苯甲苯精馏塔工艺设计毕业论文设计.doc

题 目 苯 甲苯精馏塔设计 完成日期 2012 年 3 月 28 日 毕毕 业业 论论 文 设文 设 计 计 任任 务务 书书 班级班级 专业专业 姓名姓名 日期日期 2012 3 282012 3 28 1 论文 设计 题目 苯 甲苯精馏塔工艺设计 2 论文 设计 要求 1 学生应在教师指导下按时完成所规定的内容和工作量 最好是独立 完成 2 选题有一定的理论意义与实践价值 必须与所学专业相关 3 主题明确 思路清晰 4 文献工作扎实 能够较为全面地反映论文研究领域内的成果及其最 新进展 5 格式规范 严格按系部制定的论文格式模板调整格式 6 所有学生必须在 月 日之前交论文初稿 3 论文 设计 日期 任务下达日期 2012 2 20 完成日期 2012 3 28 4 指导教师签字 毕毕 业业 论论 文 设文 设 计 成计 成 绩绩 评评 定定 报报 告告 序 号 评分指标具 体 要 求分数范围得 分 1 学习态度 努力学习 遵守纪律 作风严谨务实 按期完成 规定的任务 0 10 分 调研论 证 能独立查阅文献资料及从事其它形式的调研 能 较好地理解课题任务并提出实施方案 有分析整 理各类信息并从中获取新知识的能力 0 15 分 综合能 力 论文能运用所学知识和技能 有一定见解和实用 价值 0 25 分 2 能 力 与 质 量 论文 设计 质量 论证 分析逻辑清晰 正确合理 0 20 分 3 工作量 内容充实 工作饱满 符合规定字数要求 绘图 表 符合要求 0 15 分 4 撰写质量 结构严谨 文字通顺 用语符合技术规范 图表 清楚 字迹工整 书写格式规范 0 15 分 合计0 100 分 评语 成 绩 评阅人 签名 日 期 毕业论文答辩及综合成绩 答 辩 情 况 自 述 情 况 清 晰 完 整 流 利 简 练 清 晰 完 整 完 整 熟 悉 内 容 基 本 完 整 熟 悉 内 容 不 熟悉 内容 回 答 问 题 提 出 问 题 正 确 基本 正确 有一 般性 错误 有原 则性 错误 没有 回答 答辩小组评语及建议成绩 答辩委员会综合成绩 答辩委员会主任签字 年 月 日 题目题目 苯苯 甲苯精馏塔设计甲苯精馏塔设计 一 设计题目 一 设计题目 某化工厂拟采用一板式塔分离苯 甲苯混合液 已知 生产能力为年产 9000 吨 99 的苯产品 进精馏塔的料液含苯 70 质量分数 下同 其余为甲苯 塔顶的 苯含量至少为 99 残液中苯含量不高于 0 2 料液初始温度为 30 试根据工艺要求进行 板式精馏塔的工艺设计 二 操作条件 二 操作条件 1 塔顶压力 4kPa 表压 2 进料热状态 泡点进料 3 回流比 1 8 倍最小回流比 4 单板压降 0 7kPa 三 塔板类型 三 塔板类型 板式塔 四 工作日 四 工作日 每年工作日为 300 天 每天 24 小时连续运行 五 主要物性数据 五 主要物性数据 1 苯和甲苯体系可按理想液体混合物 2 安托万 InPi0 Ai Antoine 公 i i CT B 表表 苯和甲苯的基础物性数据 ABC 苯6 8981206 35220 24 甲苯6 9531343 94219 58 苯苯 甲苯精馏塔工艺设计甲苯精馏塔工艺设计 摘要 摘要 本设计任务为分离苯 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 塔顶上升蒸气采用全凝器冷 凝 冷凝液在泡点下一部分回流至塔内 其余部分经产品冷凝冷却后送至储罐 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 1 8 倍 塔釜采用间接蒸汽加热 塔底产品经 冷却后送至储罐 通过对精馏塔进行设计和物料衡算等方面的计算 进一步加深了对化工原理 石 油加工单元过程原理等的理解深度 开阔了视野 提高了计算 绘图 计算机的使用等方面的知识 和能力 为今后在工作中进一步发挥作用打下了良好的基础 关键词 关键词 二元混合物 分离物系 连续精馏 目录目录 1 精馏方案的说明 1 1 1 操作压力 1 1 2 进料状态 1 1 3 采用强制回流 冷回流 1 1 4 塔釜加热方式 加热介质 1 1 5 塔顶冷凝方式 冷却介质 1 1 6 流程说明 1 1 7 筛板塔的特性 2 1 8 生产性质及用途 2 1 8 1 苯的性质及用途 2 2 精馏塔工艺设计计算 4 2 1 精馏塔物料衡算 4 2 1 1 计算 4 D x W x F x 2 1 2 原料液及塔顶 塔釜产品的平均摩尔质量 4 2 1 3 进料量 F 塔顶馏出液 D 塔底残留液 W 的计算 4 2 2 相对挥发度及X Y关系 5 2 3 气液相密度计算 6 2 4 回流比的确定 7 2 5 操作线方程 8 2 5 1 精馏段操作线方程 8 2 5 2 提留段操作线方程 8 2 6 理论塔板数的确定 8 2 6 1 物料流量 8 2 6 2 塔板数的计算 9 3 精馏塔塔和塔板主要工艺尺寸的设计计算 11 3 1 精馏段工艺尺寸的计算 11 3 1 1 塔径 塔高的计算 11 3 1 2 溢流装置的设计 11 3 1 3 塔板板面布置 12 3 2 提馏段工艺尺寸的计算 13 3 2 1 塔径 塔高的计算 13 3 2 2 溢流装置的设计 14 3 2 3 