化工原理课程设计-苯--甲苯二元物系浮阀式式精馏塔的设计.doc

吉林化工学院化工原理课程设计 1 吉吉林林化化工工学学院院 化化 工工 原原 理理 课课 程程 设设 计计 题目题目 苯苯 甲苯二元物系伏阀精馏塔设计甲苯二元物系伏阀精馏塔设计 教教 学学 院院 化工与材料工程学院化工与材料工程学院 专业班级专业班级 化工化工 09020902 学生姓名学生姓名 闫秋影闫秋影 学生学号学生学号 0911022009110220 指导教师指导教师 张福胜张福胜 2011 年年 12 月月 16 日日 吉林化工学院化工原理课程设计 2 目目 录录 摘摘 要要 1 1 绪绪 论论 2 2 设计方案的选择设计方案的选择 3 3 第一章第一章 塔板的塔板的工工艺的计算艺的计算 3 3 1 1 精馏塔的物料衡算 4 1 2 各段理论塔板数的计算 5 1 2 1 相对挥发度的计算 5 1 2 2 最小回流比的计算 1 2 3 精馏塔气液相负荷 11 1 2 4 操作线方程的确定 11 1 3 6 精馏塔理论塔板数的计算 11 1 3 7 板效率的计算 12 1 3 8 实际板数的计算及全塔效率的计算 14 第二章第二章 精馏精馏塔主要工艺尺寸的设计塔主要工艺尺寸的设计 8 8 2 1 精馏塔的工艺条件及有关物性数据的计算8 2 1 1 操作压力计算 8 2 1 2 操作温度计算 9 2 1 6 平均密度的计算 12 2 1 7 液体平均表面张力的计算 14 2 1 3 平均摩尔质量的计算 9 2 1 4 热量衡算 10 2 1 8 气液负荷计算 14 2 2 塔体工艺尺寸的计算 15 2 2 1 精馏塔塔径的计算 15 2 2 2 精馏塔有效塔高的计算 16 2 3 塔板工艺尺寸的计算 16 2 3 1 溢流装置的设计 16 2 3 2 浮阀布置设计 17 2 3 3 浮阀板流体力学验算 19 2 4 塔板负荷性能图 22 2 4 1 液沫夹带线的绘制 22 2 4 2 液泛线的绘制 22 2 4 3 漏液线 气相负荷线的下限线 23 2 4 4液相负荷的下限线的绘制 24 吉林化工学院化工原理课程设计 3 2 4 5液相负荷的上限线的绘制 24 2 4 6 小结 25 第三章第三章 辅助设备及选型辅助设备及选型 2525 3 1 接管的计算与选择 25 3 1 1 进料管的选择 25 3 1 2 回流管的选择 26 3 1 3 釜底出口管路的选择 26 3 1 4 塔顶蒸汽管 26 3 1 5 加料蒸汽管的选择 27 3 1 6 茼体与封头的设计 26 3 1 7 裙座的计算 26 3 1 8 除沫器的设计 26 3 1 9 人孔的设计 29 3 2 0 法兰的设计 29 第四章第四章 塔高的计算塔高的计算 3030 4 1 塔顶高度的计算 30 4 2 塔底高度的计算 30 4 3 塔总高度的计算 30 第五章第五章 附属设备计算附属设备计算 3030 5 1 冷凝器的选择 30 5 2 再沸器的选择 31 总结语总结语 3232 表表 3 1 筛板塔的工艺设计计算结果汇总表筛板塔的工艺设计计算结果汇总表 主要符号说明主要符号说明 3333 参考文献参考文献 3535 化工原理课程设计教师评分表化工原理课程设计教师评分表 3636 吉林化工学院化工原理课程设计 0 摘摘 要要 本次设计的浮阀塔是化工生产中主要的传质设备 此设计针对二元物系的 精馏问题进行分析 计算 核算 绘图 是较完整的精馏设计过程 该设计方 法被工程技术人员广泛的采用 本文设计了浮阀精馏塔及其附属元件的尺寸 管线路线的铺设 并对摩尔 分数为 0 5 的苯 甲苯二元溶液进行精馏过程 其中塔顶使用全凝器 部分回 流 按逐板计算理论板数为 16 由平均粘度得到全塔效率为 50 从而得到了 塔的精馏段实际板数为 15 块 提馏段实际板数为 15 实际加料位置在第 16 块 板 确定了塔的主要工艺尺寸 塔板采用单溢流弓型降液管齿型堰如塔径 1 0 米等 且经过液泛线 漏液线 液相负荷上限 液相负荷下限的校核 确定了 操作点符合操作要求 精馏段的操作弹性为 4 77 提馏段的操作弹性为 4 27 符合操作要求 关键词 苯 甲苯 精馏塔 浮阀 操作弹性 吉林化工学院化工原理课程设计 1 绪绪 论论 1 精馏塔概述 精馏塔 fractionating column 是进行精馏的一种塔式汽液接触装置 又称为蒸馏塔 有板式塔与填料塔两种主要类型 根据操作方式又可分为连 续精馏塔与间歇精馏塔 关于各种类型塔板的介绍 主要的塔板型式有 泡罩塔板 浮阀塔板 筛孔塔板 舌形塔板 斜孔塔 板 网孔塔板 垂直浮阀 多降液管塔板 林德浮阀 无溢流塔板 泡罩塔板 泡罩塔板的气体通道是由升气管和泡罩构成的 升气管是泡罩塔区别于其 它塔板的主要结构特征 这种结构不仅结构过于复杂 制造成本高 而且气体 通道曲折多变 干板压降达 液泛气速低 生产能力小 浮阀塔板 浮阀塔板是对泡罩塔板的改进 取消了升气管 在塔板开孔上访设置了浮 阀 浮阀可根据气体的流量自行调节开度 气量较小时可避免过多的漏液 气 量较大时可使气速不致过高 降低了压降 筛孔塔板 筛孔塔板是最简单的塔板 造价低廉 只要设计合理 其操作弹性是可以 满足生产需要的 目前已成为应用最为广泛的一种板型 舌形塔板 舌形塔板是为了防止过量液沫夹带而设计的一种塔型 