苯甲苯二元混合物连续精馏装置的设计课程设计.doc

广州大学生命科学学院广州大学生命科学学院 化化 工工 原原 理理 课课 程程 设设 计计 苯 苯 甲苯二元混合物甲苯二元混合物 连续精馏装置的设计 连续精馏装置的设计 1 一一 设计概述设计概述 3 一 课程设计的目的 3 二 课程设计的内容 3 三 精馏操作对塔设备的要求 3 四 板式塔的类型 3 二二 塔的设计和流程工艺的设计塔的设计和流程工艺的设计 4 一 塔类型的确定 4 二 工艺流程的设计 4 三三 设计方案中参数的确定设计方案中参数的确定 5 一 确定操作压力 5 二 确定进料状态 5 三 确定加热方式 5 四 确定冷却方式 5 五 热能的利用 6 四四 塔的工艺计算塔的工艺计算 6 一 精馏塔的物料衡算 7 二 塔板数的确定 8 五 塔的工艺条件及有关物性数据计算五 塔的工艺条件及有关物性数据计算14 一 操作压强 m P 14 二 操作温度 m t 14 三 平均分子量 m M 15 四 平均密度 m 15 五 液体表面张力 m 16 六 液体粘度 Lm 17 六 精馏塔的塔体工艺尺寸计算六 精馏塔的塔体工艺尺寸计算 18 一 塔径D的计算 18 二 溢流装置 20 三 塔板布置 21 四 筛孔数n与开孔率 21 五 塔的精馏段有效高度Z 22 七 筛板流体力学验算七 筛板流体力学验算 23 2 一 气体通过筛板压降相当的液柱高度 P h 23 二 雾沫夹带量 v e 的验算 24 三 漏液的验算 24 四 液泛验算 25 八 塔板负荷性能图八 塔板负荷性能图26 一 精馏段 26 二 提馏段 29 九 板式塔的结构与附属设备设计九 板式塔的结构与附属设备设计33 一 塔体结构 33 二 塔板结构 34 十 十 辅助设备设计或选型辅助设备设计或选型34 一 冷凝器 34 二 再沸器 35 三 接管管径的计算和选择 35 十一 设计结果一览表十一 设计结果一览表 37 参考文献参考文献 40 总结总结40 3 一一 设计概述设计概述 一 课程设计的目的 一 课程设计的目的 1 根据设计任务 查阅资料 选用公式和搜集数据的能力 2 依据综合分析设计任务要求 确定化工工艺流程 进行设备选型 3 培养学生迅速准确进行工程计算的能力 4 培养学生用简洁的文字 清晰的图表来表达自己设计思想的能力 二 课程设计的内容 二 课程设计的内容 1 设计方案的简介 2 主要设备的工艺设计计算 3 典型辅助设备的选型和计算 4 工艺流程简图 5 主体设备工艺条件图 完整的化工原理课程设计报告由设计说明书和图纸两部分组成 三 精馏操作对塔设备的要求 三 精馏操作对塔设备的要求 精馏所进行的是气 汽 液两相之间的传质 而作为气 汽 液两相传质所用的塔设备 首先必须 要能使气 汽 液两相得到充分的接触 以达到较高的传质效率 但是 为了满足工业生产和需要 塔设备还得具备下列各种基本要求 气 汽 液处理量大 即生产能力大时 仍不致发生大量的雾沫夹带 拦液或液泛等破坏操 作的现象 操作稳定 弹性大 即当塔设备的气 汽 液负荷有较大范围的变动时 仍能在较高的传质 效率下进行稳定的操作并应保证长期连续操作所必须具有的可靠性 流体流动的阻力小 即流体流经塔设备的压力降小 这将大大节省动力消耗 从而降低操作 费用 对于减压精馏操作 过大的压力降还将使整个系统无法维持必要的真空度 最终破坏物系的操 作 结构简单 材料耗用量小 制造和安装容易 耐腐蚀和不易堵塞 方便操作 调节和检修 塔内的滞留量要小 实际上 任何塔设备都难以满足上述所有要求 同时 上述要求中有些也是互相矛盾的 不同的 塔型各有某些独特的优点 设计时应根据物系性质和具体要求 抓住主要矛盾 进行选型 四 板式塔的类型 四 板式塔的类型 气 液传质设备主要分为板式塔和填料塔两大类 精馏操作既可采用板式塔 也可采用填料塔 板式塔为逐级接触型气 液传质设备 其种类繁多 根据塔板上气 液接触元件的不同 可分为泡 罩塔 浮阀塔 筛板塔 等多种 其中对主要的板式塔类型进行介绍 泡罩塔是历史悠久的板式塔 长期以来 在蒸馏 吸收等单元操作使用的设备中曾占有主要的地 位 泡罩塔具有以下优点 1 操作弹性大 2 无泄漏 3 液气比范围大 4 不易堵塞 泡罩他的不足之处在于结构复杂 造价高 安装维修方便以及气相压力降较大 浮阀塔是在泡罩塔的基础上发展起来的 取消了升气管和泡罩 在塔板开孔上设有浮动的浮阀 浮 阀可根据气体流量上下浮动 自行调节 使气缝速度稳定在某一数值 浮阀塔在操作弹性 塔板效率 压降 生产能力以及设备造价等方面比泡罩塔优越 但在处理粘稠度大的物料方面 又不及泡罩塔可 4 靠 浮阀塔广泛用于精馏 吸收以及脱吸等传质过程中 浮阀塔之所以这样广泛地被采用 是因 为它具有下列特点 处理能力大 比同塔径的泡罩塔可增加 20 40 而接近于筛板塔 操作弹性大 一般约为 5 9 比筛板 泡罩 舌形塔板的操作弹性要大得多 塔板效率高 比泡罩塔高 15 左右 压强小 在常压塔中每块板的压强降一般为 400 660N m2 液面梯度小 使用周期长 粘度稍大以及有一般聚合现象的系统也能正常操作 结构简单 安装容易 制造费为泡罩塔板的 60 80 为筛板塔的 120 130 二二 塔的设计和流程工艺的设计塔的设计和流程工艺的设计 一 塔类型的确定 一 塔类型的确定 