程生物工程 班班 级 级 生物工程生物工程 104 指导教师 指导教师 XX 设计日期 设计日期 2012 年年 10 月月 22 日日 11 月月 28 日日 2 化工原理课程设计任务书化工原理课程设计任务书 一一 设计题目设计题目 苯苯 氯苯连续精馏塔的设计氯苯连续精馏塔的设计 二二 设计任务及操作条件设计任务及操作条件 设计任务设计任务 1 原料液组成 氯苯 40 质量 2 塔顶馏出液 氯苯不得高于 2 5 釜液含苯 2 质量 3 处理能力 60000 吨 年 料液 4 工作日 320 天 年 操作条件操作条件 1 塔顶压强 常压 表压 2 进料热状态 泡点 3 回流比 自选 设备型式设备型式 F1 型浮阀塔 三 设计内容 三 设计内容 1 设计说明书的内容 1 精馏塔的物料衡算 2 塔板数的确定 3 精馏塔的工艺条件及有关物性数据的计算 4 精馏塔的塔体工艺尺寸计算 5 塔板主要工艺尺寸的计算 6 塔板的流体力学验算 7 塔板负荷性能图 8 对设计过程的评述和有关问题的讨论 9 辅助设备的设计与选型 2 设计图纸要求 1 绘制工艺流程图 2 绘制精馏塔装置图 3 四 参考资料 四 参考资料 1 物性数据的计算与图表 2 杨祖荣 主编 化工原理 化学工业出版社 2009 6 第二版 3 任晓光 主编 化工原理课程设计指导 化学工业出版社 2009 2 第一版 苯 氯苯纯组分的饱和蒸汽压数据 其他物性数据可查有关手册 4 目录目录 前前 言言 6 1 设计方案的思考 6 2 设计方案的特点 6 3 工艺流程的确定 6 一 设备工艺条件的计算一 设备工艺条件的计算 8 1 设计方案的确定及工艺流程的说明 8 2 全塔的物料衡算 8 2 1 料液及塔顶底产品含苯的摩尔分率 8 2 2 平均摩尔质量 8 2 3 料液及塔顶底产品的摩尔流率 8 3 塔板数的确定 9 3 1 理论塔板数的求取 9 T N 3 2 确定操作的回流比 R 10 3 3 求理论塔板数 11 3 4 全塔效率 13 T E 3 5 实际塔板数 近似取两段效率相同 14 p N 4 操作工艺条件及相关物性数据的计算 14 4 1 平均压强 14 m p 4 2 平均温度 15 m t 4 3 平均分子量 15 m M 4 4 平均密度 16 m 4 5 液体的平均表面张力 17 m 4 6 液体的平均粘度 18 mL 4 7 气液相体积流量 18 6 主要设备工艺尺寸设计 20 6 1 塔径 20 7 塔板工艺结构尺寸的设计与计算 22 7 1 溢流装置 22 7 2 塔板布置 24 二二 塔板流的体力学计算塔板流的体力学计算 26 1 塔板压降 26 5 2 液泛计算 28 3 雾沫夹带的计算 29 4 塔板负荷性能图 31 4 1 雾沫夹带上限线 31 4 2 液泛线 32 4 3 液相负荷上限线 33 4 4 气体负荷下限线 漏液线 34 4 5 液相负荷下限线 34 三三 板式塔的结构与附属设备板式塔的结构与附属设备 36 1 塔顶空间 36 2 塔底空间 36 3 人孔数目 36 4 塔高 37 5 接管 37 5 1 进料管 37 5 2 回流管 38 5 3 塔顶蒸汽接管 38 5 4 釜液排出管 39 5 5 塔釜进气管 39 6 筒体与封头 40 7 1 筒体 40 7 2 封头 40 7 3 裙座 40 7 附属设备设计 41 7 1 泵的计算 41 7 2 冷凝器 42 7 3 再沸器 42 四四 计算结果总汇计算结果总汇 43 五五 结束语结束语 44 六六 符号说明 符号说明 45 6 前前 言言 1 1 原理 原理 双组分混合液的分离是最简单的精馏操作 典型的精馏设备是连续精馏装 置 包括精馏塔 再沸器 冷凝器等 精馏塔供汽液两相接触进行相际传质 位于塔顶的冷凝器使蒸气得到部分冷凝 部分凝液作为回流液返回塔顶 其余馏 出液是塔顶产品 位于塔底的再沸器使液体部分汽化 蒸气沿塔上升 余下的 液体作为塔底产品 进料加在塔的中部 进料中的液体和上塔段来的液体一起沿 塔下降 进料中的蒸气和下塔段来的蒸气一起沿塔上升 在整个精馏塔中 汽 液两相逆流接触 进行相际传质 液相中的易挥发组分进入汽相 汽相中的难 挥发组分转入液相 对不形成恒沸物的物系 只要设计和操作得当 馏出液将 是高纯度的易挥发组分 塔底产物将是高纯度的难挥发组分 进料口以上的塔 段 把上升蒸气中易挥发组分进一步提浓 称为精馏段 进料口以下的塔段 从下降液体中提取易挥发组分 称为提馏段 两段操作的结合 使液体混合物 中的两个组分较完全地分离 生产出所需纯度的两种产品 2 2 设计方案的特点设计方案的特点 浮阀塔由于气液接触状态良好 雾沫夹带量小 因气体水平吹出之故 塔 板效率较高 生产能力较大 浮阀塔应用广泛 对液体负荷变化敏感 不适宜 处理易聚合或者含有固体悬浮物的物料 浮阀塔涉及液体均布问题在气液接触 需冷却时会使结构复杂板式塔的设计资料更易得到 便于设计和对比 而且更 可靠 浮阀塔更适合 塔径不是很大 易气泡物系 腐蚀性物系 而且适合真 空操作 3 3 工艺流程 工艺流程的确定的确定 原料液由泵从原料储罐中引出 在预热器中预热后送入连续板式精馏塔 F1 型浮阀塔 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 