塔板板面布置 14 4 塔的流体力学验算 15 4 1 精馏段塔板校核 15 4 1 1 降液管液泛 15 4 1 2 降液管液体停留时间 16 4 1 3 液沫夹带 16 4 1 4 漏夜 16 4 2 提馏段塔板校核 17 4 2 1 降液管液泛 17 4 2 2 降液管液体停留时间 18 4 2 3 液沫夹带 18 4 2 4 漏夜 18 第 5 章 负荷性能图计算 19 5 1 精馏段气液流量的流体力学上下限线 19 5 1 1 漏液线 19 5 1 2 液体流量下限线 19 5 1 3 液体流量上限线 20 5 1 4 过量雾沫夹带线 20 5 1 5 液泛线 20 5 1 6 塔板工作线 22 5 2 提馏段气液流量的流体力学上下限线 22 5 2 1 漏液线 22 5 2 2 液体流量下限线 23 5 2 3 液体流量上限线 23 5 2 4 过量雾沫夹带线 23 5 2 5 液泛线 24 5 2 6 塔板工作线 25 6 主要设计结果总汇 27 7 总结 28 参考文献 29 符号说明 30 致谢 31 附录 精馏塔装配图 化工系毕业论文 设计 1 1 精馏方案的说明精馏方案的说明 本精馏方案适用于工业生产中苯 甲苯溶液二元物系中进行苯的提纯 精馏塔苯塔 的产品要求纯度很高 达 99 9 以上 而且要求塔顶 塔底产品同时合格 以及两塔 顶温度变化很窄 0 02 普通的精馏温度控制远远达不到这个要求 故在实际生产过 程控制中只有采用灵敏板控制才能达到要求 故苯塔采用温差控制 1 1 操作压力操作压力 精馏操作在常压下进行 因为苯沸点低 适合于在常压下操作而不需要进行减压 操作或加压操作 同时苯物系在高温下不易发生分解 聚合等变质反应且为液体 不 是混合气体 所以 不必要用加压或减压精馏 另一方面 加压或减压精馏能量消耗 大 在常压下能操作的物系一般不用加压或减压精馏 1 2 进料状态进料状态 进料状态直接影响到进料线 q 线 操作线和平衡关系的相对位置 对整个塔的 热量衡算也有很大的影响 和泡点进料相比 若采用冷进料 在分离要求一定的条件 下所需理论板数少 不需预热器 但塔釜热负荷 一般需采用直接蒸汽加热 从总热 量看基本平衡 但进料温度波动较大 操作不易控制 若采用露点进料 则在分离要 求一定的条件下 所需理论板数多 进料前预热器负荷大 能耗大 同时精馏段与提 馏段上升蒸汽量变化较大 操作不易控制 受外界条件影响大 泡点进料介于二者之间 最大的优点在于受外界干扰小 塔内精馏段 提馏段上 升蒸汽量变化较小 便于设计 制造和操作控制 故 此设计采用泡点进料 1 3 采用强制回流 冷回流 采用强制回流 冷回流 采用冷回流的目的是为了便于控制回流比 回流方式对回流温度直接影响 1 4 塔釜加热方式 加热介质塔釜加热方式 加热介质 塔釜采用列管式换热器作为再沸器间接加热方式 加热介质为水蒸汽 1 5 塔顶冷凝方式 冷却介质塔顶冷凝方式 冷却介质 塔顶采用列管式冷凝冷却器 冷却介质用冷却水 1 6 流程说明流程说明 本精馏方案采用节能型强制回流进行流程设计 并附有在恒定进料量 进料组成 和一定分离要求下的自动控制系统以保证正常操作 精馏过程 30 原料液从原料罐经进料泵进入原料换热器 E102 再经原料预热器进 行预热进一步预热至泡点 97 65 加热介质为水蒸汽 温度升至约 97 65 从进料 口进入精馏塔 T101 进行精馏 塔顶气温度为 81 52 部分冷凝后的气液混合物进入塔 顶冷却器 冷却介质为冷却水 冷凝后的物料进入回流罐 V102 然后再通过回流泵 将料液一部分作为回流也打入塔顶 另一部分作为塔顶产品经产品冷却器进入产品储 化工系毕业论文 设计 2 罐 V103 再经产品泵 P104 AB 输送产品 塔釜内液体一部分进入再沸器 E103 经水蒸 汽加热后 回流至塔釜 另一部分与原料换热器换热后排入甲苯储罐 在整个流程中 所有的泵出口都装有压力表 所有的储槽都装有放空阀 以保证储槽内保持常压 1 7 筛板塔的特性筛板塔的特性 筛板塔是最早使用的板式塔之一 它的主要优点 1 结构简单 易于加工 造价为泡罩塔的 60 左右 为浮阀塔的 80 左右 2 在相同条件下 生产能力比泡罩塔大 20 40 3 塔板效率较高 比泡罩塔高 15 左右 但稍低于浮阀塔 4 气体压力降较小 每板压力降比泡罩塔约低 30 左右 筛板塔的缺点是 小孔筛板易堵塞 不适宜处理脏的 粘性大的和带固体粒子的 料液 1 8 生产性质及用途生产性质及用途 1 8 1 苯的性质及用途 苯是一种易燃 易挥发 有毒的无色透明液体 易燃带有特殊芳香气味的液体 分子式 C6H6 相对分子量 78 11 相对密度 0 8794 20 熔点 5 51 沸点 80 1 闪点 10 11 闭杯 自燃点 562 22 蒸气密度 2 77kg m3 蒸气压 13 33kPa 26 1 标准比重为 0 829 蒸气与空气混合物爆炸限 1 4 8 0 不溶于水 与乙醇 氯仿 乙醚 二硫化碳 四氯化碳 冰醋酸 丙酮 油混溶 遇热 明火易燃烧 爆炸 能 与氧化剂 如五氟化溴 氯气 三氧化铬 高氯酸 硝酰 氧气 臭氧 过氯酸盐 三氯化铝 过氯酸氟 硫酸 高锰酸盐 过氧化钾 高氯酸铝 乙酸 过氧化钠发 生剧烈反应 不能与乙硼烷共存 苯是致癌物之一 苯是染料 塑料 合成树脂 合 