本次化工课程设计要设计一个精馏分离甲醇和水的二元混合物的精馏塔 设计任务适合筛板塔的精 馏 而筛板塔是在塔板上钻有均匀分布的筛孔 上升空气流经筛板塔分散 鼓泡通过板上液层 形成 汽液密切接触的泡沫层 筛板塔具有以下优点 结构简单 制造维修方便 造价低 相同条件下生产 能力高于浮阀塔 塔板效率接近于浮阀塔 二 工艺流程的设计 二 工艺流程的设计 根据设计任务进行下面的工艺流程设计 苯 甲苯混合物进原料预热装置加热到泡点后 送入精馏 塔 塔顶上升蒸汽经全凝器冷凝后 一部分作为回流 其余的产品有冷却器冷去后送至贮槽 塔釜采 用间接蒸汽加热向再沸器供热 他地产品经冷却送至贮槽 流程图如下 5 三三 设计方案中参数的确定设计方案中参数的确定 本设计采用常压操作 在饱和液体状态下进料 间接蒸汽加热 以常温水作为冷却剂 在筛板塔上进 行苯 甲苯二元混合物的连续精馏 一 确定操作压力 一 确定操作压力 塔内操作压力的选择不仅牵涉到分离问题 而且与塔顶和塔底温度的选取有关 根据所处理的物料性质 兼顾技术上的可行性和经济上的合理性来综合考虑 一般有 下列原则 压力增加可提高塔的处理能力 但会增加塔身的壁厚 导致设备费用增加 压力增 加 组分间的相对挥发度降低 回流比或塔高增加 导致操作费用或设备费用增加 因此如果在常压下操作时 塔顶蒸气可以用普通冷却水进行冷却 一般不采用加压操 作 操作压力大于 1 6MPa 才能使普通冷却水冷却塔顶蒸气时 应对低压 冷冻剂冷却 和高压 冷却水冷却的方案进行比较后 确定适宜的操作方式 考虑利用较高温度的蒸气冷凝热 或可利用较低品位的冷源使蒸气冷凝 且压力提 高后不致引起操作上的其他问题和设备费用的增加 可以使用加压操作 真空操作不仅需要增加真空设备的投资和操作费用 而且由于真空下气体体积增大 需要的塔径增加 因此塔设备费用增加 此处选择在常压下操作 二 确定进料状态 二 确定进料状态 料状态以进料热状态参数 q 表示 有五种进料状态 6 q 1 时 为低于泡点温度的冷液进料 q 1 时 为泡点下饱和液体 1 q 0 时 为介于泡点和露点间的气液混合物 q 0 时 为露点下的饱和蒸气 q 0 时 为高于露点的过热蒸气进料 进料状态与塔板数 塔径 回流量及塔的热负荷都有密切的联系 在实际的生产中进料状态有多种 但一般都将料液预热到泡点或接近泡点才送入塔中 这主要是由于此时塔的操作比较容易控制 不致 受季节气温的影响 此外 在泡点进料时 精馏段与提馏段的塔径相同 为设计和制造上提供了方便 因而 确定在以饱和液体进料 三 确定加热方式 三 确定加热方式 蒸馏大多采用间接蒸汽加热 设置再沸器 以提供足够的热量 若待分离的物系为某种轻组分和水的混合物 也可采用直接蒸汽加热 直接蒸汽加热的优点是 可以利用压力较低的蒸汽加热 在釜内只须安装鼓泡管 不须安置庞大 的传热面 这样 可节省一些操作费用和设备费用 然而 直接蒸汽加热 由于蒸汽的不断通入 对 塔底溶液起了稀释作用 在塔底易挥发物损失量相同的情况下 塔底残液中易挥发组分的浓度应较低 因而塔板数稍有增加 所以 本设计采用间接加热方式 四 确定冷却方式 四 确定冷却方式 设备一般采用常温水作为冷却剂 这样 既经济 又取材方便 水的入口温度由气温决定 出口 温度由设计者确定 因而 本设计以常温水作为冷却剂 五 热能的利用 五 热能的利用 采用合适的回流比 使过程处于最佳条件下进行 可使能耗降至最低 与此同时 合理利用精馏 过程本身的热能也是节约的重要举措 蒸馏系统的合理设置 采用中间再沸器和中间冷凝器的流程 1 可以提高精馏塔的热力学效率 因为设置中间再沸器 可以利用温度比塔底低的热源 而中间冷凝器则可回收温度比塔顶高的热量 综合上述 进行方案的设计 因参考一下原则 1 满足工艺和操作的要求 所设计出来的流程和设备 首先必须保证产品达到任务规定的要求 而且质量要稳定 这就要求 各流体流量和压头稳定 入塔料液的温度和状态稳定 从而需要采取相应的措施 其次所定的设计方 案需要有一定的操作弹性 各处流量应能在一定范围内进行调节 必要时传热量也可进行调整 因此 在必要的位置上要装置调节阀门 在管路中安装备用支线 计算传热面积和选取操作指标时 也应考 虑到生产上的可能波动 再其次 要考虑必需装置的仪表 如温度计 压强计 流量计等 及其装置的 位置 以便能通过这些仪表来观测生产过程是否正常 从而帮助找出不正常的原因 以便采取相应措 施 2 满足经济上的要求 要节省热能和电能的消耗 减少设备及基建费用 如前所述在蒸馏过程中如能适当地利用塔顶 塔底的废热 就能节约很多生蒸汽和冷却水 也能减少电能消耗 又如冷却水出口温度的高低 一方 面影响到冷却水用量 另方面也影响到所需传热面积的大小 即对操作费和设备费都有影响 同样 回流比的大小对操作费和设备费也有很大影响 在设计时 是否合理利用热能 采用哪种加热方式 以及回流比和其他操作参数是否选得合适等 7 均要作全面考虑 力求总费用尽可能低一些 而且 应结合具体条件 选择最佳方案 3 保证安全生产 例如酒精属易燃物料 不能让其蒸汽弥漫车间 也不能使用容易发生火花的设备 又如 塔是指 定在常压下操作的 塔内压力过大或塔骤冷而产生真空 都会使塔受到破坏 因而需要安全装置 以上三项原则在生产中都是同样重要的 但在化工原理课程设计中 对第一个原则应作较多的考 