7 相流 塔釜残液送至废热锅炉 以下是浮阀精馏塔工艺简图 8 一 设备工艺条件的计算一 设备工艺条件的计算 1 1 设计方案的确定及工艺流程的说明 设计方案的确定及工艺流程的说明 本设计任务为分离苯 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 q 1 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 塔底产品经 冷却后送至储罐 2 2 全塔的物料衡算 全塔的物料衡算 2 12 1 料液及塔顶底产品含苯的摩尔分率料液及塔顶底产品含苯的摩尔分率 苯和氯苯的相对摩尔质量分别为 78 11 kg kmol 和 112 56kg kmol 684 0 56 112 4 011 78 6 0 11 78 6 0 F x 983 0 56 112 025 011 78 975 0 11 78 975 0 D x 029 0 56 112 98 011 78 02 0 11 78 02 0 W x 2 22 2 平均摩尔质量平均摩尔质量 ol89 00kg km压112 560 684 压 1压0 68478 11压 MF ol78 70kg km压112 560 983 压 1压0 98378 11压 M D kg kmol56 11156 112029 0 1029 011 78M W 2 32 3 料液及塔顶底产品的摩尔流率料液及塔顶底产品的摩尔流率 依题给条件 一年以 320 天 一天以 24 小时计 有 9 全塔物料衡算 hkg 80 1003924h 32082000000kgW 釜液处理量 hkmolW 00 90 56 111 80 10039 总物料衡算 WDF 苯物料衡算 WDF029 0 983 0 684 0 联立解得 kmol h 197 16 D kmol h 287 16 F 3 3 塔板数的确定 塔板数的确定 3 13 1 理论塔板数理论塔板数的求取的求取 T N 苯 氯苯物系属于理想物系 可采用梯级图解法 M T 法 求取 步骤 T N 如下 1 根据苯 氯苯的相平衡数据 利用泡点方程和露点方程求取yx 依据 将所得计算结果列表如下 BABt ppppx tA pxpy t p 760 mmHg 表 3 1 相关数据计算 温度 8090100110120130140 苯 mmHg 760102513501760225028402900 i p 氯苯 mmHg 148205293400543719760 x10 6770 4420 2650 1270 0190 两相 摩尔 分率y10 9130 7850 6140 3760 0710 相对 挥发 度 o A o B P P 5 1351 35 5 4 6075 094 4 4 1436 46 3 9499 3 3 8157 89 10 本题中 塔内压力接近常压 实际上略高于常压 而表中所给为常压下的 相平衡数据 因为操作压力偏离常压很小 所以其对平衡关系的影响完全yx 可以忽略 平均相对挥发度 则 汽液平衡方程为 436 4 x x x x y 436 3 1 436 4 1 1 3 23 2 确定操作的回流比确定操作的回流比 R R 将表 3 1 中数据作图得x yx y曲线及t x yt x y曲线 既体系相平衡曲线 图 3 1 苯 氯苯混合液的 x y 图 11 图 3 1 苯 氯苯混合液的 t x y 图 在图上 因泡点进料 查得 得 故yx 1 q684 0 Fe xx983 0 D x 有 906 0 e y 347 0 684 0906 0 906 0983 0 min ee eD xy yx R 取实际操作的回流为最小回流比的 2 倍 即 694 0 347 022 min RR 求精馏塔的汽 液相负荷 kmol h 136 83197 160 694RDL kmol h 333 99197 161 0 6941 D RV kmol h 423 99287 16136 83FLL kmol h 333 99VV 3 33 3 求理论塔板数求理论塔板数 精馏段操作线 580 0410 0 11 x R x x R R y D 12 提馏段操作线 00781 0 269 1 x V W x V L y xw Q 线方程 x 0 684 精馏段操作线为过和两点的直线 983 0 983 0 580 0 0 提馏段操作线为过和两点的直线 029 0 029 0 00781 0 0 采用图解法求理论板层数 在 x y 图上作平衡曲线和对角线 并依上述方法作精 馏段操作线和提镏段操作线 操作线数据如下 表 3 2 相关数据计算 从 983 0 983 0 D x 开始 在精馏 段操作线与平衡线 之间绘由水平线和 铅垂线构成的梯级 当梯级跨过两操作 线交点 86056 0 6843 0 d 时 则改在提 镏段与平衡线之间 绘梯级 直至梯级 的铅垂线达到或越过点为止 用 Excel 作图 各梯级的坐标 029 0 029 0 W x 如下 xy 10 990 0 9330 96253 0 8830 94203 0 8330 92153 0 7830 90103 