由舌孔喷出的气流 方向近于水平 产生的液滴几乎不具有向上的初速度 同时从舌孔喷出的气流 通过动量传递推动液体流动 降低了板上液层厚度和塔板压降 网孔塔板 网孔塔板采用冲有倾斜开孔的薄板制造 具有舌形塔板的特点 并易于加工 垂直浮阀 垂直浮阀是在塔板上开有若干直径为 100 200mm 的大圆孔 孔上设置圆柱 形泡罩 泡罩下缘于塔板有一定的间隙 泡罩侧壁开有许多筛孔 气流喷射方 向是水平的 液滴在垂直方向的初速度为零 液沫夹带量很小 多降液管塔板 在普通浮阀上设置多根降液管以适应大液体量的要求 降液管为悬挂式 林德浮阀 林德浮阀是专为真空精馏设计的高效低压降塔板 在整个浮阀上布置一定 数量的导向斜孔 并在塔板入口处设置鼓泡促进装置 无溢流塔板 吉林化工学院化工原理课程设计 2 无溢流塔板是一种简易塔板 只是一块均匀开有一定缝隙或筛孔的圆形平 板 无降液管 结构简单 造价低廉 2 仪器的选用 筛板精馏塔是炼油 化工 石油化工等生产中广泛应用的汽液传质设备 它的结构特点是塔板上开有许多均匀的小孔 根据孔径的大小 分为小孔 径筛板和大孔径筛板两类 工业上以小孔径筛板为主 大孔径筛板多用于某些 特殊场合 如分离难度大 易结焦的物系 筛板的优点是结构简单 造价低 板上液面落差小 气体压降低 生产能 力较大 气体分散均匀 传质效率较高 合理的设计和适当的操作能满足要求 的操作弹性 而且效率高 筛板塔制造维修方便 相同条件下生产能力比泡罩 塔高 10 15 板效率亦约高 10 15 而每板压力降则低 30 左右 适用于 真空蒸馏 塔板效率较高 但稍低于浮阀塔 具有较高的操作弹性 但稍低于 泡罩塔 其缺点是小孔径筛板易堵塞 不适宜处理脏的 粘性大的和带固体粒 子的料液 饱和蒸汽 产品采出 塔底物料采出 进料 精馏框架简图 吉林化工学院化工原理课程设计 3 第第 1 章章 设设 计计 方方 案案 1 1 装置流程的确定装置流程的确定 蒸馏装置包括精馏塔 原料预热器 蒸馏釜 再沸器 冷凝器 釜 液冷却器和产品冷却器等设 按过程按操作方式的不同 分为联组整流和 间歇蒸馏两种流程 连续蒸馏有生产能力大 产品质量稳定等优点 工业 生产中以连续蒸馏为主 间歇蒸馏具有操作灵活 适应性强等优点 适合 于小规模 多品种或多组分物系的初步分离 蒸馏通过物料在塔内的多次部分汽化与多次部分冷凝实现分离 热量 自塔釜输入 由冷凝器中的冷却质 将余热带走 在此过程中 热能利用 率很低 为此 在确定装置流程时应考虑余热的利用 譬如 用余料作为 塔顶产品 或釜液产品 冷却器的冷却介质 既可以将原料预热 又可以 节约冷却质 另外 为保持塔的操作稳定性 流程中除用泵这节送入塔原料外也可 以用高位槽送料 以免受泵操作波动的影响 塔顶冷凝装置可采用全冷凝器 分冷凝器两种不同的设置 甲醇和水 不反应 且容易冷凝 故使用全凝器 用水冷凝 塔顶出来的气体温度不 高 冷凝后回流液和产品温度不高 无需进一步冷却 此次分离也是希望 得到甲醇 选用全凝器符合要求 总之 确定流程时要较全面 合理地兼顾设备 操作费用 操作控制 及安全诸因素 1 2 操作压力的选择操作压力的选择 蒸馏过程中按操作压力不同 分为常压蒸馏 减压蒸馏和加压蒸馏 一般地 除热明性物系 凡通过常压蒸馏能够实现分离要求 并能用江河 水或循环水将馏出物冷凝下来的物系 都能采用常压蒸馏 对热敏性物系 或者混合物泡点过高的物系 则宜采用减压蒸馏 对常压下馏出物冷凝温 度过低的物系 需提高塔压或者采用深井水 冷冻盐水作为冷却剂 而常 压下呈气态的物系必须采用加压蒸馏 甲苯和苯在常压下就能够分离出来 所以本实验在常压下操作就可以 吉林化工学院化工原理课程设计 4 1 3 进料状况的选择进料状况的选择 进料状况一般有冷液进料 泡点进料 对于冷液进料 当组成一定时 流量一定对分离有利 节省加热费用 采用泡点进料不仅对稳定操作较为 方便 且不受季节温度影响 综合考虑 设计上采用泡点进料 泡点进料 时 基于恒摩尔流假定 精馏段和提馏段上升蒸汽的摩尔流量相等 故精 馏段和提馏段塔径基本相等 制造上较为方便 1 4 加热方式的选择加热方式的选择 加热方式可分为直接蒸汽和间接蒸汽加热 直接蒸汽加热直接由塔底 进入塔内 由于重组分是水 故省略加热装置 但在一定的回流比条件下 塔底蒸汽回流液有稀释作用 使理论板数增加 费用增加 间接蒸汽加热 使通过加热器使釡液部分汽化 上升蒸汽回流下来的冷液进行传质 其优 点是釜液部分汽化 维持原来的浓度 以减少理论塔板数 其缺点是增加 加热装置 本设计塔釡采用间接加热蒸汽 塔底产品经冷却后送至储罐 1 5 回流比的选择回流比的选择 回流方式可分为重力回流和强制回流 对于小型塔 回流冷凝器一般 安装在塔顶 其优点是回流冷凝器无需支持结构 其缺点是回流冷凝器回 流控制较 如果需要较高的塔顶处理或塔板数较多时 回流冷凝器不宜安 装在塔顶 因为塔顶冷凝器不已安装 检修和清理 在这种情况下 可采 用强制回流 塔顶上蒸汽采用冷凝器冷却以冷回流流入塔中 由于本次设 计为小型塔 故采用重力回流 本设计物系属易分离物系 最小回流比较 小 故操作回流比却最小回流比的 1 5 倍 吉林化工学院化工原理课程设计 5 第一章第一章 塔板的工艺塔板的工艺的计算的计算 1 1 主要基础物性参数 表 1 1 苯和甲苯的物理性质 