虑 对第二个原则只作定性的考虑 而对第三个原则只要求作一般的考虑 四四 塔的工艺计算塔的工艺计算 已知参数 苯 甲苯混合液处理量 F 13200kg h 0 46 F x 0 96 D x 进料热状况 饱和液体进料即 q 1 单板压降不大于 0 01 W x kPa7 0 表表 1 1 苯和甲苯的物理性质苯和甲苯的物理性质 项目分子式分子量 M沸点 K 临界温度 tC 临界压强 PC kPa 苯 A 甲苯 B CH HC HC 3 56 66 78 11 92 13 353 3 110 6 562 1 318 57 6833 4 4107 7 表表 2 2 常压下苯和甲苯的气液平衡数据常压下苯和甲苯的气液平衡数据 温度液相中苯的摩尔分数 x气相中苯的摩尔分数 y 110 56 0 00000 0 00000 108 79 0 03000 0 07110 107 61 0 05000 0 11200 105 05 0 10000 0 20800 102 79 0 15000 0 29400 100 75 0 20000 0 37200 98 84 0 25000 0 44200 97 13 0 30000 0 50700 95 58 0 35000 0 56600 94 09 0 40000 0 61900 92 69 0 45000 0 66700 91 40 0 50000 0 71300 90 11 0 55000 0 75500 87 63 0 65000 0 82500 86 52 0 70000 0 85700 85 44 0 75000 0 88500 84 40 0 80000 0 91200 83 33 0 85000 0 93600 82 25 0 90000 0 95900 81 11 0 95000 0 98000 80 01 1 00000 1 00000 8 表表 3 3 液体的表面张力液体的表面张力 温度 8090100110120 苯 mN m 21 2720 0618 8517 6616 49 甲苯 mN m 21 6920 5919 9418 4117 31 表表 4 4 苯与甲苯的液相密度苯与甲苯的液相密度 温度 8090100110120 苯 kg 3 m815803 9792 5780 3768 9 甲苯 kg 3 m810800 2790 3780 3770 0 表表 5 5 液体粘度液体粘度 L 温度 8090100110120 苯 mP s a 0 3080 2790 2550 2330 215 甲苯 mP s a 0 3110 2860 2640 2540 228 一 精馏塔的物料衡算 一 精馏塔的物料衡算 F 13200kg h 1 料液及塔顶 塔底产品含苯摩尔分率 46 78 11 0 50 46 78 11 54 92 13 F x 96 78 11 0 966 96 78 114 92 13 D x 1 78 11 0 0118 1 78 11 99 92 14 W x 2 平均分子量 0 50 78 11 1 0 50 92 1485 11 F MKg Kmol 0 966 78 11 1 0 966 92 1478 59 D MKg Kmol 0 0118 78 11 1 0 0118 92 1491 97 W MKg Kmol 9 3 物料衡算原料处理量 总物料衡算 W D 13200 1 易挥发组分物料衡算 2 0 960 0113200DW 0 46 联立上式 1 2 解得 F 13200 85 11 155 10 kmol h 13200 gFKh D 6252 6 78 59 79 56 kmol h 6252 6 gDKh W 6947 4 91 97 75 54 kmol h 6947 4 gWKh 二 塔板数的确定 二 塔板数的确定 塔板数塔板数的计算的计算 T N 在本设计中 因苯 甲苯属于理想物系 可用图解法计算理论板数 其计算方法 T N 如下 1 根据苯 甲苯的气液平衡数据作 x y 图及 t x y 图 如下图所示 10 11 2 求最小回流比求最小回流比及操作回流比及操作回流比 min RR 因饱和液体进料即 q 1 所以其 q 线方程为 x 0 50 在 x y 图中对角线上自点 F x e 作出进料线 q 线 该线与平衡线的交点坐标为 xa ax y 1 1 此即最小回流比时操作线与平衡线的交点坐标 依最小回流比0 50 0 713 qq xy 计算式 min 0 9660 713 1 19 0 7130 50 Dq qq xy R yx 求相对挥发度求相对挥发度 a a 用内插法先求塔顶 塔釜及进料版的温度用内插法先求塔顶 塔釜及进料版的温度 FF FF WW WW 0 9581 11 0 96680 758 1 0 9580 01 81 11 0 5590 11 0 5091 35 0 65 0 5587 63 90 11 0110 56 0 0118109 86 0 03 0108 79 110 56 o DD DD o o C C C xt xt xt xt xt xt 塔顶 因为 所以可求得 进料 因为 所以可求得 塔釜 因为 所以可求得 根据式子 其中 又有安托因方程 xa ax y 1 1 p o o p a 甲苯 苯 