精馏段 0 68430 86056 0 68430 86056 0 48430 606767 0 28430 352967 0 08430 099167 0 0290 029 提镏断 0 006150 13 图 3 2 苯 氯苯物系精馏分离理论塔板数的图解 按上法图解得到 总理论板层数 块 包括再沸器 8 T N 加料板位置 4 F N 3 43 4 全塔效率全塔效率 T E 选用公式计算 该式适用于液相粘度为 mT E log616 0 17 0 0 07 1 4mPa s 的烃类物系 式中的为全塔平均温度下以进料组成表示的 m 平均粘度 14 查图 3 1 由 0 983 0 029 查得塔顶及塔釜温度分别为 DxWx 80 53 135 26 tD W t 全塔平均温度 2 80 53 135 26 2 107 9 m ttD W t 根据表 3 3 表 3 3 苯 氯苯温度粘度关系表 温度 406080100120140 苯 粘度 mPa s 0 4850 3810 3080 2550 2150 184 氯苯 粘度 mPa s 0 7010 5420 4390 3450 2690 219 9 107120 1009 107 215 0 255 0 苯 苯 smPa 239 0 苯 9 107120 1009 107 269 0 345 0 氯苯 氯苯 smPa315 0 氯苯 利用差值法求得 smPa 239 0 苯 smPa316 0 氯苯 632 0684 0 1315 0 684 0 392 01 FFm xx 氯苯苯 53 0263 0log616 0 17 0 log616 0 17 0 mT E 3 53 5 实际塔板数实际塔板数 近似取两段效率相同 近似取两段效率相同 p N 精馏段 块 取块66 5 53 0 3 1 p N6 1 p N 提馏段 块 取块32 1153 0 6 2 p N12 2 p N 总塔板数块18 21 ppp NNN 4 4 操作工艺条件及相关物性数据的计算 操作工艺条件及相关物性数据的计算 4 14 1 平均压强平均压强 m p 取每层塔板压降为 0 7kPa 计算 15 塔顶 kPa 3 101 D p 加料板 kPa5 10567 03 101 F p 塔底 kPa 9 113127 0 5 105 W p 精馏段平均压强 kPa 8 1032 5 105 3 101 p 提镏段平均压强 kPa7 1092 9 113 5 105 p 4 24 2 平均温度平均温度 m t 利用表 3 1 数据 由拉格朗日差值法可得 塔顶温度 1983 0 80 677 01 9080 D t 52 80 D t 加料板 1684 0 80 677 01 9080 F t 78 89 F t 塔底温度 019 0029 0 130 0019 0 140130 W t 26 135 W t 精馏段平均温度 15 852 78 8952 80 m T 提镏段平均温度 52 1122 78 8926 135 m T 4 34 3 平均分子量平均分子量 m M 精馏段 15 85 m T 液相组成 1 8015 85 1677 0 8090 1 x 834 0 1 x 气相组成 1 8015 85 1913 0 8090 1 y 955 0 1 y 所以 kmolkgML 37 84834 0 156 112834 0 11 78 kmolkgMV 66 79955 0 156 112955 0 11 78 16 提镏段 52 112 m T 液相组成 265 0 11052 112 127 0 265 0 120110 2 x 230 0 2 x 气相组成 614 0 11052 112 376 0614 0 120110 2 y 554 0 2 y 所以 kmolkgML 64 104230 0 156 112230 0 11 78 kmolkgMV 47 93554 0 156 112554 0 11 78 4 44 4 平均密度平均密度 m 4 4 1 液相平均密度 mL 表 4 1 组分的液相密度 kg m3 温度 8090100110120130140 苯 817805793782770757745 氯苯 1039102810181008997985975 纯组分在任何温度下的密度可由下式计算 苯 推荐 t A 187 1912 t A 1886 113 912 氯苯 推荐 t B 111 1 1127 t B 0657 14 1124 式中的 t 为温度 塔顶 D t 80 52 3 kg m42 81652 801886 1 13 9121886 1 13 912 t ALD 3 kg m59 103852 800657 1 4 11240657 1 4 1124 t BLD 3 kg m81 820 59 1038 025 0 42 816 975 0 1 mLD BLD B ALD A mLD aa 进料板 78 89 Ft 3 kg m42 80578 891886 1 13 9121886 113 912 t ALF 17 3 kg m72 102878 890657 1 4 11240657 1 4 1124 t BLF 