成纤维 药物和农药等的重要原料 也可用作动力燃料及涂料 橡胶 胶水等溶剂 质量标准 见表 1 1 表表 1 1 纯苯质量标准 GB T2283 93 指标项目 特级一级二级三级 外观室温 18 25 下透明液体 不深于每 1000mL 水中含有 0 003g 重铬酸钾溶液的颜色 密度 20 kg m3 沸程 大气压下 80 1 酸洗比色 876 880 0 7 0 15 5 2 876 880 0 8 0 20 5 0 875 880 0 9 0 30 4 9 874 880 1 0 0 40 0 40 化工系毕业论文 设计 3 1 8 2 甲苯 的性质 甲苯有强烈的芳香气味 无色有折射力的易挥发液体 气味似苯 分子式 C7H8 相 对分子质量 92 130 相对密度 0 866 20 4 熔点 95 94 5 沸点 110 4 闪 点 4 44 闭杯 自燃点 480 蒸气密度 3 14 kg m3 蒸气压 4 89kPa 30 比重 D 4 20 0 866 蒸气与空气混合物的爆炸极限为 1 27 7 几乎不溶于水 与乙醇 氯仿 乙醚 丙酮 冰醋酸 二硫化碳混溶 遇热 明火或氧化剂易着火 遇明火或 与 硫酸 硝酸 四氧化二氮 高氯酸银 三氟化溴 六氟化铀等物质反应能引起爆炸 流速过快 超过 3m s 有产生和积聚静电危险 甲苯可用氯化 硝化 磺化 氧化及还 原等方法之前染料 医药 香料等中间体及炸药 精糖 由于甲苯的结晶点很低 故 可用作航空燃料及内燃机燃料的添加剂 质量标准 见表 1 2 表表 1 2 甲苯质量标准 GB T2284 93 溴价 g 100mL 结晶点 二硫化碳 gBr 100mL 噻吩 g 100mL 0 005 0 04 0 006 0 04 中性实验中性 水分室温 18 20 下目测无可见不溶水 指标项目 特级一级二级 外观室温 18 25 下透明液体 不深于每 1000mL 水中含有 0 003g 重铬酸钾溶液的颜色 密度 20 kg m3 沸程 大气压下 110 6 酸洗比色 溴价 gBr 100mL 863 868 0 7 0 15 0 1 861 868 0 9 0 20 0 2 860 870 2 0 0 30 0 3 中性实验中性 水分室温 18 20 下目测无可见不溶水 化工系毕业论文 设计 4 2 精馏塔工艺设计计算精馏塔工艺设计计算 2 1 精馏塔物料衡算精馏塔物料衡算 操作物质为苯 甲苯混合物 计算各个物性常数见表 2 1 表表 2 1 苯 甲苯物性常数 物质摩尔质量 Kg mol 临界温度 k 进口质量组 成 塔釜出口组 成 塔顶出口组 成 苯78562 16700 299 甲苯92591 793099 81 已知 D 9000 吨 年 7 0 F 99 0 D 002 0 W 2 1 1 计算 D x W x F x 根据公式 A A AB AB M x MM 99 78 0 9915 991 7892 D xkmol 0 2 78 0 00236 0 299 8 7892 W xkmol 70 78 0 7335 7030 7892 F xkmol 2 1 2 原料液及塔顶 塔釜产品的平均摩尔质量 0 7335 78 1 0 7335 92 81 7 FFF Mx MxMkg kmol 苯甲苯 1 D 0 9915 78 1 0 9915 9278 1 DD Mx MxMkg kmol 苯甲苯 1 W 0 00236 78 1 0 00236 9292 WW Mx MxMkg kmol 苯甲苯 1 2 1 3 进料量 F 塔顶馏出液 D 塔底残留液 W 的计算 化工系毕业论文 设计 5 3 9000 10 16 78 300 24 Dkg h 16 0 99150 00236 21 6 0 73350 00236 FW DW DW FW xxD Fxx D xx Fkg h xx 则 21 6 165 6 WFDkg h 2 2 相对挥发度及相对挥发度及 x yx y 关系关系 因纯苯塔操作属于常压操作 两组分的物理化学性质特别是两组分的化学结构比 较接近 所以该混合物为完全理想体系 由 且相对挥发度 B A AB pp x pp AA A p x y p A B p p 根据 Antoine 公式 0 ln i ii i B PA TC 查得 苯和甲苯的基础物性数据见表 2 2 表表 2 2 苯和甲苯的基础物性数据 ABC 苯6 8981206 35220 24 甲苯6 9531343 94219 58 所以在 101 3Kpa 下 80 1 A TC 110 6 B TC 由手册 1 查的苯 甲苯系的气液平衡数据 化工系毕业论文 设计 6 表表 2 3 苯 甲苯气液平衡 苯 101 3KPa mol 温度TC 饱和蒸汽压 A p饱和蒸汽压 B p x y 相对挥发度 80 1101 338 91 0001 0002 60 84114 144 50 8160 9192 56 88128 450 80 6510 8252 53 92144 157 70 5040 7172 49 96161 365 60 3730 5142 46 100180 074 10 2570 4572 43 104200 283 60 1520 3002 40 108222 394 00 0570 