化工原理课程设计说明书.doc

安徽理工大学课程设计说明书 目 录 摘 要 1 1 引 言 2 1 1 化工原理课程设计的目的和要求 2 1 2 通过课程设计达到如下目的 2 2 概 述 3 2 1 精馏操作对塔设备的要求 3 2 2 板式塔类型 3 2 2 1 筛板塔 4 2 3 精馏塔的设计步骤 4 3 设计方案 5 3 1 操作条件的确定 5 3 1 1 操作压力 5 3 1 2 进料状态 5 3 1 3 加热方式 6 3 1 4 冷却剂与出口温度 6 3 1 5 回流方式的选择 6 3 1 6 热能的利用 6 3 2 确定设计方案的原则 7 3 2 1 满足工艺和操作的要求 7 3 2 2 满足经济上的要求 7 3 2 3 保证安全生产 8 3 3 设计方案的确定 8 4 具体计算过程 9 4 1 精馏塔的物料衡算 9 4 1 1 原料业及塔顶 塔底产品的摩尔分率 9 4 1 2 原料液及塔顶 塔底产品的平均摩尔质量 9 4 1 3 物料衡算 9 4 2 理论塔板数 NT 的求取 9 4 2 1 求最小回流比及操作回流比 11 4 2 2 求精馏塔的气 液相负荷 11 4 2 3 求操作线方程 11 4 2 4 图解法求理论塔板数 11 4 2 5 实际板层数的求取 11 安徽理工大学课程设计说明书 I 4 3 精馏塔的工艺条件及有关物性数据的计算 12 4 3 1 操作压力计算 12 4 3 2 操作温度计算 12 4 3 3 平均摩尔质量计算 12 4 3 4 平均密度计算 13 4 3 5 液体平均表面张力计算 14 4 3 6 液体平均粘度计算 15 4 4 精馏塔的塔体工艺尺寸计算 16 4 4 1 塔径的计算 16 4 4 2 精馏塔有效高度的计算 18 4 5 塔板主要工艺尺寸的设计 18 4 5 1 溢流装置计算 18 4 5 2 塔板布置 19 4 6 筛板的流体力学验算 20 4 6 1 塔板压降 20 4 6 2 液面落差 21 4 6 3 液沫夹带 21 4 6 4 漏液 21 4 6 5 液泛 21 4 7 塔板负荷性能 22 4 7 1 漏液线 22 4 7 2 液沫夹带线 22 4 7 3 液相负荷下限线 23 4 7 4 液相负荷上限线 23 4 7 5 液泛线 24 4 9 计算结果 25 5 总结 27 参考文献 28 致谢 29 安徽理工大学课程设计说明书 0 摘 要 精馏是分离液体混合物 含可液化的气体混合物 最常用的一种单元操作 在化 工 炼油 石油化工等工业中得到广泛应用 本设计的题目是年处理 50000 吨的苯 甲 苯精馏塔设计 即需设计一个精馏塔用来分离易挥发的苯和不易挥发的甲苯 应采用 连续精馏的流程 本设计要求提供了一定的工艺参数和工艺操作条件 在确定的工艺要求下 确定 设计方案 设计内容包括精馏塔工艺设计计算 再沸器工艺设计计算 精馏工艺过程 流程图 精馏塔设备结构图 塔盘结构图和设计说明书 安徽理工大学课程设计说明书 1 1 引 言 1 1 化工原理课程设计的目的和要求 化工原理课程设计是一个综合性和实践性较强的教学环节 也是培养学生独立工 作的有益实践 更是理论联系实际的有效手段 课程设计不同于平时的作业 在设计中需要学生自己做出决策 即自己确定方案 选择流程 查取资料 进行过程和设备计算 并要对自己的选择做出论证和核算 经 过反复的分析比较 择优选定最理想的方案和合理的设计 所以 课程设计是培养学 生独立工作能力的有益实践 1 2 通过课程设计达到如下目的 1 巩固化工原理课程学习的有关内容 并使它扩大化和系统化 2 培养学生计算技能及应用所学理论知识分析问题和解决问题的能力 3 熟悉化工工艺设计的基本步骤和方法 4 学习绘制简单的工艺流程图和主体设备工艺尺寸图 5 训练查阅参考资料及使用图表 手册的能力 通过对 适宜条件 的选择及对自己设计成果的评价 初步建立正确的设计思想 培养从工程技术观点出发考虑和处理工程实际问题的能力 安徽理工大学课程设计说明书 2 2 概 述 2 1 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 1 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 2 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 3 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 4 结构简单 材料耗用量小 制造和安装容易 5 耐腐蚀和不易堵塞 方便操作 调节和检修 6 