化工原理设计(苯-氯苯浮阀塔设计).doc

安徽大学学化学学化工学学院 课课 程 设设 计计 课程设计名称课程设计名称 化工原理课程设计 课程设计题目课程设计题目 苯 氯苯混合液浮阀式精馏塔设计 姓姓 名名 学学 号号 专专 业业 班班 级级 指导教师指导教师 提交日期提交日期 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 原料液中含氯苯 35 质量 2 塔顶馏出液中含氯苯不得高于 2 质量 3 年产纯度为 99 8 的氯苯吨 41000 吨 操作条件操作条件 1 塔顶压强 4KPa 表压 单板压降小于 0 7KPa 2 进料热状态 自选 3 回流比 R 1 1 3 Rmin 4 塔底加热蒸汽压强 506 KPa 表压 设备型式设备型式 F1 型浮阀塔 设备工作日 每年 330 天 每天 24 小时连续运行 厂址 惠州 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 四 参考资料 四 参考资料 1 物性数据的计算与图表 2 化工工艺设计手册 3 化工过程及设备设计 4 化学工程手册 5 化工原理 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 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 12 T E 3 5 实际塔板数 近似取两段效率相同 13 p N 4 操作工艺条件及相关物性数据的计算 13 4 1 平均压强 13 m p 4 2 平均温度 14 m t 4 3 平均分子量 14 m M 4 4 平均密度 15 m 4 5 液体的平均表面张力 16 m 4 6 液体的平均粘度 17 mL 4 7 气液相体积流量 18 6 主要设备工艺尺寸设计 19 6 1 塔径 19 7 塔板工艺结构尺寸的设计与计算 20 7 1 溢流装置 20 7 2 塔板布置 23 二二 塔板流的体力学计算塔板流的体力学计算 25 1 塔板压降 25 2 液泛计算 27 3 雾沫夹带的计算 28 4 塔板负荷性能图 30 4 1 雾沫夹带上限线 30 4 2 液泛线 31 4 3 液相负荷上限线 32 4 4 气体负荷下限线 漏液线 33 4 5 液相负荷下限线 33 三三 板式塔的结构与附属设备板式塔的结构与附属设备 35 1 塔顶空间 35 2 塔底空间 36 3 人孔数目 36 4 塔高 36 浮阀塔总体设备结构简图 浮阀塔总体设备结构简图 37 5 接管 38 5 1 进料管 38 5 2 回流管 38 5 3 塔顶蒸汽接管 39 5 4 釜液排出管 39 5 5 塔釜进气管 40 6 法兰 40 7 筒体与封头 41 7 1 筒体 41 7 2 封头 41 7 3 裙座 41 8 附属设备设计 41 8 1 泵的计算及选型 41 8 2 冷凝器 42 8 3 再沸器 43 四四 计算结果总汇计算结果总汇 44 五五 结束语结束语 45 六六 符号说明 符号说明 45 前前 言言 1 1 设计方案的思考 设计方案的思考 通体由不锈钢制造 塔节规格 25 100mm 高度 0 5 1 5m 每段塔节可 设置 1 2 个进料口 测温口 亦可结合客户具体要求进行设计制造各种非标产 品 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 为了满足用户的科研需要 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 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 相流 塔釜残液送至废热锅炉 以下是浮阀精馏塔工艺简图 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 61kg kmol 728 0 61 112 3511 78 65 11 78 65 F x 986 0 61 112 211 78 98 11 78 98 D x 00288 0 61 112 8 9911 78 2 0 11 78 2 0 W x 2 22 2 平均摩尔质量平均摩尔质量 ol87 50kg km压112 610 728 压 1压0 728 78 11压 MF kg kmol59 7861 112986 0 1986 0 11 78 D M kg kmol 5 11261 11200288 0 100288 0 11 78 W M 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 330 天 一天以 24 小时计 有 全塔物料衡算 hkg 77 517624h 33041000000kgW 釜液处理量 hkmolW 02 46 5 112 77 5176 总物料衡算 WDF 苯物料衡算 WDF00288 0 986 0728 0 联立解得 kmol h 129 34 D kmol h 175 36 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 表 3 1 相关数据计算 温度 8090100110120130140 苯 760102513501760225028402900 i p 氯苯 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 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 中数据作图得曲线 yx 0 0 1 0 2 0 3 0 4 0 5 0 6 0 7 0 8 0 9 1 00 10 20 30 40 50 60 70 80 91 x y y x f x 图 3 1 苯 氯苯混合液的 x y 图 在图上 因 查得 而 故yx 1 q926 0 e y728 0 Fe xx986 0 D x 有 303 0 728 0 926 0 926 0 986 0 ee eD m xy yx R 考虑到精馏段操作线离平衡线较近 故取实际操作的回流比为最小回流比的 2 485 倍 即 753 0 303 0 485 2 485 2 m RR 求精馏塔的汽 液相负荷 kmol h 97 39129 340 753RDL kmol h 226 77129 341 0 7531 D RV kmol h 272 75175 3697 39FLL kmol h 226 77VV 3 33 3 求理论塔板数求理论塔板数 精馏段操作线 568 0430 0 11 x R x x R R y D 提馏段操作线 000584 0 203 1 x V W x V L y xw 提馏段操作线为过和两点的直线 00288 0 00288 0 881 0 737 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 