Ct lg B A p o 在泡点进料温度下 即 t 对于苯 其安托因常数常数 A B C 分别为C o 9 87 12 6 03055 1211 033 220 79 对于甲苯 其常数 A B C 分别为 6 07954 1344 8 219 482 所以则有 即Kpa11 2 220 79 9 87 033 1211 03055 6 Ct lg B A p o 苯 8 128 p o 苯 即7 1 219 4829 78 8 1344 07954 6 Ct lg B A p o 甲苯 kpa p o 12 50 甲苯 所以57 2 12 50 8 128 p o o p a 甲苯 苯 根据操作回流比 R 1 1 2Rmin 分别取 1 1 1 2 1 3 2 0 以逐板计算法计算 出相应的理论塔板数 用简捷法求理论板数用简捷法求理论板数 在全回流下求出所需理论板数 Nmin 对于接近理想体系的混合物 可以采用芬斯克 方程计算 其中 因为 a aw D a全塔 甲苯 苯 p p aao o W D 因为 塔顶温度为 塔底温度为 查得的安托因常数 对 80 758 oC 109 86 oC 于苯 其常数 A B C 分别为 6 03055 1211 033 220 79 对于甲苯 其常数 A B C 分 别为 6 07954 1344 8 219 482 塔顶 1211 033 lg6 030552 01 tC80 758220 79 1344 8 lg6 079541 60 tC80 758219 482 o o B A B A p p 苯 甲苯 所以塔顶的挥发度为63 2 D p p ao o 甲苯 苯 塔底 1211 033 lg6 030552 36 229 25K tC109 86220 79 1344 8 lg6 079541 9997 20 tC109 86219 482 oo oo B Apa B AKpa pp pp 苯苯 甲苯甲苯 所以 所以 所以塔底的挥发度为34 2 20 97 25 229 w p p ao o 甲苯 苯 13 所以2 48 34 2 63 2 waa D a全塔 0 9661 0 0118 log 1 0 9660 0118 17 56 log2 48 下面以下面以 R 2RminR 2Rmin 进行计算为例 进行计算为例 R 2 1 19 2 38 R Rmin R 1 2 38 1 19 2 38 1 0 3521 N Nmin N 2 0 5668 min 0 750 75 0 335 1 R R R 因为 Nmin 7 56 所以 N 12 376 13 同上 分别取回流比为 1 2 2 0 得 比值比值 RminRminR RNminNmin R Rmin R 1 R Rmin R 1 N Nmin N 2 N Nmin N 2 N N 1 21 191 4287 560 09800 54919 197 1 31 191 5477 560 14020 50817 413 1 41 191 6667 560 17850 46815 970 1 51 191 7857 560 21360 43714 987 1 61 191 9047 560 24590 41114 231 1 71 192 0237 560 27560 38913 646 1 81 192 1427 560 30300 36913 151 1 91 192 2617 560 32840 35112 730 21 192 387 560 35210 33512 376 14 R N 图图 由图可得 取 R 2 38 比较合适 此时对应的理论塔板数 N 12 376 13 由上求得 R 2 38 a 2 57 则 q 线方程为 1 2 57 1 57 yy x aayy 精馏段方程为 1 2 380 966 0 7040 286 112 38 12 38 1 D n R xxx RR x y R R 1 xF xW xD xF q 1 xD xW xD xF 2 38 1 0 500 0118 0 9660 0118 1 1 3 54 0 9660 50 0 9660 50 所以提馏段的操作线方程为 13 54 10 0118 1 2820 00333 3 543 54 W n R xxx RR x y 理论板数计算 先交替使用相平衡方程 a 与精馏段操作线方程 b 计算如下 y1 xD 0 966 相平衡 x1 0 917 y2 0 932 x2 0 842 15 y3 0 879 x3 0 739 y4 0 806 x4 0 618 y5 0 721 x5 0 501 y6 0 639 x6 0 408 xF 0 50 y7 0 520 x7 0 296 y8 0 376 x8 0 190 y9 0 240 x9 0 110 y10 0 138 x10 0 059 y11 0 072 x11 0 029 y12 0 034 x12 0 0136 y13 0 014 x13 0 0055 xW 0 0118 总理论塔板数为 12 不包括再沸器 精馏段理论板数为 5 第 6 板为进料板 2 2 全塔效率全塔效率 T E 依式 根据塔顶 塔底液相组成查 t x y 图 塔顶温度为 mT E lg616 0 