3 kg m00 882 72 1028 40 0 42 805 60 0 1 mLF BLF B ALF A mLF aa 塔底 52 112 mT 3 kg m39 77852 1121886 113 9121886 1 13 912 t ALW 3 kg m49 100452 1120657 1 4 11240657 1 4 1124 t BLW 3 kg m69 998 49 1004 98 0 39 778 02 01 mLW BLW B ALW A mLW aa 精馏段 3 kg m41 8512 00 88281 820 L 提镏段 3 kg m35 9402 69 99800 882 L 4 4 2 汽相平均密度 mV 精馏段 3 kg m77 2 15 8515 273314 8 66 79 4 103 m mVm v RT Mp 提镏段 3 kg m22 3 52 11215 273314 8 47 934 110 m mVm v RT Mp 4 54 5 液体的平均表面张力液体的平均表面张力 m 表 5 1 组分的表面张力 温度8085110115120130 A 苯21 220 617 316 816 315 3 B 氯苯26 125 722 722 221 620 4 液体平均表面张力依下式计算 即 iiLm x 塔顶液相平均表面张力的计算 由 用内插法得 52 80 D t 18 2 21 8052 80 6 202 21 8580 AD N m26 21 m AD 1 26 8052 80 7 251 26 8580 BD mN m14 26 BD mN m34 2114 26017 0 26 21983 0 m LD 进料板液相平均表面张力的计算 由 用内插法得 78 89 F t 6 20 8578 89 3 17 6 20 11085 AF N m97 19 AF 7 25 8578 89 7 227 25 11085 BF mN m13 25 BF mN m60 2113 25316 0 97 19684 0 m LF 塔底液相平均表面张力的计算 由 用内插法得 52 112 W t 3 17 11052 112 8 16 3 17 115110 AW N m05 17 AW 7 22 11052 112 2 22 7 22 115110 BW mN m45 22 BW mN m29 2245 22971 0 05 17029 0 m LW 精馏段液相平均表面张力为 mN m20 212 06 2134 21 L 提镏段液相平均表面张力为 mN m68 212 06 2129 22 L 4 64 6 液体的平均粘度液体的平均粘度 mL 表 6 1 不同温度下苯 氯苯的粘度 温度 6080100120140 19 t 苯 mPas 0 3810 3080 2550 2150 184 氯苯 mPas 0 5420 4390 3450 2690 219 液相平均粘度可用 表示 lglg Lmii x 4 6 1 塔顶液相平均粘度 308 0 8052 80 308 0255 0 80100 A smPa A 307 0 439 0 8052 80 439 0 345 0 80100 B 437 0 B 437 0 lg 983 01 307 0lg983 0 lg mLD smPa mLD 309 0 4 6 2 进料板液相平均粘度 308 0 8078 89 308 0255 0 80100 A smPa A 282 0 439 0 8078 89 439 0 345 0 80100 B smPa B 393 0 393 0 lg 684 01 282 0lg684 0 lg mLF smPa mLF 313 0 4 6 3 塔底液相平均粘度 255 0 10052 112 215 0 255 0 120100 A smPa A 230 0 345 0 10052 112 269 0 345 0 120100 B smPa B 297 0 297 0 lg 029 01 230 0lg029 0 lg mLW smPa mLW 295 0 4 74 7 气液相体积流量气液相体积流量 精馏段 20 汽相体积流量 sm668 2 77 23600 66 7999 333 3600 3 mV mV s VM V 汽相体积流量 h9676 8m sm688 2 33 h V 液相体积流量 sm00377 0 41 8513600 37 8483 136 3600 3 mL mL s LM L 液相体积流量 h13 57m sm00377 0 33 h L 提镏段 汽相体积流量 sm693 2 22 3 3600 47 9399 333 3600 3 mV mV s MV V 汽相体积流量 h9694 8m sm693 2 33 h V 液相体积流量 sm0131 0 35 9403600 64 10499 423 3600 3 mW mL s ML L 液相体积流量 hm18 47 sm0131 0 33 h L 6 6 主要设备工艺尺寸设计主要设备工艺尺寸设计 6 16 1 塔径塔径 精馏段 塔板间距 HT的选定很重要 可参照下表所示经验关系选取 表 