1252 34 110 6237 7101 3002 35 由上数据可绘出和 t x y 图 图图 2 1 苯甲苯体系 t x y 图 所以 1 2 46 mn n 运用内差法可求得 80 6 D TC 110 5 W TC 86 F TC 2 3 气液相密度计算气液相密度计算 1 塔顶 化工系毕业论文 设计 7 气相 3 101 3 78 2 69 8 314 273 1580 6 gD PM kg m RT 液相 已知下20 C 表表 2 4 苯 甲苯物性数据 密度 0 体积膨胀系数 苯 3 879kg m 41 12 4 10C 甲苯 3 867kg m 41 10 9 10C 3 0 41 0 879 817 6 1 1 12 4 10 80 620 LDA kg m ttC 3 0 41 0 867 806 4 1 1 10 9 10 80 620 LDB kg m ttC 3 817 6 0 9915806 4 0 0085817 5 LD kg m 2 塔底 气相 3 101 3 78 2 48 8 314 273 15 110 5 gW PM kg m RT 液相 3 0 41 0 879 790 3 1 1 12 4 10 110 520 LWA kg m ttC 3 0 41 0 867 789 2 1 1 10 9 10 110 520 LWB kg m ttC 3 780 3 0 00236789 2 1 0 00236 789 2 LW kg m 3 进料板 3 0 41 0 879 812 5 1 1 12 4 10 8620 LFA kg m ttC 3 0 41 0 867 808 8 1 1 10 9 10 8620 LFB kg m ttC 3 812 5 0 7335808 8 1 0 7335 811 5 LF kg m 2 4 回流比的确定回流比的确定 化工系毕业论文 设计 8 精馏塔操作是在某一适宜回流比下进行的 适宜回流比的数值在全回流与最小回 流比的数值之间 一般取 此处取 min 1 12 RR min 1 8RR 已知 2 46 m 泡点进料 1q 0 7335 qF xxkmol 2 46 0 7335 0 8713 1112 46 10 7335 m q m y x 最小回流比 min 0 99150 8713 0 872 0 87130 7735 Dq qq xy R yx min 1 81 8 0 8721 57RR 2 5 操作线方程操作线方程 2 5 1 精馏段操作线方程 1 1 570 9915 0 6110 386 111 57 11 57 1 D nnnn xR yxxx RR 已知 1 57R 9915 0 D x2 46 m LRD1 57 16 025 12kmol h 11 57 116 041 12 VRDkmol h 33 41 12 78 1193 90 33 2 69 D g g VM Vm hms 2 5 2 提留段操作线方程 1 mmw LW yxx VV 泡点进料 1 q 25 1221 6046 72 41 12 LLFkmol h VVkmol h 1 46 725 6 1 1360 0003 41 1241 12 mmwmm LW yxxxx VV 2 6 理论塔板数的确定理论塔板数的确定 2 6 1 物料流量物料流量 化工系毕业论文 设计 9 78 1 81 7 80 22 DF MM Mkg kmol 精 92 81 7 86 9 22 WF MM Mkg kmol 提 1 精馏段 33 41 12 80 12320 34 2 69 2 65 2 g g VM Vm hms 精 精 343 25 12 80 2 476 9 10 817 5 811 5 2 s L LM Lmhm s 精 精 2 提馏段 33 41 12 86 9 13930 39 2 48 2 65 2 g g V M Vm hms 提 提 333 46 72 86 9 5 071 4 10 789 2 811 5 2 s L L M Lmhm s 精 精 2 6 2 塔板数的计算 1 因全回流操作所需的理论塔板数最少 故可用芬斯克方程求解 不包括再沸器 min 1 0 99151 0 00236 lg lg 1 1 0 99150 00236 1111 lglg2 46 WD DW m xx xx N 根据吉利兰关联图 化工原理 下册 图 7 45 min 0 27 1 RR R min 0 37 2 NN N 可知 N 19 不包括再沸器 由表 2 3 可绘出 x y 图 化工系毕业论文 设计 10 图图 2 2 理论板数图解法示意图 如图所示 塔内理论板数为 12 块 精馏段 3 块 提馏段为 8 块 第 4 块为进料板 查资料 0 4 0 35 0 29 11 0 375 22 11 0 32 22 ii ii Mpa s Mpa s Mpa s xMpa s xMpa s 塔顶 进料板 塔底 精馏 提馏 0 4 0 35 0 29 0 35 所以 11 0 348 22 Lii xMpa s 全塔 0 32 0 375 查图精馏塔全塔效率关联图 化工原理 下册 8 10 图 2 46 0 3480 855 L 所以全塔效率 0 0 50E 可知实际塔板数 