项目分子式分子量沸点临界温度临界压强 苯 AC6H678 1180 1288 54833 2 甲苯 BC6H5 CH392 13110 6318 574107 7 表 1 2 液相密度 kg m3 温度8090100110120 A815803 9792 5780 3768 9 B810800 2790 3780 3770 0 表 1 3 表面张力 mN m 温度8090100110120 A21 2720 0618 8517 6616 49 B21 6920 5919 9418 4117 31 表 1 4 粘度 LmPa 温度8090100110120 A0 3080 2790 2550 2330 215 B0 3110 2860 2640 2540 228 吉林化工学院化工原理课程设计 6 表 1 5 汽化热 kJ kg 温度8090100110120 A394 1386 9379 3371 5363 2 B379 9373 8367 6361 2354 6 1 2 精馏塔实际塔板的计算 1 2 1 精馏塔物料衡算 加料量 F 55Kmol h 原料组成 XF 0 5 塔顶组成 XD 0 98 塔底组成 XW 0 03 总物料衡算 D W 55 轻组分 苯 物料衡算 55 0 5 0 98D 0 03W 联立两式可解得 D 27 21kmol h W 27 79kmol h 平均相对分子质量 78 11 0 5 92 14 1 0 5 85 13 kmol F M 78 11 0 98 92 14 1 0 98 78 39 kmol DM 78 11 0 03 92 14 1 0 03 91 12 kmol W M 故质量流量 D 2132 9919 h DDM W 2548 8988 h WW M F 4682 15 h FF M 质量分率 D x9765 0 14 92211 7898 11 7898 W x 0255 0 14 929711 783 11 783 F x 9765 0 14 925011 7850 11 7850 1 2 2 塔板数的确定 1 最小回流比及操作回流比的计算 1 相对挥发度的计算 吉林化工学院化工原理课程设计 7 查表 3 21 得常压下苯 甲苯气液平衡组成与温度关系如下表 利用表中数据由插值法可求得 tF tD tW 得 tD 80 4 1 80 21 80 6680 66 99979897 Dt XF 0 5 时 得 tF 91 4 XW 0 03 时 得 tW 108 79 1 2 21 2 2 相对挥发度相对挥发度 m m的计算 的计算 苯 甲苯的饱和蒸汽压可用安托因方程求解 即 Lg A 式中 t 物系温度 单位 饱和蒸汽压 Kpa 0 p B tC 0 p A B C Antoine 常数 见如下表 1 2 表 1 2 组分 ABC 苯 A 6 0321206 35220 24 甲苯 B 6 0781343 94219 58 即 苯 甲苯的安托因方程分别为 o A o B 1206 35 lg6 032 220 24 1343 94 lg6 078 219 58 p t p t 对于塔顶 则 80 4 D t o A 1206 35 lg6 032104 71 80 4220 24 1343 94 lg6 07839 628 80 41219 58 o A oo BB ppKpa ppKpa 104 72 2 642 39 628 o A o B p a p 顶 同理塔底 则 W 109 18t o A 1206 35 lg6 032232 273 108 79220 24 1343 94 lg6 07896 605 108 79219 58 o A oo BB ppKpa ppKpa 232 273 2 404 96 605 o A o B p a p 底 相对挥发度 2 642 2 4042 52 m aaa 顶底 从而得到相平衡方程 x 1 1 2 52 1 52 yy yy 吉林化工学院化工原理课程设计 8 1 2 31 2 3 最小回流比的计算最小回流比的计算 最小回流比的确定 22 1 1 1 1 1 min F D F D x x x x R 操作回流比 R 1 5Rmin 1 83 2 精馏塔的气 液相负荷 精馏段 L RD 1 83 27 21 49 79kmol h V R 1 D 1 83 1 27 21 77kmol h 提馏段 49 79 155 104 79 kmol h qFLL 77 0 77 kmol h FqVV 1 3 操作线方程的计算 精馏段操作线方程为 1 1 830 98 0 650 35 111 83 11 83 1 D nnnn xR yxxx RR 提馏段操作线方程为 1 1 360 011 W nnn WxL yxx VV 4 精馏塔理论塔板的确定 由于塔顶是全凝器所以有 1 0 98 D yx 1 1 1 0 9511 2 52 1 52 y x y 由精馏段操作线方程 y 0 65x 0 35 得 y2 0 9682 由平衡线方程可得 2 2 2 0 9236 2 52 1 52 y x y 同理可算出如下值 吉林化工学院化工原理课程设计 9 33 44 55 66 77 88 99 1010 11 0 9503 0 8836 0 