从开始 在精馏段操作线与平衡线之 986 0 986 0 D x 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时 890 0 737 0 d 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 各梯级的坐标如下 00288 0 002888 0 W x 表 3 2 相关数据计算 xy 精馏段 0 9860 986 0 943440 986 0 943440 9677184 0 8730630 9677184 0 8730630 937488 0 7627760 937488 0 7627760 8901142 提镏段 0 628830 8901142 0 628830 7558743 0 4005070 7558743 0 4005070 4812013 0 1719810 4812013 0 1719810 2062848 0 0538910 2062848 0 0538910 0642218 0 0135890 0642218 0 0135890 0157384 0 0030680 0157384 0 0030680 0030813 x 0 002880 0024730 010878 0 0 1 0 2 0 3 0 4 0 5 0 6 0 7 0 8 0 9 1 00 10 20 30 40 50 60 70 80 91 x y f x 精馏段 提镏段 y x 水平铅锤线 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 9 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 查图一 由 0 986 0 00288 查得塔顶及塔釜温度分别为 DxWx 80 43 138 48 tD W t 全塔平均温度 2 80 43 138 48 2 109 5 m ttD W t 根据表 3 4 表 3 4 苯 氯苯温度粘度关系表 温度 20406080100120140 苯 粘度 mPa s 0 6380 4850 3810 3080 2550 2150 184 氯苯 粘度 mPa s 0 750 560 440 350 280 240 利用差值法求得 smPa 24 0 A smPa261 0 B 25 0 728 0 126 0 728 0 24 0 1 FBFAm xx 53 0 25 0 log616 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21 1353 0 7 2 p N14 2 p N 总塔板数块20 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 塔顶 kPa 3 1054 3 101 D p 加料板 kPa 5 10967 0 3 105 F p 塔底 kPa 3 119147 0 5 109 W p 精馏段平均压强 kPa4 1072 5 109 3 105 p 提镏段平均压强 kPa 4 1142 3 119 5 109 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 1986 0 80 677 01 9080 D t 43 80 D t 加料板 1737 0 80 677 01 9080 F t 14 88 F t 塔底温度 019 000288 0 130 0019 0 140130 W t 48 138 W t 精馏段平均温度 29 842 14 8843 80 m T 提镏段平均温度 3 1132 14 8848 138 m T 4 34 3 平均分子量平均分子量 m M 精馏段 29 84 m T 液相组成 1 8029 84 1677 0 8090 1 x 861 0 1 x 气相组成 1 8029 84 1913 0 8090 1 y 963 0 1 y 所以 kmolkgML 91 82861 0 161 112861 0 11 78 kmolkgMV 39 79963 0161 112963 0 11 78 提镏段 3 113 m T 液相组成 265 0 110 3 113 0127 0 265 0 120110 2 x 219 0 2 x 气相组成 614 0 110 3 113 376 0 614 0 120110 2 y 535 0 2 y 所以 kmolkgML 5 105219 0 161 112219 0 11 78 kmolkgMV 15 94535 0 161 112535 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 1 13 912 氯苯 推荐 t B 111 1 1127 t B 0657 1 4 1124 式中的 t 为温度 塔顶 3 kg m 5 81643 801886 113 9121886 1 13 912 t ALD 3 kg m 7 103843 800657 1 4 11240657 1 4 1124 t BLD 3 kg m 0 820 7 1038 02 0 5 816 98 01 mLD BLD B ALD A mLD aa 进料板 3 kg m 4 80714 881886 1 13 9121886 1 13 912 t ALF 3 kg m5 103014 880657 1 4 11240657 1 4 1124 t BLF 3 kg m 6 871 5 1030 34 0 4 807 66 0 1 mLF BLF B ALF A mLF aa 塔底 3 kg m5 7773 1131886 1 13 9121886 1 13 912 t ALW 3 kg m 7 10033 1130657 1 4 11240657 1 4 1124 t BLW 3 kg m 1 1003 7 1003 998 0 5 777 002 0 1 mLW BLW B ALW A mLW aa 精馏段 3 kg m 8 8452 6 871 0 820 L 提镏段 3 kg m 4 9372 1 1003 6 871 L 4 4 2 汽相平均密度 mV 精馏段 3 kg m87 2 29 84273314 8 39 79 4 107 m mVm v RT Mp 提镏段 3 kg m35 3 3 113273314 8 15 94 4 114 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8085110115120131 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 43 80 D t 2 21 8043 80 6 20 2 21 8580 AD N m15 