17 0 塔底温度为 求得塔平均温度为 80 758 oC 109 86 oC80 758 109 86 95 31 2 该温度下进料液相平均粘度为 1 0 50 0 2671 0 500 2750 271 mFF xxmPa s 苯甲苯 则0 170 616lg0 170 616lg0 27152 Tm E 3 3 实际塔板数实际塔板数N 精馏段 提馏段 层 精 10 52 0 5 N 7 14 0 52 N 提 层 故实际塔板数 层 10 1424N 16 五 塔的工艺条件及有关物性数据计算五 塔的工艺条件及有关物性数据计算 一 一 操作压强操作压强 m P 塔顶操作压力 取每层板的压降为 0 7kPa 则进料板的压力为 101 3 D PkPa 塔底压力为 故精馏段精馏段平均操10 0 7 101 3108 3 F PkPa 14 0 7118 1 WF PPkPa 作压力为 提馏段提馏段平均操作压力为 101 3 108 3 104 8 2 m PkPa 精 108 3 118 1 113 2 2 m PkPa 提 二 二 操作温度操作温度 m t 之前已经求得 得到塔顶 进料板温度 塔底 0 80 758 D tC 0 91 35 F tC 则精馏段的平均温度 提馏段的平均109 86 W t C 0 0 80 75891 35 86 054 2 m tC 精 温度 109 8691 35 100 61 2 m t 提 C 0 三 三 平均分子量平均分子量 m M 由逐板计数法可知 5 1 0 966 D xy 1 0 917x 0 713 0 50 F F y x 0 01 0 02 W W y x 塔顶 1 0 966 D xy 1 0 917x 0 966 78 11 1 0 966 92 1478 59 VDm MKg Kmol 0 917 78 11 1 0 917 92 1479 27 LDm MKg Kmol 进料板 0 713 0 50 F F y x 0 713 78 111 0 71392 1382 13 VFm MKg Kmol 0 50 78 111 0 5092 1385 12 LFm MKg Kmol 塔底 50 01 0 02 W W y x 0 02 78 111 0 0292 1391 86 VWm MKg Kmol 0 01 78 111 0 0192 1391 99 LWm MKg Kmol 则精馏段平均分子量 17 78 5982 13 80 36 2 Vm Mkg kmol 精 79 2785 12 82 195 2 Lm Mkg kmol 精 提馏段平均分子量 82 1391 86 87 00 2 Vm Mkg kmol 提 85 1291 99 87 09 2 Lm Mkg kmol 提 四 四 平均密度平均密度 m 1 气相密度 mV 3 104 8 80 36 2 93 8 31486 054273 15 M V m mv P M Kg m RT 精 精 3 113 2 87 00 3 27 8 314100 61273 15 M V m mv P M Kg m RT 提 提 2 液相密度 Lm 塔顶平均密度的计算塔顶平均密度的计算 根据主要基础数据表 4 由内插法得 3 95 813mKg LA 3 07 809mKg LB 由 为质量分率 LB B LA A Lm aa 1 a 塔顶 0 96 0 04 A B a a 因为 即 10 960 04 813 95809 07 LmD 3 813 3 LmD Kg m 进料板平均密度的计算进料板平均密度的计算 同上 由内插法可得进料板温度下对应的苯和甲苯的液相密度 33 26 802 231 806mKgmKg LBLA 进料板 由加料板液相组成0 50 A x 0 50 78 11 0 46 0 50 78 111 0 5092 13 A a 故 10 501 0 50 806 231802 26 LmF 3 806 45 LmF Kg m 塔釜平均密度的计算塔釜平均密度的计算 由内插法可得 33 13 781 31 781mKgmKg LBLA 18 塔底 0 04 0 96 A B a a 即 10 040 96 781 31781 13 LmW 3 781 25 LmW Kg m 故精馏段平均液相密度 813 3806 45 809 88 2 Lm 精 3 mKg 提馏段平均液相密度 3 806 45781 25 793 85kg m 2 Lm 提 五 五 液体表面张力液体表面张力 m n i m ixi 1 根据主要基础数据表 3 由内插法得 16 21 顶A 59 21 顶B 31 20 进A 82 0 2 进B 76 7 1 底A 54 18 底B 0 966 21 160 034 21 5921 17 m mN m 顶 0 50 20 31 0 50 20 8220 57 m mN m 进 0 0118 17 760 9882 18 5418 53 m mN m 底 则精馏段平均表面张力 21 1720 57 20 87 2 m mN m 精 提馏段平均表面张力 20 57 18 53 19 55 2 m mN m 提 六 六 液体粘度液体粘度 Lm n i lm ixi 1 根据主要基础数据表 5 