P N 0 12 24 0 50 T P N N E 化工系毕业论文 设计 11 3 精馏塔塔和塔板主要工艺尺寸的设计计算精馏塔塔和塔板主要工艺尺寸的设计计算 3 1 精馏段工艺尺寸的计算精馏段工艺尺寸的计算 3 1 1 塔径 塔高的计算 已知条件计算两相流动参数 2 47814 5 0 035 12322 67 sl LV sg L F V 取 则分离空间为4000 40 T Hmmm 0 06 L hm 0 400 060 34 TL Hhm 查液体表面张力共线图得 0 0234 0 0239 11 0 0237 22 ii N m N m xN m 塔顶 进料板 精馏 0 0234 0 0239 查史密斯关联图 化工原理 下册 8 13 图 因表面张力的差异 气 20 0 073C 体负荷因子的矫正为 20 0 20 2 0 073 0 073 0 0200 020 0 0237 C C 最大允许速率为 max 814 52 67 0 0731 27 2 67 Lg g Cm s 取空塔速率为最大允许速率的 0 7 倍 则空塔速率为 max 0 70 7 1 270 9uum s 则塔径 D 为 4 4 0 34 0 72 3 14 0 9 g V Dm u 根据标准塔径圆整为 0 8Dm 当塔径为 1m 时 其板间距可取 400mm 因此 所设板间距可用 3 1 2 溢流装置的设计 化工系毕业论文 设计 12 对平直堰 选堰长与塔径之比为 0 70 于是堰长为 0 70 70 0 800 56 W lDm 2 52 5 2 47 10 5 0 56 L W V l 查液流收缩系数图 化工原理 下册 8 15 图 得 1 011 0E 即 2 3 2 3 2 47 0 002840 002840 0076 0 56 L OW W V hm l 于是 0 060 00760 052452 WLOW hhhmmm 取 0 52 1042hmm 222 11 3 14 0 80 5024 44 T ADm 根据 查弓形降液管的宽度与面积图 化工原理 下册 8 17 图 确定降液0 70 W l D 管横截面积 f A 0 09 f T A A 即 2 0 090 09 0 50240 045 fT AAm 3 1 3 塔板板面布置 取0 07 0 05 sc Wm Wm 查弓形降液管的宽度与面积图 化工原理 下册 8 17 图 确定 即0 15 d W D 0 150 15 0 80 12 d WDm 0 8 0 120 05 0 23 22 ds D xWWm 0 8 0 050 35 22 c D rWm 即 222 2 arcsin a X AXrXr r 222 2 0 23 2 0 23 0 35 0 23 0 35 arcsin 1800 35 0 30m 筛孔按正三角形排列 取孔径 得2 0 o dmm 2 7 o t Dd 化工系毕业论文 设计 13 开孔率 22 1 0 907 0 907 0 1212 2 7 o d t 筛孔率 22 0 30 1 151 159600 0 062 a A n t 筛孔总面积 2 0 0 12 0 300 036 a AAm 3 23 2 提馏段工艺尺寸的计算提馏段工艺尺寸的计算 3 2 1 塔径 塔高的计算 已知条件计算两相流动参数 5 07800 4 0 064 13932 57 sl LV sg L F V 取 则分离空间为4000 40 T Hmmm 0 06 L hm 0 400 060 34 TL Hhm 查液体表面张力共线图得 0 0215 0 0239 11 0 0227 22 ii N m N m xN m 塔底 进料板 提馏 0 0215 0 0239 查史密斯关联图 化工原理 下册 8 13 图 因表面张力的差异 气 20 0 072C 体负荷因子的矫正为 20 0 20 2 0 072 0 074 0 0200 020 0 0227 C C 最大允许速率为 max 800 42 57 0 0741 3 2 57 Lg g Cm s 取空塔速率为最大允许速率的 0 7 倍 则空塔速率为 max 0 70 7 1 30 91uum s 则塔径 D 为 4 4 0 39 0 74 3 14 0 91 g V Dm u 根据标准塔径圆整为 化工系毕业论文 设计 14 0 8Dm 当塔径为 1m 时 其板间距可取 400mm 因此 所设板间距可用 3 2 2 溢流装置的设计 对平直堰 选堰长与塔径之比为 0 65 于是堰长为 0 650 65 0 800 52 W lDm 2 52 5 5 07 26 0 52 L W V l 查液流收缩系数图 化工原理 下册 8 15 图 得 1 041 0E 即 2 3 2 3 5 07 0 002840 002840 013 0 52 L OW W V hm l 于是 0 060 0130 04747 WLOW hhhmmm 取 0 47 1235hmm 222 11 3 14 0 80 5024 44 T ADm 根据 查弓形降液管的宽度与面积图 化工原理 下册 8 17 图 确定降0 65 W l D 液管横截面积 f A 0 15 f T A A 即 2 0 150 15 0 50240 075 fT AAm 