21 AD 1 26 8043 80 7 25 1 26 8580 BD mN m07 26 BD mN m22 2107 26014 0 15 21986 0 m LD 进料板液相平均表面张力的计算 由 用内插法得 14 88 D t 6 20 8514 88 3 17 6 20 11085 AF N m19 20 AF 7 25 8514 88 7 22 7 25 11085 BF mN m32 25 BF mN m54 2132 25263 0 19 20737 0 m LF 塔底液相平均表面张力的计算 由 用内插法得 3 113 W t 3 17 110 3 113 8 16 3 17 115110 AW N m97 16 AW 7 22 110 3 113 2 22 7 22 115110 BW mN m37 22 BW mN m35 2237 2299712 0 97 1600288 0 m LW 精馏段液相平均表面张力为 mN m38 212 54 2122 21 L 提镏段液相平均表面张力为 mN m02 222 54 21 5 22 L 4 64 6 液体的平均粘度液体的平均粘度 mL 表三 不同温度下苯 氯苯的粘度 温度 t 6080100120140 苯 mPas 0 3810 3080 2550 2150 184 氯苯 mPas 0 5150 4280 3630 3130 274 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 8043 80 308 0 255 0 80100 A smPa A 307 0 428 0 8043 80 428 0 363 0 80100 B 427 0 B 426 0 lg 986 0 1 307 0 lg986 0 lg mLD smPa mLD 308 0 4 6 2 进料板液相平均粘度 308 0 8014 88 308 0 255 0 80100 A smPa A 286 0 428 0 8014 88 428 0 363 0 80100 B smPa B 402 0 402 0 lg 737 0 1 286 0 lg737 0 lg mLF smPa mLF 313 0 4 6 3 塔底液相平均粘度 255 0 100 3 113 215 0 255 0 120100 A smPa A 228 0 363 0 100 3 113 313 0 363 0 120100 B smPa B 332 0 332 0 lg 00288 0 1 228 0 lg00288 0 lg mLF smPa mLF 332 0 4 74 7 气液相体积流量气液相体积流量 精馏段 汽相体积流量 sm742 1 87 2 3600 39 7977 226 3600 3 mV mV s VM V 汽相体积流量 h6271 2m sm742 1 33 h V 液相体积流量 sm00254 0 8 8453600 91 8239 93 3600 3 mL mL s LM L 液相体积流量 h9 15m sm0024 0 33 h L 提镏段 汽相体积流量 sm770 1 35 3 3600 15 9477 226 3600 3 mV mV s MV V 汽相体积流量 h6372m sm770 1 33 h V 液相体积流量 sm00853 0 4 9373600 5 10575 272 3600 3 mW mL s ML L 液相体积流量 hm7 30 sm00853 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 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 Smith 法求取允许的空塔气速 即泛点气速 max u F u 0237 0 87 2 8 845 742 1 0024 0 5 0 5 0 V L s s V L 查 Smith 通用关联图得085 0 20 C 负荷因子086 0 20 38 21 085 0 20 2 02 0 20 CC 泛点气速 m s 47 1 87 2 87 2 8 845086 0 max VVL Cu 取安全系数为 0 7 则空塔气速为 m s03 1 7 0 max uu 精馏段的塔径 m47 1 03 1 14 3 742 1 4 4 uVD s 按标准塔径圆整取 6m1 D 提镏段 初选塔板间距及板上液层高度 则 mm450 T Hmm60 L h m39 006 0 6 0 LT hH 按 Smith 法求取允许的空塔气速 即泛点气速 max u F u 08061 0 35 3 4 937 770 1 00853 0 5 0 5 0 V L s s V L 查 Smith 通用关联图得082 0 20 C 负荷因子084 0 20 02 22 082 0 20 2 02 0 20 L CC 泛点气速 m s 4026 1 35 3 35 3 4 937084 0 max VVL Cu 取安全系数为 0 7 则空塔气速为m s98 0 7 0 max uu 精馏段的塔径m52 1 98 014 3 770 14 4 uVD s 按标准塔径圆整取 6m1 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 1 6m 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m 28 1 6 18 08 0 Dlw 精馏段堰上溢流强度 满 hm m130 100hm m75 6 28 1 64 8 33 wh lL 足强度要求 提镏段堰上溢流强度 hm m130 100hm m43 2328 1 8 30 33 wh lL 满足强度要求 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8 0 Dlw45 4 28 1 64 8 5 25 2 wh lL 5 5 得 1 E 于是 满足要求 mmhow006 0014 0 28 1 64 8 100284 0 3 2 m0496 0 0104 0 06 0 owLw hhh 验证 设计合理 owwow hhh 1 005 0 提镏段 由及 查化工原理课程设8 0 Dlw51 1628 1 6 30 5 2 5 2 wh lL 计图 5 5 得 于是 1 E 满足要求 m006 0 m0237 0 28 1 8 30100284 0 3 2 ow h m0363 0 0237 0 06 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 P112 图 5 7 得8 0 Dlw 即 14 0 21 0 Tfd AADW m336 0 d W 22 m0096 2 4 DAT 2 m281 0 f A 液体在降液管内的停留时间 