9243 0 8289 0 8888 0 7603 0 8442 0 6826 0 7937 0 6042 0 7427 0 5339 0 6970 0 4772 9 0 6380 0 4115 0 5486 F yx yx yx yx yx yx yxx yx yx 所以第块为进料板 以下交替使用提馏段操作线方程与相平衡方程 11 1212 1313 1414 1515 1616 0 3253 0 4314 0 2314 0 3037 0 1475 0 1896 0 0849 0 1044 0 0442 0 0491 0 0201W yx yx yx yx yxx 所以总理论板数为 16 块 包含再沸器 精馏段理论板数为 8 第 9 块为进料板 提馏段理论板数为 8 含再沸器 1 3 7 板效率的计算 板效率的计算 对于进料 91 4 由安托因方程可得 F t 1206 35 lg6 032144 89 91 4220 24 oo AA PPKpa 1343 94 lg6 07857 06 91 4219 58 oo BB PPKpa 144 89 2 539 57 06 o A F o B p a p 2 642 D a 又2 404 W a 精馏段的平均相对挥发度 1 2 6422 539 2 5905 22 DF aa a 提馏段的平均相对挥发度 2 2 4042 539 2 4715 22 WF aa a 又 80 41 D t 108 79 W t 精馏段平均温度 1 91 480 4 85 9 22 FDtt t 提馏段平均温度 2 91 4 108 79 100 095 22 FWtt t 吉林化工学院化工原理课程设计 10 根据液体平均粘度公式 可求得不同温度下苯和甲苯的lg 273 15 L AA tB 粘度 对于苯 A 其中 即 545 64A 265 34B 545 64545 64 lg 273 15265 34 LA t 时 1 85 9t 当 1 1 545 64545 64 lg0 254 85 9273 15265 34 LALA mpa s 时 2 100 095t 当 2 2 545 64545 64 lg0 291m 100 095273 15265 34 LALA pa s 对于甲苯 B 其中 即 33 467 A34 265 467 33467 33 lg 273 15255 24 L t 时 1 85 9t 当 1 1 467 33467 33 lg0 2955 85 9273 15255 24 LL mpa s 时 2 100 095t 当 2 2 467 33467 33 lg0 2637 100 095273 15255 24 LL mpa s 又精馏段的液相组成 1 0 980 50 0 74 22 DF xx x 提馏段的液相组成 F 2 0 50 03 0 265 22 W xx x 精馏段的平均液相粘度 1 11 11 10 74 0 2541 0 740 29550 2648m LLALB xxpa s 提馏段的平均液相粘度 2 21 22 10 291 0 2650 26371 0 2650 2709m LLALB xxpa s 精馏段的板效率 0 2450 245 111 0 490 492 5905 0 26480 537 TL Ea 提馏段的板效率 0 2450 245 222 0 490 492 47 0 27090 541 TL Ea 1 3 81 3 8 实际板数的计算及全塔效率的计算实际板数的计算及全塔效率的计算 T 1 T 2 8 15 E0 537 8 15 E0 541 P T P T N N N N 精 精 提 提 块 块 吉林化工学院化工原理课程设计 11 全塔所需实际塔板数 实际加料板为第 17 P N15 15 30 PP NN 提精 块 块板 2 1 精馏塔的工艺条件及有关物性数据的计算 2 1 1 操作压力计算 塔顶压强 101 325kPa D P 每层塔板压降 P 0 7kPa 进料板压力 101 325 15 0 7 111 8kPa F P 塔底压力 101 325 30 0 7 122 3kPa W P 精馏段平均操作压强 Pm 101 3 111 8 2 106 55kPa 提馏段平均操作压强 pm 111 8 122 3 2 117 05kPa 全塔平均操作压力 106 55 117 05 111 8 2 pKPa 2 4 11 液相平均表面张力计算 液相平均表面张力计算依公式 Lm ii 计算 表 2 8 液体表面张力 1 温度 t 8090100110120 A 苯mN m 21 2720 0618 8517 6616 49 B 甲苯mN m 21 6920 5919 9418 4117 31 用内插法求 DFW ttt 下苯 甲苯的表面张力 D t 81 4 908080 480 21 6449 20 5921 6921 69 BD BD mN m 908080 480 21 2204 20 0621 2721 27 AD AD mN m 121 2204 0 9821 641 0 9821 2288 LDmADDBDD xxmN m 吉林化工学院化工原理课程设计 12 F t 91 4 1009091 490 