6 1 板间距与塔径关系 塔径 DT m0 3 0 50 5 0 80 8 1 61 6 2 02 4 4 0 2 4 板间距 HT mm 200 300300 350350 450450 600500 800 600 21 初选塔板间距及板上液层高度 则 mm450 T Hmm60 L h m39 0 06 0 45 0 LT hH 按史密斯泛点关联法计算塔径 1 精馏段 最大气速 即泛点气速 max u F u 0248 0 77 2 41 851 668 2 00377 0 5 0 5 0 V L s s V L 查 Smith 通用关联图得086 0 20 C 负荷因子087 0 20 20 21 086 0 20 2 02 0 20 CC 泛点气速 m s 52 1 77 2 77 2 41 851087 0 max VVL Cu 气速 可取安全系数为 0 75 安全系数 0 6 0 8 则空塔气速为 m s14 1 75 0 max uu 塔径 m72 1 14 114 3 668 2 4 4 uVD s 按标准塔径圆整取 8m1 D 2 提镏段 22 初选塔板间距及板上液层高度 则 mm450 T Hmm60 L h m39 006 0 45 0 LT hH 最大气速 即泛点气速 max u F u 08313 0 22 3 35 940 693 2 0131 0 5 0 5 0 V L s s V L 查 Smith 通用关联图得080 0 20 C 负荷因子081 0 20 68 21 080 0 20 2 02 0 20 L CC 泛点气速 m s 3818 1 22 3 22 335 940 081 0 max VVL Cu 气速 取安全系数为 0 75 空塔气速为m s04 175 0 max uu 塔径 m82 1 04 1 14 3 693 24 4 uVD s 按标准塔径圆整取2 0m D 7 7 塔板工艺结构尺寸的设计与计算塔板工艺结构尺寸的设计与计算 7 17 1 溢流装置溢流装置 因塔径为 2 0m 所以采用单溢流型的平顶弓形溢流堰 弓形降液管 凹形受液 盘 且不设进口内堰 7 1 1 溢流堰长 出口堰长 w l 取m3 1265 0 65 0 Dlw 精馏段堰上溢流强度 hm m130 100hm m60 1117 1 57 13 33 wh lL 满足强度要求 提镏段堰上溢流强度 hm m130 100hm m32 4017 1 18 47 33 wh lL 满足强度要求 23 7 1 2 出口堰高 w h owLw hhh 对平直堰 3 2 00284 0 whow lLEh 精馏段 由及 查化工原理课程设计图7 0 Dlw04 73 1 57 13 5 25 2 wh lL 5 5 得 1 E 于是查表得 满足要求 mmhow006 0 0104 0 m0496 0 0104 006 0 owLw hhh 验证 设计合理 owwow hhh 1 005 0 提镏段 由及 查化工原理课程65 0 Dlw48 243 1 18 47 5 2 5 2 wh lL 设计图 5 5 得 于是查表得 1 E 满足要求 m006 0 m027 0 ow h m033 0 027 006 0 owLw hhh 验证 设计合理 1 005 0 owwow hhh 7 1 3 降液管的宽度和降液管的面积 d W f A 由 查化工原理课程设计图 5 7 得65 0 Dlw 即 07 0 125 0 Tfd AADW m25 0 d W 22 m14 3 4 DAT 2 m2198 0 f A 24 图 7 1 液体在降液管内的停留时间 精馏段 满足要求 s5s26 2600377 0 45 0 22 0 sTf LHA 提镏段 满足要求 5s7 560131 0 45 0 22 0 sTf LHA 7 1 4 降液管的底隙高度 o h 精馏段 取液体通过降液管底隙的流速 则有 m s10 0 o u 不宜小于 0 02 0 025m 本结果满足要m029 0 10 0 3 1 00377 0 0 ow s ul L h o h 求 故合理mmhhw006 00206 0029 00496 0 0 提镏段 取液体通过降液管底隙的流速 则有 m s4 0 o u 不宜小于 0 02 0 025m 本结果满足要m0252 0 4 03 1 0131 0 ow s o ul L h o h 求 故合理mmhhw006 00078 0 0252 0 033 0 0 7 27 2 塔板塔板分布分布 7 2 1 塔板的分块 本设计塔径为 故塔板采用分块式 mmmmmD120020000 2 7 2 4 浮阀数计算及其排列 精馏段 预先选取阀孔动能因子 由 F0 可求阀孔气速 12 0 F v u 0 u 即sm F u v 21 7 77 2 12 0 0 F 1 型浮阀的孔径为 39mm 故每层塔板上浮阀个数为 25 309 21 7 039 0 4 668 2 4 2 0 2 0 ud V N s 取边缘区宽度 m 破沫区宽度 m c 0 06W s 0 10W 计算塔板上的鼓泡区面积 2221 2 sin 180 a x Ax rxr r 其中 mWW D x sd 