精馏段 满足要求 s5s25 5600240 0 45 0 30 0 sTf LHA 提镏段 满足要求 5s15 7700856 0 45 0 30 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 s07 0 o u 不宜小于 0 02 0 025m 本结果满足m0268 0 07 0 28 1 0024 0 0 ow s ul L h o h 要求 故合理mmhhw006 0 0228 0 0268 0 0496 0 0 提镏段 取液体通过降液管底隙的流速 则有 m s25 0 o u 不宜小于 0 02 0 025m 本结果满足m0268 0 25 0 28 1 00856 0 ow s o ul L h o h 要求 故合理mmhhw006 0 0096 0 0268 0 0364 0 0 选用凹形受液盘 深度mmhW50 7 27 2 塔板布置塔板布置 7 2 1 塔板的分块 本设计塔径为 故塔板采用分块式 塔板分mmmmmD120016006 1 为 4 块 7 2 2 边缘区宽度确定 取 mWs08 0 mWc05 0 7 2 3 开孔区面积计算 2221 2 sin 180 a x Ax rxr r 其中 mWW D x sd 384 0 08 0 336 0 2 6 1 2 mW D r c 75 0 05 0 2 6 1 2 故 21 2 22 10 1 75 0 384 0 sin 180 75 0 14 3 384 0 75 0 384 0 2mAa 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 08 7 87 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 207 08 7 039 0 4 742 1 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071 0 207075 0 10 1 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 071m 而应小一点 故取 按mmt65 以等腰三角叉排方式作图得阀孔数mmt75 mmt65 206 N 实际孔速 sm Nd V u s 08 7 039 0 785 0 206 742 1 785 0 22 0 0 阀孔动能因数为 99 1187 2 08 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 1224 0 6 1 039 0 206 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 即sm F u v 56 6 35 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 223 65 6 039 0 4 770 1 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066 0 223075 0 10 1 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 066m 而应小一点 故取 按mmt65 以等腰三角叉排方式作图得阀孔数mmt75 mmt65 206 N 实际孔速 sm Nd V u s 19 7 039 0 785 0 206 770 1 785 0 22 0 0 阀孔动能因数为 15 1335 3 19 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 1224 0 6 1 039 0 206 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 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 89 5 87 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 mhc014 0 8 845 87 2 8 92 89 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 044 0 03 0014 0 Paghp Lpp 7 3648 9 8 845044 0 11 提镏段 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 42 5 35 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 4 937 35 3 8 92 42 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 0 5428 9 4 937059 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mhp044 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 0268 0 28 1 00254 0 0 3 mhd000839 0 0268 0 28 1 00254 0 153 0 2 3 板上液层高度 mhL06 0 则 mHd1048 0 06 0 000839 0 044 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 0 45 0 5 0 从而可知 符合防止液泛的要求mhHmH wTd 250 0 1048 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 578 49 00254 0 45 0 281 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 0268 0 28 1 00853 0 0 3 mhd0095 0 0268 0 28 1 00853 0 153 0 2 3 板上液层高度 则mhL06 0 mHd129 0 06 0 0095 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 60 0 T Hmhw0304 0 mhH wT 243 0 0363 0 45 0 5 0 从而可知 符合防止液泛的要求mhHmH wTd 243 0 129 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 58 14 00856 0 45 0 281 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 928 0 336 0 26 