由内插法得 305 0 顶A 309 0 顶B 285 0 进A 291 0 进B 235 0 底A 255 0 底B 0 966 0 305 1 0 966 0 3090 305 L mPa s 顶 0 50 0 285 1 0 50 0 2910 288 L mPa s 进 0 0118 0 235 1 0 0118 0 2550 255 L mPa s 底 19 故精馏段平均液相粘度 0 3050 288 0 296 2 Lm mPa s 精 提馏段平均液相粘度 0 2880 255 0 271 2 Lm mPa s 提 求精馏塔的气液相负荷求精馏塔的气液相负荷 精馏段 1 2 38 1 79 56268 91 VRDKmol h 3 268 91 80 36 2 049 36003600 2 93 Vm S vm VM Vms 精 精 2 38 79 56189 353 LRDKmol h 3 189 353 82 195 0 00534 36003600 809 88 Lm Lm LM Lsms 精 精 3 0 00534 360019 22 h Lmh 提馏段 189 353 155 10344 453 LLqFKmol h 1 268 91 VVqFKmol h 3 268 91 87 00 1 987 36003600 3 27 Vm S vm VM Vms 提 提 3 344 453 87 09 0 0105 36003600 793 85 Lm S Lm L M Lms 提 提 3 0 0105 360037 79 h Lmh 六 精馏塔的塔体工艺尺寸计算六 精馏塔的塔体工艺尺寸计算 一 一 塔径塔径的计算的计算 D 精馏段精馏段 之前已计算得精馏段的气液相体积率为 3 268 91 80 36 2 049 36003600 2 93 Vm S vm VM Vms 精 精 3 189 353 82 195 0 00534 36003600 809 88 Lm Lm LM Lsms 精 精 20 塔板间距 HT的选定很重要 可参照下表所示经验关系选取 表表 6 6 板间距与塔径关系板间距与塔径关系 塔径 DT m0 3 0 50 5 0 80 8 1 61 6 2 42 4 4 0 板间距 HT mm 200 300250 350300 450350 600400 600 根据上表 初选板间距 取板上液层高度 故mHT40 0 mhL06 0 mhH LT 34 006 040 0 精馏段 1 1 2 2 0 00534809 88 0 0433 2 0492 93 LmS Svm L V 精 精 查史密斯关联图 可得 20 0 075C 依式 2 0 20 20 CC 精馏段液相平均表面张力为时 mmN 835 20 0 20 2 20 20 835 0 0750 0756 2020 CC max 809 31 2 91 0 07561 258 2 91 LV V Cm s 可取安全系数为 0 7 安全系数 0 6 0 8 则空塔气速 max 0 70 7 1 2580 8809 m s 故 按标准 塔径圆整为 1 8m 44 2 049 1 72 0 8809 S V Dm 塔截面积为 2 22 1 82 543 44 T m AD 所以实际空塔气速为 2 049 0 81 2 543 um s 提馏段提馏段 之前已求得 3 268 91 87 00 1 987 36003600 3 27 Vm S vm VM Vms 提 提 3 344 453 87 09 0 0105 36003600 793 85 Lm S Lm L M Lms 提 提 21 1 1 2 2 0 0105793 85 0 082 1 9873 27 Lm S Svm L V 提 提 查史密斯关联图 可得 依式068 0 20 C 2 0 20 20 CC 提馏段液面平均表面张力为时 mmN 51 190677 0 20 51 19 068 0 20 2 02 0 20 CC smC V VL 055 1 25 3 25 3 95 792 0677 0 max 可取安全系数为 0 7 安全系数 0 6 0 8 则sm 739 0 055 1 7 07 0 max 故 按标准 塔径圆整为 2 0m 4 4 1 987 1 84 0 739 S V Dm 将精馏段和提溜段相比较可以知道二者的塔径不一致 根据塔径的选择规定 对于 相差不大的二塔径取二者中较大的 因此在设计塔的时候塔径取 2 0m 所以 精馏段精馏段 塔截面积为 2 22 2 03 14 44 T m AD 所以实际空塔气速为 2 049 0 65 3 14 um s 提馏段提馏段 塔截面积为 2 22 2 03 14 44 T m AD 所以实际空塔气速为 1 987 0 63 3 14 um s 二 二 溢流装置溢流装置 选用单溢流 弓形降液管 凹形受液盘及平直堰 不设进口堰 各项计算如下 1 溢流堰长 单溢流取 0 6 0 8 D 取堰长为 0 60D 即 w l W l w l 0 60 2 01 2 W lm 2 出口堰高 W h OWLW hhh 由 1 2 20 6 W lD 22 查 化工原理课程设计 天津科学技术出版社 图 4 9 液流收缩系数计算可知 