19 8906 18 8520 0620 06 AF AF mN m 1009091 490 20 499 19 9420 5920 59 BF BF mN m 119 8906 0 520 4991 0 520 1948 LFmAFFBFF xxmN m W t 108 79 110 100108 79 100 17 804 17 66 18 8518 85 AW AW mN m 110 100108 79 100 18 5951 18 41 19 9419 94 BW BW mN m 117 804 0 03 18 59511 0 0318 5714 LWmAWWBWW xxmN m 精馏段液相平均表面张力 1 221 228820 1948 220 7118 LmLDmLFm mN m 提馏段液相平均表面张力 2 220 1948 18 5714 219 3831 LmLFmLWm mN m 2 1 4 热量衡算 1 加热介质的选择 选用饱和水蒸气 温度 140 工程大气压为 3 9atm 原因 水蒸气清洁易得 不易结垢 不腐蚀管道 饱和水蒸气冷凝放热值大 而水蒸气压力越高冷凝温差越大 管程数相应减小 但蒸汽压力不宜过高 热量衡算 由上面知道塔顶温 80 4 108 91 4 D t W t F t 由不同温度下苯和甲苯的摩尔汽化热公式 Cp a bT cT2 查表得 对于苯 a 1 71 b 0 32477 c 0 00011058 对于甲苯 a 2 41 b 0 391177 c 0 00013065 求得在 下的苯和甲苯的汽化热 单位 和 D t F t w t kJkmol K 1p C 吉林化工学院化工原理课程设计 13 分别代表苯和甲苯的汽化热 2p C tD 80 4 1 99 29 p C kJkmol K 2 124 37 p C kJkmol K 12 1 pD pDpD CCxCx kJkmol K 99 79 kJkmol K tW 108 79 1 106 20 p C kJkmol K 2 132 76 p C kJkmol K 12 1 pW pWpW CCxCx 131 96 kJkmol K 91 8 F t 1 103 70 p C kJkmol K 2 127 65 p C kJkmol K 12 1 PPFPF CCxCx 115 09 kJkmol K 80 6 D t 1 393 776 rKJKg 2 379 625 rKJKg 12 1 DD rrxrx 393 776 0 98379 625 1 0 98 393 49KJ Kg 塔顶 12 1 D DD MMxMx 78 11 0 9892 14 10 98 78 39 kg kmol 1 0 时塔顶气体上升的焓 V Q 塔顶以 0 为基准 D pD VD QV CtVM 91 41 99 79 80 491 41 393 49 78 39 2992897 377 KJ h 2 回流液的焓 R Q 此为泡点回流 据图查得此时组成下的泡点 用内插法求得回txy D t 流液组成下的 80 41 在此温度下 D t 1 99 83 p C kJkmol K 2 124 38 p C kJkmol K 12 1 p pDpD CCxCx 吉林化工学院化工原理课程设计 14 99 83 0 98 124 38 1 0 98 100 32 kJkmol K 回流液组成与塔顶组成相同 49 79 99 79 80 4399470 95 DDD QL Cpt 3 塔顶馏出液的焓 D Q 因馏出口与回流口组成一样 所以100 32 pCkJkmol K 29 68 99 8365 80 6238829 674 RPDQD CtKJh 4 冷凝器消耗的焓 C Q 2992897 377399470 95219495 7562373930 671 CVRD QQQQkJ h 5 进料口的焓 F Q 55 115 09 91 4578557 43 FFPFQF CtKJ h 6 塔底残留液的焓 27 79 131 96 108 79398951 2502 WPWWQW CtKJ h 7 再沸器 全塔范围列衡算式 B Q 塔釜热损失为 则10 0 9 设再沸器损失能量 损 损 Q0 1 B Q BFCWD QQQQQQ 加热器实际热负荷 0 9 BCWDF QQQQQ 3570935 107 kJ h 3967705 675 B QkJ h 表格 1 5 热量衡算表 项目 进料 冷凝器 塔顶馏出液 塔底残液 再沸器 平均比热 kJ kmol K 115 09 99 79 131 96 热量 kJ h 578557 43 2373930 671 399470 95 398951 2502 3967705 675 2 1 32 1 3 平均摩尔质量的计算平均摩尔质量的计算 塔顶平均摩尔质量的计算 由 可知 1 0 98 D xy 1 0 9511x 11 10 98 78 111 0 9892 1478 39 VDmAB My MyMkg kmol 11 10 9511 78 111 0 951192 1478 8 LDmAB Mx MxMkg kmol 进料板平均摩尔质量的计算 吉林化工学院化工原理课程设计 15 由 可知 0 6380 