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 况且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 2 2 板式塔类型 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 填料塔的设计将在其他分册中作详细介绍 故本书将只介绍板式塔 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 穿流多孔板塔 舌形塔 浮动舌形塔和浮 动喷射塔等多种 板式塔在工业上最早使用的是泡罩塔 1813 年 筛板塔 1832 年 其后 特别是 在本世纪五十年代以后 随着石油 化学工业生产的迅速发展 相继出现了大批新型 塔板 如S型板 浮阀塔板 多降液管筛板 舌形塔板 穿流式波纹塔板 浮动喷射 塔板及角钢塔板等 目前从国内外实际使用情况看 主要的塔板类型为浮阀塔 筛板 塔及泡罩塔 而前两者使用尤为广泛 因此 本章只讨论浮阀塔与筛板塔的设计 安徽理工大学课程设计说明书 3 2 2 1 筛板塔 筛孔塔板简称筛板 结构特点为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 孔径为 3 8mm 和大孔径筛板 10 25mm 两类 工业应用中以小孔 径筛板为主 大孔径筛板多用于某些特殊场合 如分离粘度大 易结焦的物系 筛板的特点是结构简单 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 其缺点是筛孔易堵塞 不易处理结焦 粘度大的物料 应予指出 尽管筛板传质效率高 但若设计和操作不当 易产生漏液 使得操作 弹性减小 传质效率下降 故过去工业上应用较为谨慎 近年来 由于设计和控制水 平的不断提高 可是筛板的操作非常精确 弥补了上述不足 故应用日趋广泛 在确 保精确设计和采用先进控制手段的前提下 设计中可大胆选用 2 3 精馏塔的设计步骤 本设计按以下几个阶段进行 1 设计方案确定和说明 根据给定任务 对精馏装置的流程 操作条件 主要设 备型式及其材质的选取等进行论述 2 蒸馏塔的工艺计算 确定塔高和塔径 3 塔板设计 计算塔板各主要工艺尺寸 进行流体力学校核计算 接管尺寸 泵 等 并画出塔的操作性能图 4 绘制精馏装置工艺流程图和精馏塔的设备图 安徽理工大学课程设计说明书 4 3 设计方案 3 1 操作条件的确定 在一常压操作的连续精馏塔内分离苯 甲苯混合物 已知原料液的处理量为 组成为 苯的质量分率 下同 要求塔顶镏出液的组成为 塔50000 T 年0 270 94 底釜液的组成为 0 01 设计条件如下 操作压力 101 325kPa 进料热状况 泡点进料 回流比 2Rmin 单板压降 0 70kPa 全塔效率 0 52 根据以上工艺条件作出筛板塔的设计计算 3 1 1 操作压力 塔内操作压力的选择不仅涉及到分离问题 而且与塔顶和塔底的温度有关 应根 据所处理的物料性质 并兼顾技术上的可行性和经济上的合理性来综合考虑 加压蒸 馏可提高设备的处理能力 但会增加塔壁的厚度 使设备费用增加 另外 压力增加 使溶液的泡点和露点温度均增加 物系的相对挥发度减小 使物系分离困难 减压蒸 馏不仅需要增加真空设备的投资和操作费用 而且由于真空下其体积增大 需要的塔 径增加 因此设备费用增加 对热敏性物料可采用减压蒸馏 如苯乙烯乙苯溶液 对 常压下呈气态的混合物应采用加压蒸馏 如从空气中分离氧和氮 而对于苯 甲苯 乙 醇 水 甲醇 水这一类的溶液不是热敏性物料 且沸点又不高 所以不需采用减压蒸 馏 这类溶液在常压下又是液态 塔顶蒸气又可以用普通冷却水冷凝 因而也不需采 用加压蒸馏 所以为了有效的降低设备造价和操作费用对这类溶液可采用常压蒸馏 3 1 2 进料状态 进料热状态有五种 原则上 在供热一定的情况下 热量应尽可能由塔底输入 使 产生的气相回流在全塔发挥作用 即宜冷也进料 但为使塔的操作稳定 免受季节气 温的影响 常采用泡点进料 这样 塔内精馏段和提留段上升的气体量变化较小 可 采用相同的塔径 便于设计和制造 但将原料预热到泡点 就需要增设一个预热器 使设备费用增加 安徽理工大学课程设计说明书 5 3 1 3 加热方式 蒸馏釜的加热方式通常采用间接蒸汽加热 设置再沸器 有时也可采用直接蒸汽 加热 若塔底产物近于纯水 而且在浓度稀薄时溶液的相对挥发度较大 如酒精与水的 混合液 便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 但对有些物系 如酒精与水的二元混合液 当残液的浓度稀薄时 溶 