601 0 10 0299 0 2 0 2 2 mW D r c 94 0 06 0 2 0 2 2 故 21 2 22 094 2 94 0 601 0 sin 180 94 0 14 3 601 0 94 0 601 0 2mAa 浮阀排列方式采用等腰三角形叉排 取同一横排的孔心mmt75 则排间距090 0 309075 0 094 2 Nt A t a 考虑到塔径比较大 而且采用塔板分块 各块支撑与衔接也要占去一部分 鼓泡区面积 因而排间距不宜采用 0 090m 而应小一点 故取 按mmt80 以等腰三角叉排方式作图得阀孔数mmt75 mmt80 303 N 实际孔速 sm Nd V u s 30 7 039 0 4 303 668 2 4 22 0 0 阀孔动能因数为 14 1277 230 7 00 v uF 所以阀孔动能因子变化不大 仍在 9 14 的合理范围内 故此阀孔实排数适用 开孔率 52 11 100 0 2 039 0 303 22 0 0 D d NAA T 此开孔率在 5 15 范围内 符合要求 所以这样开孔是合理的 提镏段 预先选取阀孔动能因子 由 F0 可求阀孔气速12 0 F v u 0 0 u 26 即sm F u v 69 6 22 3 12 0 0 F 1 型浮阀的孔径为 39mm 故每层塔板上浮阀个数为 334 69 6 039 0 4 668 2 4 2 0 2 0 ud V N s 浮阀排列方式采用等腰三角形叉排 取同一横排的孔心mmt75 则排间距083 0 334075 0 094 2 Nt A t a 考虑到塔径比较大 而且采用塔板分块 各块支撑与衔接也要占去一部分 鼓泡区面积 因而排间距不宜采用 0 083m 而应小一点 故取 按mmt80 以等腰三角叉排方式作图得阀孔数mmt75 mmt80 303 N 实际孔速 sm Nd V u s 44 7 039 0 785 0 303 693 2 785 0 22 0 0 阀孔动能因数为 35 1322 3 44 7 00 v uF 所以阀孔动能因子变化不大 仍在 9 14 的合理范围内 故此阀孔实排数适用 1152 0 0 2 039 0 303 22 0 0 D d NAA T 此开孔率在 5 15 范围内 符合要求 所以这样开孔是合理的 27 图 7 2 阀孔排列 二二 塔板流的体力学计算塔板流的体力学计算 1 1 塔板压降塔板压降 精馏段 1 计算干板静压头降 c h 由式可计算临界阀孔气速 即825 1 1 73 v c U oc U smU v oc 01 6 77 2 1 73 1 73 825 1 825 1 可用算干板静压头降 即 c UU 00 L vc c g U h 2 34 5 2 0 mhc032 0 41 851 77 2 8 92 01 6 34 5 2 2 计算塔板上含气液层静压头降 f h 由于所分离的苯和氯苯混合液为碳氢化合物 可取充气系数 已知板上5 0 0 液层高度 所以依式 06 0 L h Ll hh 0 mhl03 0 06 0 5 0 3 计算液体表面张力所造成的静压头降 h 由于采用浮阀塔板 克服鼓泡时液体表面张力的阻力很小 所以可忽略不 计 这样 气流经一层 浮阀塔板的静压头降为 p h mhhhh lcp 062 0 03 0 032 0 Paghp Lpp 3 5178 941 851062 0 11 提镏段 1 计算干板静压头降 c h 28 由式可计算临界阀孔气速 即825 1 1 73 v c U oc U smU v oc 53 5 22 3 1 73 1 73 825 1 825 1 可用算干板静压头降 即 00c UU 2 0 2 34 5 L vc c g U h mhc029 0 35 940 22 3 8 92 53 5 34 5 2 2 计算塔板上含气液层静压头降 f h 由于所分离的苯和甲苯混合液为碳氢化合物 可取充气系数 已知板上5 0 0 液层高度 所以依式 06 0 L h Ll hh 0 mhl03 0 06 0 5 0 3 计算液体表面张力所造成的静压头降 h 由于采用浮阀塔板 克服鼓泡时液体表面张力的阻力很小 所以可忽略不计 这样 气流经一层 浮阀塔板的静压头降为 p h mhhhh lcp 059 0 03 0 029 0 Paghp Lpp 7 5438 935 940059 0 22 2 2 液泛计算液泛计算 式 Ldpd hhhH 精馏段 1 计算气相通过一层塔板的静压头降 P h 前已计算mhp062 0 2 液体通过降液管的静压头降 d h 因不设进口堰 所以可用式 2 0 153 0 hL L h w s d 式中mhmlsmL ws 0322 0 3 1 00377 0 0 3 mhd01 0 029 0 3 1 00377 0 153 0 2 29 3 板上液层高度 mhL06 0 则 mHd132 006 0 01 0 062 0 1 为了防止液泛 按式 取安全系数 选定板间距 wTd hHH 5 0 45 0 T Hmhw0496 0 mhH wT 250 0 0496 045 0 5 0 从而可知 符合防止液泛的要求mhHmH wTd 250 0 132 0 4 