F y 0 5 F x 10 6380 78 111 0 638092 1483 19 VFmFAFB My MyMkg kmol 10 5 78 111 0 592 1485 13 LFmFAFB Mx MxMkg kmol 塔釜平均摩尔质量的计算 由 由相平衡方程得 0 03 w x 0 697 w y 10 697 78 111 0 69792 1482 36 VwmwAwB My MyMkg kmol 10 03 78 111 0 9792 1491 72 LwmwAwB Mx MxMkg kmol 精馏段平均摩尔质量的计算 78 3983 19 80 79 2 Vm Mkg kmol 78 885 13 81 965 2 Lm Mkg kmol 提馏段平均摩尔质量的计算 83 1982 36 82 775 2 Vm Mkg kmol 85 1391 72 88 425 2 Lm Mkg kmol 2 1 42 1 4 平均密度平均密度 3 计算 2 4 气相平均密度计算 表 2 5 苯和甲苯的不同温度下密度 2 温度 t 8090100110120 L 苯 3 kg m815803 9792 5780 3768 9 L 甲苯 3 kg m810800 2790 3780 3770 0 已知混合液密度 1 AB LAB aa 用内插法求得苯 甲苯在 F t D t W t 温度下的密度 D t 81 0020 1 1 80908080 4 814 5449 815803 9815 L L 3 kg m 吉林化工学院化工原理课程设计 16 2 2 80908080 41 809 5982 810800 2810 L L 3 kg m 12 10 97561 0 9756 814 4280 D DLL 3 kg m 91 40 F t 1 1 1009095 4090 802 3041 792 5803 9803 9 L L 3 kg m 2 2 1009091 490 798 814 790 3 800 2800 2 L L 3 kg m 12 10 45871 0 4587 800 4111 F FLL 3 kg m W t 108 79 1 1 100 110100 108 79 781 776 792 5780 3792 5 L L 3 kg m 2 2 100 110100 109 9976 780 3024 790 3780 3790 3 L L 3 kg m 12 10 02551 0 0255 781 5168 W WLL 3 kg m 所以精馏段 1 807 4196 2 FD L 3 kg m 提馏段 2 780 9640 2 Fw L 3 kg m 气相平均密度计算 由理想气体状态方程计算 即 精馏段 3 106 551 80 79 2 88 8 31485 905273 15 mVm Vm m M kg m R 提馏段 3 117 05 82 775 3 12 8 314100 095273 15 mVm Vm m M kg m R 1 精馏段的气液体积流率 吉林化工学院化工原理课程设计 17 由精馏段的气液负荷 V 77Kmol h L 49 79Kmol h 可得 3 3 77 80 79 0 6 36003600 2 88 49 79 81 965 0 001404 36003600 807 4196 Vm Lm M s vm M s Lm V Vms L Lms 2 提馏段的气液体积流率 由提馏段的气液负荷 V 77 Kmol h L 104 79Kmol h 3 3 77 82 775 0 567 36003600 3 12 104 79 88 425 0 0033 36003600 780 9640 Vm Lm M s vm M s Lm V Vms L Lms 2 2 1 精馏塔塔径的计算 1 精馏段塔径 D 的计算 选板间距 0 40m 取板上液层高度 0 06m 故 0 34m T H l h T H l h 11 22 0 001404 807 4196 0 039 0 62 88 L V Ls Vs 查化工原理课程设计 P 得 C20 0 078 108 依式校正到物系张力为 20 7118mN m 时的 C 2 0 20 20 CC 0 20 2 20 max 20 7118 0 07 0 0725 2020 807 41962 88 0 07251 212 2 88 L LV V CC UCm s 取安全系数为 0 70 0 70 1 212 0 70 0 848m s u max u 则精馏段塔径 D 44 0 6 0 95 3 14 0 848 s V m U 按标准塔经圆整为 D 1 2m 则精馏段塔截面积为 AT 222 1 0 0 785 44 Dm 实际空塔气速为 U 0 6 0 76 0 785 s T V m s A 2 提馏段塔径 D 的计算 选板间距 0 40m 取板上液层高度 0 06m 故 0 34m T H l h T H l h 吉林化工学院化工原理课程设计 18 11 22 0 0033 780 9640 0 0921 0 5673 12 SL V L Vs 查化工原理课程设计 P 得 C20 0 07 108 依式校正到物系张力为 19 