液的相对挥发度很大 容易分离 故所增加的塔板数并不多 此时采用直接蒸汽加热 是合适的 值得提及的是 采用直接蒸汽加热时 加热蒸汽的压力要高于釜中的压力 以便 克服蒸汽喷出小孔的阻力及釜中液柱静压力 对于酒精水溶液 一般采用 0 4 0 7KPa 表压 饱和水蒸汽的温度与压力互为单值函数关系 其温度可通过压力调节 同时 饱 和水蒸汽的冷凝潜热较大 价格较低廉 因此通常用饱和水蒸汽作为加热剂 但若要 求加热温度超过 180 时 应考虑采用其它的加热剂 如烟道气或热油 当采用饱和水蒸汽作为加热剂时 选用较高的蒸汽压力 可以提高传热温度差 从而 提高传热效率 但蒸汽压力的提高对锅炉提出了更高的要求 同时对于釜液的沸腾 温度差过大 形成膜状沸腾 反而对传热不利 3 1 4 冷却剂与出口温度 冷却剂的选择由塔顶蒸汽温度决定 如果塔顶蒸汽温度低 可选用冷冻盐水或深 井水作冷却剂 如果能用常温水作冷却剂 是最经济的 水的入口温度由气温决定 出口温度由设计者确定 冷却水出口温度取得高些 冷却剂的消耗可以减少 但同时 温度差较小 传热面积将增加 冷却水出口温度的选择由当地水资源确定 但一般不 宜超过 50 否则溶于水中的无机盐将析出 生成水垢附着在换热器的表面而影响传 热 3 1 5 回流方式的选择 液体回流可借助位差采用重力回流或用泵强制回流 采用重力回流可节省一台回流 泵 节省设备费用 但用泵强制回流 便于控制回流比 安徽理工大学课程设计说明书 6 3 1 6 热能的利用 精馏过程是组分反复汽化和反复冷凝的过程 耗能较多 如何节约和合理地利用 精馏过程本身的热能是十分重要的 选取适宜的回流比 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 若不计进料 馏出液和釜液间的焓差 塔顶冷凝器所输出的热量近似等于塔底再 沸器所输入的热量 其数量是相当可观的 然而 在大多数情况 这部分热量由冷却 剂带走而损失掉了 如果采用釜液产品去预热原料 塔顶蒸汽的冷凝潜热去加热能级 低一些的物料 可以将塔顶蒸汽冷凝潜热及釜液产品的余热充分利用 此外 通过蒸馏系统的合理设置 也可以取得节能的效果 例如 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 3 2 确定设计方案的原则 确定设计方案总的原则是在可能的条件下 尽量采用科学技术上的最新成就 使 生产达到技术上最先进 经济上最合理的要求 符合优质 高产 安全 低消耗的原 则 为此 必须具体考虑如下几点 3 2 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 3 2 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 安徽理工大学课程设计说明书 7 很大影响 降低生产成本是各部门的经常性任务 因此在设计时 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 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 例如 在缺水地区 冷却水的节省就很重要 在水源充足及电力充沛 价廉地区 冷却水出口温度就可选 低一些 以节省传热面积 3 2 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 3 3 设计方案的确定 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 取操作回流比为最小回流比的 1 5 倍 塔釜采用间接蒸汽加热 塔底产品经冷却后送至储罐 安徽理工大学课程设计说明书 8 4 具体计算过程 4 1 精馏塔的物料衡算 4 1 1 原料业及塔顶 塔底产品的摩尔分率 苯的摩尔质量 molkgM A 11 78 甲苯的摩尔质量 molkgMB 13 92 0 27 78 11 0 304 0 27 78 110 73 92 13 F x 0 94 78 11 0 949 0 94 78 11 0 06 92 13 D x 0 01 78 11 0 012 0 01 78 11 0 99 92 13 W x 4 1 2 原料液及塔顶 塔底产品的平均摩尔质量 0 304 78 111 0 304 92 1387 87 F Mkg mol 0 949 78 111 0 949 92 1378 83 D Mkg mol 0 012 78 111 0 012 92 1391 96 W Mkg mol 4 1 3 物料衡算 原料液处理 50000 1000 74 09 320 