液体在降液管内停留时间校核 应保证液体早降液管内的停留时间大于 3 5 s 才能使得液体所夹带气体释出 本设计 ss L HA s Tf 526 26 00377 0 45 0 22 0 可见 所夹带气体可以释出 提镏段 1 计算气相通过一层塔板的静压头降 P h 前已计算mhp059 0 2 液体通过降液管的静压头降 d h 因不设进口堰 所以可用式 2 0 153 0 hL L h w s d 式中mhmlsmL ws 0252 0 3 1 0131 0 0 3 mhd0245 0 0252 0 3 1 0131 0 153 0 2 3 板上液层高度 则mhL06 0 mHd1435 0 06 0 0245 0 059 0 为了防止液泛 按式 取安全系数 选定板间距 wTd hHH 5 0 45 0 T Hmhw033 0 mhH wT 242 0 033 0 45 0 5 0 从而可知 符合防止液泛的要求mhHmH wTd 242 0 1435 0 30 4 液体在降液管内停留时间校核 应保证液体早降液管内的停留时间大于 3 5 s 才能使得液体所夹带气体释出 本设计 ss L HA s Tf 556 7 0131 0 45 0 22 0 可见 所夹带气体可以释出 3 3 雾沫夹带的计算雾沫夹带的计算 判断雾沫夹带量是否在小于 10 的合理范围内 是通过计算泛点率来完成 V e 1 F 的 泛点率的计算时间可用式 和 100 36 1 1 pF Ls vL v s AKc ZLV F 100 78 0 1 TF vL v s AKc V F 塔板上液体流程长度 mWDZ dL 402 1299 020 22 塔板上液流面积 2 7 222 0 214 32mAAA fTp 图 3 1 精馏段 苯和氯苯混合液可按正常物系处理 取物性系数 K 值 K 1 0 在从泛点负荷因 数图中查得负荷因数 将以上数值分别代入上式0 127 F C 31 54 46 100 7 2127 0 1 402 100377 036 1 77 2 42 851 77 2 668 2 F 及 00 49 100 14 3 127 00 178 0 77 2 41 851 77 2 668 2 F 提镏段 苯和氯苯混合液可按正常物系处理 取物性系数 K 值 K 1 0 在从泛点负荷因 数图中查得负荷因数 将以上数值分别代入上式130 0 F C 1 52 100 7 2130 0 1 402 1 0131 0 36 1 22 335 940 22 3 693 2 F 及 58 49 100 14 3 130 0 0 178 0 22 3 35 940 22 3 693 2 F 为避免雾沫夹带过量 对于大塔 泛点需控制在 80 以下 从以上计算的结果 可知 其泛点率都低于 80 所以雾沫夹带量能满足 的要求 干气 液 kg 1 0 kge V 4 4 塔板负荷性能图塔板负荷性能图 4 14 1 雾沫夹带上限线雾沫夹带上限线 对于苯 氯苯物系和已设计出塔板结构 雾沫夹带线可根据雾沫夹带量的上限 值所对应的泛点率 亦为上限值 利用式干气 液 kg 1 0 kge V 1 F 和便可作出此线 100 36 1 1 pF Ls vL v s AKc ZLV F 100 78 0 1 TF vL v s AKc V F 由于塔径较大 所以取泛点率 依上式有 1 80F 32 精馏段 8 0 7 2127 0 0 1 402 136 1 77 2 41 851 77 2 ss LV 整理后得274 0 907 10571 0 ss LV 即 即为负荷性能图中的线 雾沫 ss LV40 3380 4 此式便为雾沫夹带的上限线方程 对应一条直线 所以在操作范围内任取两个 值便可依式算出相应的 利用两点确定一条直线 便 s L ss LV40 3380 4 s V 可在负荷性能图中得到雾沫夹带的上限线 0 001 0 005 0 01 0 015 0 02 0 025 s L 4 7674 633 4 466 4 299 4 132 3 965 s V 提镏段 8 0 7 2130 00 1 402 1 36 1 22 335 940 22 3 ss LV 整理后得281 0 907 1 0586 0 ss LV 即 即为负荷性能图中的线 雾沫 54 3280 4 ss LV 0 001 0 005 0 01 0 015 0 02 0 025 s L 4 7674 637 4 475 4 312 4 149 3 987 s V 4 24 2 液泛线液泛线 由式 wTd hHH owdwpd hhhhhH hhhh lcp 联立 即 owdwlcowdwpwT hhhhhhhhhhhhhH 式中 板上液层静压头降 g U h L v c 2 34 5 压压 压压压 压压压 2 0 Ll hh 0 从式知 表示板上液层高度 所以 owwL hhh L h 3 2 1000 84 2 w s ow l L Eh 板上 3 2 000 1000 84 2 压 压压压压压压 w s wowwLl l L Ehhhhh 33 液体表面张力所造成的静压头和液面落差可忽略 hh 液体经过降液管的静压头降可用式 2 0 153 0 hl L h