为 为 1 时 误差很小可忽略 由得 3 2 1000 84 2 w h ow l L Eh 精馏段 2 2 3 3 2 842 843600 0 0017 10 0084 100010001 2 h OW W L hEm l 故 0 060 00840 052 w hm 提馏段 2 2 3 3 2 842 843600 0 00352 10 014 100010001 2 h OW W L hEm l 故 0 060 0140 046 w hm 3 降液管的宽度与降液管的面积 d W f A 由查 化工原理课程设计 天津科学技术出版社 图 4 11 弓形降液 0 6 w lD 管的宽度与面积 得 0 0982 d WD 0 0553 fT AA 0 09820 0982 20 1964 d WDm 222 0 05530 055320 174 44 f ADm 利用式计算液体在降液管中停留时间以检验降液管面积 即 s Tf L HA 精馏段 s 5s 符合要求 0 174 0 40 13 03 0 00534 fT s A H L 提馏段 5s 符合要求 0 174 0 40 6 63 0 0105 fT s A H s L 4 降液管底隙高度 o h 精馏段 所以的取值范围为 取 0 052 w hm 精0 h 0 046 0 04 m 0 h0 042m 提馏段 所以的取值范围为 取 0 046 w hm 提 0 h 0 04 0 034 m 0 h0 035m 23 三 三 塔板布置塔板布置 1 取边缘区宽度 安定区宽度mWC035 0 mWs065 0 2 由式 计算开孔区面积 其中 R xR xRxAa 1 2 22 sin 180 2 2 0 0350 865 22 C D RWm 2 0 1960 0650 739 22 ds D xWWm 所以 22212 0 739 2 0 739 0 8650 7390 865 sin2 196 1800 865 a Am 四 四 筛孔数筛孔数 与开孔率与开孔率 n 精馏段 取筛空的孔径为 正三角形排列 一般碳钢的板厚为 取 0 dmm5 mm5 3 故孔中心距 5 3 0 dtmmt5 1755 3 筛孔数孔 其开孔率 33 22 1158 101158 10 2 1968304 17 5 a nA t 在 5 15 范围内 则每层板上的开孔面 4 7 100 5 3 907 0 100 2 0 a A A 积为 气体通过筛孔的气速为 0 A 2 0 0 074 2 1960 163Am 0 2 049 12 89 0 163 S o V m s A 提馏段 取筛空的孔径为 正三角形排列 一般碳钢的板厚为 取 0 dmm5 mm5 3 故孔中心距 5 3 0 dtmmt5 1755 3 筛孔数孔 其开孔率 33 22 1158 101158 10 2 1968304 17 5 a nA t 在 5 15 范围内 则每层板上的开孔面 4 7 100 5 3 907 0 100 2 0 a A A 积为 气体通过筛孔的气速为 0 A 2 0 0 074 2 1960 163Am 24 0 1 987 12 19 0 163 S o V m s A 五 五 塔的精馏段有效高度塔的精馏段有效高度Z 1 1 塔顶空间 塔顶空间 HD 塔顶空间高度的作用是安装塔板和人孔的需要 也使气体中的液滴自由沉降 减 少塔顶出口气体中液滴夹带 必要时还可节省破沫装置 塔径大时可适当增大 本设 计取 0 8m 2 2 塔板间距塔板间距 H HT T 其大小与液气和雾沫夹带有密切关系 板间距越大 可允许气液速度较高 塔径 可小些 反之 所需的塔径就要增大 一般来说 取较大的板间距对提高操作弹性有 利 但塔高的增加 会增加金属消耗量 增加塔基 支座的负荷 从而增加全塔的造 价 板间距与塔径的关系 应通过流体力学验算 权衡经济效益 反复调整 作出最 佳选择 根据 化工原理设计 表 4 1 板间距与塔径的关系 塔径为 1600 2400mm 时 板间距为 350 600mm 此设计选用板间距为 400mm 3 3 人孔数目人孔数目 S S 及开有人孔的板间距及开有人孔的板间距 HT 人孔数目是根据塔板安装方便和物料的清洗程度而定 对于处理不需要经常清洗的物料 可隔 8 10 块塔板设置一个人孔 对于易结垢 结焦的物系需经常清洗 则每隔 4 6 块塔板开一个人孔 人孔直径通常为 450mm 凡有人孔的上下两塔板间距 HT 应等于或大于 600mm 由前面计算得到 实际塔板数为 24 共设 3 个人孔 HT 取 0 80m 4 4 进料板空间高度进料板空间高度 H HF F 进料段空间高度 HF取决于进料口的结构形式和物料状态 一般 HF要比 HT大一些 为了防止进料直冲塔板 常在进料口处考虑安装防冲设施 如防冲板 入口堰 缓冲 管 应保证这些设施的安装 取 1 0m 5 5 塔底空间塔底空间 H HB 塔底空间高度 HB具有中间储槽的作用 塔釜料液最好能有在塔底有 10 15min 的 储量 以保证塔底料液不致排完 此处取 1 3m 左右 6 6 塔体总高度塔体总高度 H H 2 0 8 2423 0 43 0 8 1 0 1 313 1 DpTTFB HHNSHSHHH m 25 七 筛板流体力学验算七 