24 87 87 Fkmol h 总物料衡算 74 09DW 苯物料衡算 74 09 0 3040 9490 012DW 联立解得 23 09 Dkmol h 51 00 Wkmol h 4 2 理论塔板数 NT 的求取 苯 甲苯属理想物系 可采用图解法求理论塔板数 由手册查得苯 甲苯物系的气液平衡数据 绘出 x y 图 见图 4 1 安徽理工大学课程设计说明书 9 0 0 05 0 1 0 15 0 2 0 25 0 3 0 35 0 4 0 45 0 5 0 55 0 6 0 65 0 7 0 75 0 8 0 85 0 9 0 95 1 00 050 10 150 20 250 30 350 40 450 50 550 60 650 70 750 80 850 90 951 图 4 1 图解法求理论板层数 安徽理工大学课程设计说明书 0 4 2 1 求最小回流比及操作回流比 采用作图法求最小回流比 在图 4 1 中对角线上 自点 作 0 304 0 304e 垂线 e f 即为进料线 q 线 该线与平衡线的交点坐标为 0 507 q y 0 0 304 q x 故最小回流比为 min 0 9490 507 2 18 0 5070 304 Dq qq xy R yx 操作回流比为 min 22 2 184 36RR 4 2 2 求精馏塔的气 液相负荷 4 36 23 09100 56 LRDkmol h 14 36 1 23 09123 65 VRDkmol h 100 5674 09174 65 LLFkmol h 123 65 VVkmol h 4 2 3 求操作线方程 精馏段操作线方程为 100 5623 09 0 9490 8130 177 123 65123 65 D LD yxxx VV 提馏段操作线方程为 174 6523 09 0 0121 4120 00495 123 65123 65 W LW yxxxx VV 4 2 4 图解法求理论塔板数 采用图解法求理论塔板数 如图 4 1 所示 求解结果为 总理论板层数 包括再沸器 11 8 T N 进料板位置 6 F N 4 2 5 实际板层数的求取 精馏段实际板层数 5 0 529 610N 精 馏段实际板层数 6 8 0 5213 0714N 提 安徽理工大学课程设计说明书 1 4 3 精馏塔的工艺条件及有关物性数据的计算 4 3 1 操作压力计算 塔顶操作压力 101 34105 3 D PkPa 每层塔板压降 0 70PkPa 进料板压力 105 30 70 10112 3 F PkPa 精馏段平均压力 105 3 112 3 2108 8 m PkPa 塔底压力 0 70 14112 30 70 14122 1 wF PPkPa 提馏段平均压力 112 3 122 10 2117 20 m PkPa 4 3 2 操作温度计算 根据操作压力 由泡点方程通过试差法计算出泡点温度 其中苯 甲苯的 饱和蒸汽压由安托尼方程计算 计算结果如下 塔顶温度 82 4 D tC 进料板温度 101 9 F tC 塔底温度 117 26 W tC 精馏段平均温度 82 4 101 9 292 15 m tC 提馏段平均温度 101 9 117 26 2109 58 C m t 4 3 3 平均摩尔质量计算 塔顶平均摩尔质量计算 由查平衡曲线 见图 4 1 得 1 0 949 D xy 1 0 88x 0 949 78 111 0 949 92 1378 83 VDm Mkg kmol 0 88 78 111 0 88 92 1379 79 LDm Mkg kmol 进料板平均摩尔质量计算 由图解理论板 见图 4 1 得 0 445 F y 查平衡曲线 见图 4 1 得 0 255 F x 0 445 78 111 0 445 92 1385 89 VFm Mkg kmol 0 255 78 111 0 255 92 1388 55 LFm Mkg kmol 精馏段平均摩尔质量 安徽理工大学课程设计说明书 2 78 8385 89 282 36 Vm Mkg kmol 79 7988 55 284 17 Lm Mkg kmol 提馏段平均摩尔质量计算 由 查平衡曲线 见图 4 1 得0 12 W xx 0 031 W y 0 031 78 111 0 031 92 1391 70 VWm Mkg kmol 0 012 78 111 0 012 92 1391 96 LWm Mkg kmol 提馏段平均摩尔质量 85 8991 70 288 80 Vm Mkg kmol 88 5591 96 290 26 Lm Mkg kmol 4 3 4 平均密度计算 