3831mN m 时的 C 2 0 20 20 CC 0 20 2 20 max 19 3831 0 07 0 0686 2020 780 96403 12 0 06861 083 3 12 L CC Um s 取安全系数为 0 70 0 70 1 083 0 70 0 781m s u max u 提馏段塔径 D 44 0 567 0 98 3 14 0 7581 s V m U 按标准塔经圆整为 D 1 0m 提馏段塔截面积为 At 222 1 0 0 785 44 Dm 实际空塔气速为 U 0 567 0 72 0 785 m s 2 2 2 精馏塔有效塔高的计算 1 精馏段有效塔高的计算 Z精 N精 1 HT 15 1 0 40 5 6m 2 提馏段有效塔高的计算 Z提 N提 1 HT 15 1 0 40 5 6m 选取进料板上方 精馏段一处及提馏段一处各留一人孔且人孔高度 h 0 8m 所以可知精馏塔有效塔高 Z Z精 Z提 3h 5 6 5 6 3 0 8 13 6m 2 3 塔板工艺尺寸的计算 2 3 1 溢流装置的设计 由精馏段塔径 D 1 0m 则溢流装置可采用单溢流 弓型降液管 平行受液盘 及平直溢流堰 不设进口堰 各项计算如下 吉林化工学院化工原理课程设计 19 1 溢流堰长 0 70D 0 70 1 0 0 7m w l 2 出口堰高 h h h wlow 式中 h 板上液层高 取 0 06m l h 板上方液头高度 ow 选用平行堰 则堰上液头高度可由下式计算 3 2 1000 84 2 w h ow l L Eh 式中溢流收缩系数 E 可近似取为 1 对于精馏段 23 2 843600 0 001404 1 0 011 10000 7 ow hm 所以出口堰高 h 0 06 0 0011 0 049m w 对于提馏段 23 2 843600 0 0033 1 0 0188 10000 7 ow hm 出口堰高 h 0 06 0 011 0 049m w 3 降液管的宽度 Wd与降液管的面积 Af 由 查图得 Wd D 0 151 Af AT 0 09470 0 D lw 故 Wd 0 151 1 0 0 151m Af 0 094 0 785 0 0738m2 4 计算液体在降液管中停留时间以检验降液管面积 即 0 0738 3600 0 40 21 035 0 001404 3600 fT s AH ss L 故降液管设计符合要求 5 降液管底隙高度 h 的计算 0 取液体通过降液管底隙的流速 则降液管底隙高度 h 可依下式计smu 08 0 0 0 算 对于精馏段 0 0 0 001404 3600 0 025 36003600 0 7 0 08 h w L h lu 故有00 0490 0250 0240 011whhmm 对于提馏段 0 0 0033 3600 0 02773 3600 0 7 0 17 hm 所以可知降液底隙高度设计合乎要求 且选用凹形受液盘深度为 50mm 吉林化工学院化工原理课程设计 20 2 3 2 浮阀布置设计 浮阀的形式很多 如 F1 型 十字架型 V 4 型 A 型 V O 型等 目前应 用最广泛的是 F1 型 相当于国外 V 1 型 F1 型又分为重阀 代号为 Z 和轻 阀 代号为 Q 两种 分别由不同厚度薄板冲压而成 前者重约 32 克 最为常用 后者阻力略小 操作稳定性也略差 适用于处理量大并要求阻力小的系统 如 减压塔 V 4 型基本上和 F1 型相同 除采用轻阀外 其区别仅在于将塔板上的 阀孔制成向下弯的文丘里型以减小气体通过阀孔阻力 主要用于减压塔 两种 形式阀孔的直径 d0均为 39mm 阀孔一般按正三角形排列 常用中心距有 75 100 125 150mm 等几种 它又分为顺排和错排两种 通常认为错排时两相接触情况较好 采用较多 对 于大塔 当采用分块式结构时 不便于错排 阀孔也可按等腰三角形排列 此 时多固定底边尺寸 B 例如 B 为 70 75 80 90 100 110mm 等 如果塔内气 相流量变化范围大 可采用一排重阀一排轻阀方式相间排列 以提高塔的操作 弹性 当气体流量已知时 由于阀孔直径给定 因而塔板上浮阀的数目 N 即浮阀 数就取决于阀孔的气速 并可按下式求得 0 u 2 00 4 S V n d u 阀孔的气速常根据阀孔的动能因子来确定 反映密度为 0 u 00V Fu 0 F 的气体以速度通过阀孔时动能的大小 综合考虑对塔板效率 压力降和 V 0 u 0 F 生产能力等的影响 根据经验可取 8 12 即阀孔刚全开时比较适宜 由此 0 F 可知适宜的阀孔气速为 0 0 V F u 塔板分块 因 D 1000mm 800mm 故采用分块塔板 查表的分为三块 边缘安定区宽度的确定 取 WS WS 0 10m WC 0 050m 浮阀数目 阀孔排列及塔板布置 预选取发空功能因子 F0 12 吉林化工学院化工原理课程设计 21 精馏段 0 1 0 1 12 7 07 2 88v F um s 每层塔板上的浮阀数目 2 2 00 0 6 71 0 785 0 039 7 07 4 s V N d u 个 222 A2arcsin 180 p X x RXR R 鼓泡面积 其中 R D 2 WC 1 0 2 0 05 0 45m x D 