筛板流体力学验算 一 一 气体通过筛板压降相当的液柱高度气体通过筛板压降相当的液柱高度 P h hhhh lcp 1 干板压降相当的液柱高度 依 查 干筛孔的流量系数 图 c h42 1 5 3 5 0 d 得 由式 0 0 845C 2 2 0 0 12 892 91 0 0510 0510 0427 0 845809 31 V c L hm C 精 2 2 0 0 12 193 25 0 0510 0510 0435 0 845792 95 V c L hm C 提 2 气体穿过板上液层压降相当的液柱高度 l h 精馏段 2 049 0 691 3 140 174 S a Tf V m s AA 0 6912 911 178 aaV Fu 由与关联图查得板上液层充气系数 0 625 所以 o a F o mhh Lol 0375 0 06 0625 0 提馏段 1 987 0 670 3 140 174 S a Tf V m s AA 0 6703 251 208 aaV Fu 由与关联图查得板上液层充气系数 0 605 所以 o a F o mhh Lol 0362 006 0605 0 3 克服液体表面张力压降相当的液柱高度 h 精馏段 m gd h L 00210 0 005 0 81 9 31 809 10835 2044 3 0 故0 04270 03750 002100 0823 pcl hhhhm 则单板压强 0 0823 809 31 9 81653 20 7 PpL PhgPakPa 提馏段 m gd h L 0020 0 005 0 81 9 95 792 1051 1944 3 0 26 故0 04350 03620 0020 0817 p hm 则单板压强 0 0817 792 95 9 81634 90 7 PPL PhgPakPa 二 二 雾沫夹带量雾沫夹带量的验算的验算 v e 精馏段 3 2 3 2 66 3 5 7 105 7 100 691 0 0071 0 1 20 835 100 25 a V Tf ekgkgkgkg Hh 液气液气 提馏段 3 2 3 2 66 3 5 7 105 7 100 670 0 0069 0 1 19 51 100 25 a v Tf ekgkgkgkg Hh 液气液气 故在设计负荷下不会发生过量雾沫夹带 三 三 漏液的验算漏液的验算 精馏段 VLLow hhC 13 0 0056 0 4 4 0 91 2 31 809 0021 0 06 0 13 0 0056 0 805 0 4 4 sm 28 6 筛板的稳定性系数 故在设计负荷下不会产生过 0 12 89 2 05 1 52 0 6 28 OW K 量漏液 提馏段 VLLow hhC 13 0 0056 0 4 4 0 25 3 95 792 002 0 06 0 13 0 0056 0 805 0 4 4 sm 91 5 筛板的稳定性系数 故在设计负荷下不会产生过 0 12 19 2 06 1 52 0 5 91 OW K 量漏液 四 四 液泛验算液泛验算 为防止降液管液泛的发生 应使降液管中清液层高度 由 wTd hHH 27 计算 而精馏段 dlpd hhhH m hl l h w s d 001 0 08 0 153 0 153 0 22 0 所以 取0 001 0 060 08230 1433 d Hm 5 0 则 故在设计负荷下不会发生液 0 5 0 40 0520 226 Tw Hhm wTd hHH 泛 提馏段 m hl l h w s d 001 0 08 0 153 0153 0 22 0 所以 取 0 08170 060 0010 1427 d Hm 5 0 则 故在设计负荷下不会发生液 0 5 0 40 0460 223 Tw Hhm wTd hHH 泛 根据以上塔板的各项液体力学验算 可认为精馏段塔径及各项工艺尺寸是适合的 八 塔板负荷性能图八 塔板负荷性能图 一一 精馏段精馏段 1 1 雾沫夹带线 雾沫夹带线 1 1 2 3 6 107 5 fT a v hH e 式中 a 0 337 3 140 174 SS aS Tf VV V AA 3 2 3 3600 1084 2 5 25 2 W S wowwf l L Ehhhh 近似取 0 1 E0 052 1 2 wW hm lm 故 b 2 3 32 3 3600 2 5 0 0522 84 100 13 1 481 1 2 S fS L hL 取雾沫夹带极限值为 已知 v e气液 KgKg 1 0mN 10835 20 3 mHT4 0 28 并将代入得下式 ba 2 3 6 107 5 fT a v hH e 3 2 6 32 3 0 3375 7 10 0 1 20 835 100 40 13 1 481 S S V L 整理得 2 3 5 06627 787 SS VL 在操作范围内任取 4 个值 依上式算出相应的值列于附表中 S L S V 附表 附表 1 1 3 smLS 0 00050 0010 0050 01 0 0150 02 3 smVS 4 894 794 263 78 3 383 02 依表中数据在 VS LS图中作出雾沫夹带线 如图 a 中线 1 所示 2 2 液泛线 液泛线 2 2