12 塔板上液流面积 2 4476 1 281 020096 2 2mAAA fTp 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 93 56 100 4476 1 127 0 1 928 0 0024 0 36 1 87 2 8 845 87 2 742 1 F 及 06 51 100 0096 2 127 0 0 178 0 87 2 8 845 87 2 742 1 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140 0 F C 63 57 100 4476 1 140 01 928 0 00856 036 1 35 34 937 35 3 770 1 F 及 30 48 100 0096 2 140 0 0 178 0 35 3 4 937 35 3 770 1 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 精馏段 8 0 410 1127 00 1 928 036 1 87 2 8 845 87 2 ss LV 整理后得143 0 262 1 0583 0 ss LV 即 即为负荷性能图中的线 y1 ss LV65 2141 2 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 LV65 2145 2 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 2 4312 345 2 236 2 128 2 0199 1 912 s V 提镏段 8 0 410 1 140 0 0 1 928 0 36 1 35 3 4 937 35 3 ss LV 整理后得158 0 262 1 0599 0 ss LV 即 即为负荷性能图中的线 y1 07 2164 2 ss LV 0 001 0 005 0 01 0 015 0 02 0 025 s L 2 6192 534 2 429 2 323 2 219 2 113 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 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 206 8 845 87 2 5 0 0472 0 45 0 5 0 33 0 NmkgmkgmhmH lvwT 代入上式 mlw28 1 mh0268 0 0 0 0 039dm 整理后便可得与的关系 即 s V s L 3 2 2 2 4855 552141 84996227 11 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 4855 552141 84996227 11 SSS LLV 0 0 005 0 01 0 015 0 02 0 025 s L 3 41 3 13 2 86 2 522 03 1 25 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 y2 ss LV 提镏段 206 4 937 35 3 5 0 0304 0 45 0 5 0 33 0 NmkgmkgmhmH LvwT 代入上式mlw28 1 mh0266 0 0 0 0 039dm 整理后便可得与的关系 即 s V s L 3 2 2 2 7417 52357 80780502 11 SSS LLV 0 001 0 005 0 01 0 015 0 02 0 025 s L 3 2433 051 2 792 2 455 1 983 1 221 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 y2 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 5 025 0 5 45 0 281 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 y3 提镏段 5 025 0 5 45 0 281 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 y3 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 mmDbj1332103 0 1621600 3 基础环外径 mmDbo1932103 0 1621600 3 圆整 mmDbj1400 mmDbo2000 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 8 8 附属设备设计附属设备设计 8 18 1 泵的计算及选型泵的计算及选型 进料温度 14 88 q t 3 m 3 3 kg m 6 871 kg m 5 1030 807 4kg m LFBLFALF smpa313 0 smpa402 0 smpa 286 0 LFBA uuu 已知进料量 hm F V mLF F 60 17 871 6 87 50175 36M 3 mLF 取管内流速 则smu 6 1 则管径 mmm u V D F 40 6206240 0 6 114 3 3600 60 1743600 4 故可采用故可采用 68 3 的离心泵 则内径 d 62mm 得 smDVu F 62 1 062 0 14 3 3600 60 174 3600 4 2 2 5 3 1080 2 10313 0 6 87162 1 062 0 duRe 取绝对粗糙度为 mm35 0 则相对粗糙度为 0056 0 d 摩擦系数 由 9 6 7 3 lg 8 1 11 1 2 1 e Rd 0 0107 进料口位置高度 h 14 1 0 45 2 1 0 4 3 11 35m m g u d h H f 521 0 81 9 62 1 062 0 35 11 0107 0 22 扬程 mhHH f 87 1135 11521 0 可选择泵为 IS50 32 125 8 28 2 冷凝器冷凝器 塔顶温度 tD 80 43 冷凝水 t1 20 t2 30 则 43 503043 80 43 602043 80 22 11 ttt ttt D D 34 55 43 50 43 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 0 587 2742 1 冷凝的热量 sKJqQ 1967 4 3930 5 苯 取传热系数kmWK 2 600 则传热面积 2 3 24 59 34 55600 101967 mtKQA m 冷凝水流量 skg ttCP Q W 02 47 104183 101967 3 21 选型 G436 2 5 59 24 8 38 3