w S d 则 LdcdLLcwT hhhhhhhhH 00 1 3 2 0 2 0 2 0 3600 1000 84 2 1153 0 2 34 5 w S w w S L v l L h hl L g u 式中阀孔气速与体积流量有如下关系 0 u Nd V u S 2 0 0 4 精馏段 式中各参数已知或已计算出 即 303 41 851 77 2 5 0 0496 0 45 0 5 0 33 0 NmkgmkgmhmH lvwT 代入上式 mlw3 1 mh029 0 0 0 0 039dm 整理后便可得与的关系 即 s V s L 3 2 2 2 077 12484 159009 25 SSS LLV 此式即为液泛线的方程表达式 在操作范围内任取若干值 依 s L 3 2 2 2 077 12484 15900 9 25 SSS LLV 0 0 005 0 01 0 015 0 02 0 025 s L 5 09 4 68 4 31 3 843 22 2 99 s V 用上述坐标点便可在负荷性能图中绘出液泛线 图中的 液泛线 ss LV 提镏段 303 35 940 22 3 5 0 033 0 45 0 5 0 33 0 NmkgmkgmhmH LvwT 代入上式mlw3 1 mh0252 0 0 0 0 039dm 整理后便可得与的关系 即 s V s L 3 2 2 2 81 11739 1999493 26 SSS LLV 0 0 005 0 01 0 015 0 02 0 025 s L 5 1894 794 4 412 3 907 3 202 2 087 s V 用上述坐标点便可在负荷性能图中绘出液泛线 图中的 液泛线 34 4 34 3 液相负荷上限线液相负荷上限线 为了使降液管中液体所夹带的气泡有足够时间分离出 液体在降液管中停 留时间不应小于 3 5s 所以对液体的流量须有一个限制 其最大流量必须保 证满足上述条件 由式可知 液体在降液管内最短停留时间为 3 5 秒 秒 53 S Tf L HA 取为液体在降液管中停留时间的下限 所对应的则为液体的最大流量5s 即液相负荷上限 于是可得 maxs L 精馏段 所 5 020 0 5 45 0 22 0 5 max 3 max Tf s Tf s HA Lsm HA L 显然由式 得到的液相上限线是 一条与气相负荷性能无关的竖直线 即负荷性能图中的 线 液相上限 提镏段 5 020 0 5 45 0 22 0 5 max 3 max Tf s Tf s HA Lsm HA L 显然由式 所得到的液相上限线是 一条与气相负荷性能无关的竖直线 即负荷性能图中 的线 液相上限 4 44 4 气体负荷下限线 漏液线 气体负荷下限线 漏液线 对于 F1 型重阀 因800mm 故裙座壁厚取 16mm 基础环内径 mmDbj1732103 0 1622000 3 基础环外径 mmDbo2332103 0 1622000 3 圆整 mmDbj1800 mmDbo2400 基础环厚度 考虑到腐蚀余量取 18mm 考虑到再沸器 裙座高度取 3m 地角螺 栓直径取 M30 7 7 附属设备设计附属设备设计 7 17 1 泵的计算泵的计算 进料温度 14 88 q t 3 m 3 3 kg m00 882 kg m72 1028 805 4kg m LFBLFALF smpa313 0 smpa393 0 smpa 282 0 LFBA uuu 42 已知进料量 hm F V mLF F 98 28 882 00 89 00287 16M 3 mLF 取管内流速 则smu 6 1 则管径 mmm u V D F 06 8008006 0 6 114 3 3600 98 2843600 4 故可采用故可采用 83 3 5 的离心泵 则内径 d 76mm 得 smDVu F 76 1 076 0 14 33600 98 284 3600 4 2 2 5 3 1077 3 10313 0 00 88276 1 076 0 duRe 取绝对粗糙度为 mm35 0 则相对粗糙度为 0046 0 d 摩擦系数 由 9 6 7 3 lg 8 1 11 1 2 1 e Rd 0 0299 进料口位置高度 h 19 1 0 45 2 1 0 4 3 13 6m m g u d h H f 689 1 81 9 76 1 076 0 6 13 0299 0 22 扬程 mhHH f 289 15 6 13689 1 7 27 2 冷凝器冷凝器 塔顶温度 tD 80 52 冷凝水 t1 20 t2 30 则 52 503052 80 52 602052 80 22 11 ttt ttt D D 37 55 52 50 52 60 ln 10 ln 21 21 tt tt tm 由 tD 80 43 查液体比汽化热共线图得 kgKJ 4 393 苯 塔顶被冷凝量 skgVq vs 39 7 77 2668 2 冷凝的热量 sKJqQ 4 2907 4 39339 7 苯 43 取传热系数kmWK 2 600 则传热面积 2 3 51 87 37 55600 10 4 2907 mtKQA m 冷凝水流量 skg ttCP Q W 51 69 104183 1