3 2 3 塔板板面布置 取0 07 0 05 sc Wm Wm 查弓形降液管的宽度与面积图 化工原理 下册 8 17 图 确定 即0 13 d W D 0 130 13 0 80 10 d WDm 0 8 0 100 07 0 25 22 ds D xWWm 0 8 0 050 35 22 c D rWm 即 222 2 arcsin a X AXrXr r 222 2 0 25 2 0 25 0 35 0 25 0 35 arcsin 1800 35 0 32m 化工系毕业论文 设计 15 筛孔按正三角形排列 取孔径 得2 5 o dmm 3 06 o t Dd 开孔率 22 1 0 0 907 0 907 0 0979 7 0 3 06 o d t 筛孔率 22 0 32 1 151 156542 0 075 a A n t 筛孔总面积 2 0 0 097 0 320 0323 a AAm 塔高 1 24 1 0 040 92 PT ZNHm 4 塔的流体力学验塔的流体力学验 4 1 节节 精馏段塔板校核精馏段塔板校核 4 1 1 降液管液泛 取板厚 查干板孔流系数图6 0 o d 0 72 o C 0 0 34 9 5 0 036 g o V um s A 干板压降 2 2 0 0 112 679 5 0 03 22 9 81 814 50 72 V d L u hm gC 0 34 0 824 20 50240 045 2 g a Tf V um s AA 故气相动能因子 0 50 50 50 5 0 824 2 671 35 aag Fukgms 查充气系数和动能因子间之关系图 化工原理 下册 8 19 图 确定充气系数 a F 0 62 计算气体通过塔板的压降 P h 0 030 62 0 060 07 PdL hhhm 液注 计算液体通过塔板的压降 r h 2 4 5 0 6 9 10 0 1530 1538 4 10 0 7 0 042 L r W V hm l h 液注 化工系毕业论文 设计 16 计算降液管内清液层高度 并取泡沫相对密度 d H0 5 5 0 070 068 4 100 13 dPLr Hhhhm 而 0 400 052 0 23 22 TW Hh m 可见 满足要求 d H 1 2 TW Hh 降液管内不会发生液泛 4 1 2 降液管液体停留时间 0 045 0 13 9 6 0 00069 fd L A H s V 即 可见停留时间足够 不会发生气泡夹带现象 9 65ss 4 1 3 液沫夹带 6 3 2 5 7 10 v Tf u e Hh 6 3 2 5 7 10 2 5 g Tf TL V AA Hh 3 2 6 0 34 5 7 10 0 50240 045 0 02370 452 5 0 06 0 007 0 1 kgkgkgkg 液体干气体液体干气体 可见液沫夹带量可以允许 4 1 4 漏夜 计算克服液体表面张力的作用引起的压降h 44 0 0237 0 006 9 819 81 814 5 0 002 Lo hm d 液注 计算漏夜点气速 OW u 0 00560 13 4 4 LL OWo V hh uC 化工系毕业论文 设计 17 0 00560 13 0 060 006807 421 4 4 0 72 2 67 4 7m s 9 5 2 01 5 2 4 7 o ow u K u 可见不会发生严重漏液现象 4 2 节节 提馏段塔板校核提馏段塔板校核 4 2 1 降液管液泛 取板厚 查干板孔流系数图6 0 o d 0 81 o C 0 0 39 12 1 0 0323 g o V um s A 干板压降 2 2 0 0 112 5712 1 0 037 22 9 81 800 40 81 V d L u hm gC 0 39 1 1 20 50240 075 2 g a Tf V um s AA 故气相动能因子 0 50 50 50 5 1 1 2 571 76 aag Fukgms 查充气系数和动能因子间之关系图 化工原理 下册 8 19 图 确定充气系数 a F 0 62 计算气体通过塔板的压降 P h 0 0370 62 0 060 074 PdL hhhm 液注 计算液体通过塔板的压降 r h 2 3 4 0 1 4 10 0 1530 1539 0 10 0 52 0 035 L r W V hm l h 液注 计算降液管内清液层高度 并取泡沫相对密度 d H0 5 4 0 0740 069 100 1349 dPLr Hhhhm 而 0 40 047 0 224 22 TW Hh m 可见 满足要求 d H 1 2 TW Hh 化工系毕业论文 设计 18 降液管内不会发生液泛 4 2 2 降液管液体停留时间 0 075 0 1349 7 23 0 0014 fd s AH s L 即 可见停留时间足够 不会发生气泡夹带现象 7 23 3 5 ss 4 2 3 液沫夹带 6 3 2 5 7 10 v Tf u e Hh 6 3 2 3 2 6 5 7 10 2 5 0 39 5 7 10 0 50240 075 0 02270 452 5 0 06 0 01 0 1 g Tf TL V AA Hh kgkgkgkg 液体干气体液体干气体 可见液沫夹带量可以允许 