2 Wd WS 1 0 2 0 151 0 349m 2221 2 0 349 20 3490 450 349 0 45sin 1800 45 0 3779 p p A Am 提馏段 0 1 0 1 12 6 7937 3 12v F um s 2 2 00 0 567 70 0 785 0 039 6 7937 4 s V N d u 个 2 3 3 浮阀板流体力学验算 1 气体通过浮阀塔板的静压头降 hhhh lcf c 干板压降h 1 825 1 73 1 5 9 2 88 oc Um s 因为 1oocUU 2 2 1 1 7 072 88 5 345 340 049 22 9 81807 4196 o v c L U hm g 板上漏层阻力 即塔板上含气液层静压头降 选充气因数 0 0 5 0 5 0 06 0 03m L h 0 l h 液体表面张力造成的静压头降 对浮阀塔板 克服鼓泡时液体表面张力阻力很小 计算时一般可以忽略 h 所以气体通过浮阀塔板的静压头 0 049 0 03 0 079m hhhh lcf 吉林化工学院化工原理课程设计 22 换算成单板压降 Pf hfg 0 079 807 4196 9 81 625 742Pa 700 L Pa 提馏段 c 干板压降h 11 825 2 73 1 5 63 3 12 ocUm s 因为 22oocUU 22 225 633 12 5 345 340 0345 22 9 81780 964 ov c L U hm g 板上漏层阻力 即塔板上含气液层静压头降 选充气因数 0 0 5 0 5 0 06 0 03m L h 0 l h 液体表面张力造成的静压头降 对浮阀塔板 克服鼓泡时液体表面张力阻力很小 计算时一般可以忽略 h 所以气体通过浮阀塔板的静压头 0 0345 0 03 0 0645m hhhh lcf 换算成单板压降 Pf hfg 0 0645 780 964 9 81 494 15Pa 700 L Pa 2 降液管液面高度的计算 单层气体通过塔板的压降相当于液柱高度 hp1 0 084m 1 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 0 0 001404 0 7 0 025 sw lm lm hm m 2 0 001404 0 1530 0009848 0 7 0 025 d hm 板上液层高度 hL 0 07m 10 0790 00098480 060 14 0 5 0 40 0 049 D Tw hm Hm hm 取已选定 0 5 0 400 049 0 2245 Tw Hhm 从而可知 符合防止液泛的要求 wTd hHH 吉林化工学院化工原理课程设计 23 2 提馏段 单层气体通过塔板的压降相当于液柱高度 hp2 0 0645m 1 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 0 0 0033 0 7 0 02773 sw lm lm hm m 2 0 0033 0 1530 004422 0 7 0 02773 d hm 板上液层高度 hL 0 07m 10 0790 0044220 060 1434 0 5 0 40 0 0412 D Tw hm Hm hm 取已选定 0 5 0 400 0412 0 2206 Tw Hhm 从而可知 符合防止液泛的要求 wTd hHH 3 液沫夹带量计算 V e 判断液沫夹带量是否在小于 10 的合理范围内 是通过计算泛点率 F1来完成 V e 的 泛点 100 36 1 1 pF Ls GL G s AKc ZLV F 塔板上液体流程长度 21 2 0 1510 698 L ZDwdm 塔板上液流面积 m220 7582 0 07380 6374 pTf AAA 苯和甲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 CF 0 127 将以上数值 分别代入上式 得泛点率 F1为 1 2 88 0 61 36 0 001404 0 698 807 41962 88 100 45 63 1 0 128 0 6374 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 0 1kg 液 kg 干气体 V e 的要求 吉林化工学院化工原理课程设计 24 提馏段 取系数 k 1 0 泛点负荷系数 CF 0 131 由以2 3 12 0 5671 36 0 0033 0 698 780 41963 12 100 46 76 1 0 131 0 6374 F 上计算可知 符合要求 根据以上塔板的各项流体力学验算 可以认为精馏段塔径和各项工艺尺 寸是合适的 2 4 塔板负荷性能图 2 4 1 液沫夹带线的绘制 液沫夹带线上线时 ev 0 10Kg 液 Kg 干气 泛点是 80 则有 1 F 80 100 36 1 pF Ls VL V s AKC ZLV 1 精馏段 2 88 1 36 0 698 807 41962 88 0 8 1 0 0 128 0 6374 ss VL 整理可得 1 09 15 87ssVL 2 提馏段 3 12 1 36 0 698 780 96403