4 2 4 漏夜 计算克服液体表面张力的作用引起的压降h 44 0 0227 0 005 9 819 81 800 4 0 0025 Lo hm d 液注 计算漏夜点气速 OW u 0 00560 13 4 4 LL OWo V hh uC 0 00560 13 0 060 005800 4 4 4 0 81 2 57 5 8m s 12 1 2 11 5 2 5 8 o ow u K u 可见不会发生严重漏液现象 5 负荷性能图计算负荷性能图计算 化工系毕业论文 设计 19 5 1 精馏段气液流量的流体力学上下限线精馏段气液流量的流体力学上下限线 5 1 1 漏液线 第一点取设计点的液体流量 故 于是 相应漏夜点的气 3 2 47 L Vm h 4 7 OW um s 体体积流量为 2 4 7 0 035 3600592 gOWo VuAmh 第二点取液体流量为 3 10 L Vm h 由液流收缩系数图 化工原理 下册 8 15 图 得 1 04E 2 3 2 3 10 0 002840 00284 1 040 02 0 56 L OW W V hEm l 于是 0 0520 020 072 LWOW hhhm 对应的漏夜点气速为 0 00560 13 4 4 LL OWo V hh uC 0 00560 13 0 0720 006814 5 4 4 0 72 2 67 5 2m s 故 2 5 2 0 036 3600660 gOWo VuAmh 根据 2 47 618 和 10 654 两点 作直线 即为漏夜线 5 1 2 液体流量下限线 令 006 0 1084 2 3 2 3 w L ow l V Eh 又 E 1 04 0 70 w l 则 3 2 15 L Vmh 在负荷性能图处作垂直线 即为液体流量下限线 3 2 15 L Vmh 化工系毕业论文 设计 20 5 1 3 液体流量上限线 取降液管内液体停留时间为 3s 则 3 3600 0 045 0 4 3600 21 6 33 fT L A H Vmh 在负荷性能图处作垂直线 即为液体流量上限线 3 21 6 L Vmh 5 1 4 过量雾沫夹带线 第一点为设计点 3 2 47 L Vm h 由 3 2 6 5 7 10 0 1 v Tf u e Hh 1 3 2 6 0 1 5 7 10 Tf uHh 1 3 2 6 0 1 0 0237 0 40 06 2 5 5 7 10 1 6m s 于是 3 1 6 0 50240 045 36002634 gTf Vu AAm h 第二点取液体流量为 3 10 L Vm h 0 072 L hm 2 52 5 0 0720 18 fL hhm 1 3 2 6 0 1 5 7 10 Tf uHh 1 3 2 6 0 1 0 0237 0 40 072 2 5 5 7 10 1 5m s 3 1 5 0 50240 045 36002470 gTf Vu AAm h 根据 2 47 2634 和 10 2470 两点 在负荷性能涂上作出液沫夹带线 5 1 5 液泛线 第一点为设计点 3 2 47 L Vm h 0 06 L hm 0 62 2 0 0 1 0 62 0 06 2 g PdL L u hhh gC 化工系毕业论文 设计 21 已求得 2 4 5 0 6 9 10 0 1530 1538 4 10 0 7 0 042 L r W V hm l h 液注 dpLr Hhhh 2 5 0 0 1 0 62 0 060 068 4 10 2 g L u gC 令 11 0 400 052 0 226 22 dTW HHh 可见 2 5 0 0 1 0 62 0 060 068 4 100 226 2 g L u gC 已知 由上式解出 得 0 0 72C 0 20 5um s 3 00 20 5 0 036 36002657 g Vu Am h 第二点取液体流量为 3 10 L Vm h 0 072 L hm 0 62 0 072 PdLd hhhh 2 2 0 10 3600 0 1530 1530 0014 0 7 0 042 L r W V hm l h 液注 2 0 0 1 0 62 0 0720 0720 00140 251 2 g d L u H gC 由上式解出为 0 u 0 18 9um s 3 00 18 9 0 036 36002449 g Vu Am h 根据 2 47 2657 和 10 2449 两点 在负荷性能涂上作出液泛线 化工系毕业论文 设计 22 图图 5 15 1 苯 甲苯精馏段负荷性能图 5 1 6 塔板工作线 在负荷性能图 4 1 上做出斜率为 1232 498 8 2 47 g L V V 的直线 既为塔板工作线 此线与流体力学上下限线相较于 A B 两点 读出 A BOAB 两点的纵坐标值既为和 并求出操作弹性 min g V max g V 操作弹性 max min 2570 2 29 1120 g g V V 由此可见 该精馏塔的操作弹性大 其操作范围也相应变大 即允许的气液负荷 变化范围就大 说明塔的适应能力强 5 2 提馏段气液流量的流体力学上下限线提馏段气液流量的流体力学上下限线 5 2 1 漏液线 第一点取设计点的液体流量 故 于是 相应漏夜点的气 3 5 07 L Vm h 5 8 OW um s 体体积流量为 2 5 8 0 0323 3600674 gOWo VuAmh 第二点取液体流量为 3 10 L Vm h 由液流收缩系数图 化工原理 下册 8 15 图 得 1 04E 化工系毕业论文 设计 23 2 3 2 3 10 0 002840 00284 1 10 02 0 52 L OW W V hEm l 于是 0 0470 020 067 LWOW hhhm 对应的漏夜点气速为 0 00560 13 4 4 LL OWo V hh uC 0 00560 13 0 0670 005800 4 4 4 0 71 2 57 6 1m s 故 2 6 1 0 031 3600680 gOWo VuAmh 根据 5 07 674 和 10 680 两点 作直线 即为漏夜线 5 2 2 液体流量下限线 令 006 0 1084 2 3 2 3 w L ow l V Eh 又 E 1 04 0 52 w l 则 3 1 44 L Vmh 在负荷性能图处作垂直线 即为液体流量下限线 3 1 44 L Vmh 5 2 3 液体流量上限线 取降液管内液体停留时间为 3s 则 3 3600 0 075 0 4 3600 36 33 fT L A H Vmh 在负荷性能图处作垂直线 即为液体流量上限线 3 36 L Vmh 5 2 4 过量雾沫夹带线 第一点为设计点 3 5 07 L Vm h 由 3 2 6 5 7 10 0 1 v Tf u e Hh 化工系毕业论文 设计 24 1 3 2 6 0 1 5 7 10 Tf uHh 1 3 2 6 0 1 0 0227 0 40 06 2 5 5 7 10 1 6m s 于是 3 1 6 0 50240 075 36002462 gTf Vu AAm h 第二点取液体流量为 3 10 L Vm h 0 067 L hm 2 52 5 0 0670 17 fL hhm 1 3 2 6 0 1 5 7 10 Tf uHh 1 3 2 6 0 1 0 0227 0 40 067 2 5 5 7 10 1 5m s 3 1 5 0 50240 075 36002308 gTf Vu AAm h 根据 5 07 2462 和 10 2308 两点 在负荷性能涂上作出液沫夹带线 5 2 5 液泛线 第一点为设计点 3 5 07 L Vm h 0 06 L hm 0 62 2 0 0 1 0 62 0 06 2 g PdL L u hhh gC 已求得 2 3 4 0 1 4 10 0 1530 1539 0 10 0 52 0 035 L r W V hm l h 液注 dpLr Hhhh 2 4 0 0 1 0 62 0 060 069 0 10 2 g L u gC 令 11 0 400 047 0 224 22 dTW HHh 可见 2 4 0 0 1 0 62 0 060 069 0 100 224 2 g L u gC 已知 由上式解出 得 0 0 81C 0 22 5um s 化工系毕业论文 设计 25 3 00 22 5 0 031 36002511 g Vu Am h 第二点取液体流量为 3 10 L Vm h 0 067 L hm 0 62 0 067 PdLd hhhh 2 2 0 10 3600 0 1530 1530 0023 0 65 0 035 L r W V hm l h 液注 2 0 0 1 0 62 0 0670 0670 00230 224 2 g d L u H gC 由上式解出为 0 u 0 21um s 3 00 21 0 031 36002343 g Vu Am h 根据 5 07 2511 和 10 2343 两点 在负荷性能涂上作出液泛线 图图 5 25 2 苯 甲苯提馏段负荷性能图 5 2 6 塔板工作线 在负荷性能图 5 2 上做出斜率为 的直线 1393 274 8 5 07 g L V V OAB 既为塔板工作线 此线与流体力学上下限线相较于 A B 两点 读出 A B 两点的纵坐 化工系毕业论文 设计 26 标值既为和 并求出操作弹性 min g V max g V 操作弹性 max min 2350 5 73 410 g g V V 由此可见 该精馏塔的操作弹性大 其操作范围也相应变大 即允许的气液负荷 变化范围就大 说明塔的适应能力强 化工系毕业论文 设计 27 6 6 主要设计结果总主要设计结果总汇汇 符号代表参数数值符号代表参数数值 m t 平均温度 86 a A 塔横截面积 2 0 5024m m P 平均压力 105 15 kpa a A 鼓泡区面积 2 0 30m g V 气相流量 3 0 34ms 0 d 筛孔直径 0 025 m L V 液相流量 43 6 9 10ms n筛孔数目9600 P N 实际塔板数2421孔中心距0 012 m Z有效段高度22 20 开孔率12 1 D精馏塔塔径 m0 8mu空塔气速0 91 m s T H 板间距0 40 m OW u 气体速率 0 824m s R回流比1 57K稳定系数2 16 W l 堰长0 56m v e 液液沫夹带 0 007 kg 液 kg 气 W h 堰高0 52 m L V 气相负荷上限 21 6 13板