气相平均密度计算 由理想气体状态方程计算 即 精馏段 3 108 80 82 36 2 95 8 31492 15273 15 mVm Vm m P M kg m RT 提馏段 3 117 2 91 7 3 377 8 314109 58273 15 mVm Vm m P M kg m RT 液相平均 密度计算 2 表 4 1 不同温度下苯与甲苯的物理参数 温度 406080100120140 密度 kg m3 苯 857 3836 6815792 5768 9744 1 甲苯 848 2829 3810790 3770748 8 粘度 mPa s t406080100120140 苯 0 4850 3810 3080 2550 2150 184 甲苯 0 4590 3730 3110 2640 2280 2 表面张力 mN m t406080100120140 苯 26 2523 7421 2718 8516 4914 17 甲苯 26 2223 921 6919 4917 3415 23 液相平均密度依下式计算 即 iiLm a 1 安徽理工大学课程设计说明书 3 塔顶液相平均密度的计算 由 查表 4 1 得82 4 C D t 3 812 3 A kg m 3 807 6 B kg m 3 1 812 0 0 94 812 30 06 807 6 LDm kg m 进料板液相平均密度的计算 由 查表 4 1 得101 9 C F t 3 790 3 A kg m 3 788 4k B g m 进料板液相的质量分率 0 255 78 11 0 225 0 255 78 11 0 745 92 13 A a 3 1 788 8 0 225 790 30 775 788 4 LFm kg m 精馏段液相平均密度为 3 812 0788 8 2800 4 Lm kg m 塔底液相平均密度的计算 由 查表 4 1 得117 26 C W t 3 772 1 A kg m 3 772 8 B kg m 塔底液相的质量分率 0 012 78 11 0 010 0 012 78 11 0 988 92 13 A a 3 1 772 8 0 01 772 1 0 99 772 8 LWm kg m 提馏段液相平均密度为 3 788 8772 8 2780 8 Lm kg m 4 3 5 液体平均表面张力计算 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 查表 4 1 得82 4 C D t 20 97 A mN m 21 43 B mN m 0 949 20 970 051 21 4320 99 LDm mN m 进料板液相平均表面张力的计算 由 查表 4 1 得101 9 C F t 18 63 A mN m 19 29 B mN m 安徽理工大学课程设计说明书 4 0 255 18 630 755 19 2919 31 LFm mN m 精馏段液相平均表面张力为 20 99 19 31 220 15 Lm mN m 塔底液相平均表面张力的计算 由 查表 4 1 得117 26 W tC 16 81 A mN m 17 63 B mN m 0 012 16 81 0 988 17 6317 62 LWm mN m 提馏段液相平均表面张力为 19 31 17 62 218 47 Lm mN m 4 3 6 液体平均粘度计算 液体平均粘度依下式计算 即 iiLm x lglg 塔顶液相平均粘度的计算 由 查表 4 1 得82 4 C D t 0 302 A mPas 0 305 B mPas lg0 949lg 0 3020 051lg 0 305 LDm 解出 0 302 LDm mPa s 进料板液相平均粘度的计算 由 查表 4 1 得101 9 F tC 0 251 A mPas 0 261 B mPas lg0 255lg 0 2510 755lg 0 261 LFm 解出 0 259 LFm mPa s 精馏段液相平均粘度为 0 3020 259 20 280 Lm mPa s 由 查表 4 1 得117 26 W tC 0 220 A mPas 0 233 B mPas lg0 012lg 0 2200 988lg 0 233 LWm 解出 0 233 LWm 提留段液相平均粘度为 0 2590 233 20 246 Lm mPa s 安徽理工大学课程设计说明书 5 4 4 精馏塔的塔体工艺尺寸计算 4 4 1 塔径的计算 精馏段的气 液相体积流速为 3 123 65 82 36 0 959 36003600 2 95 m m V S V VM Vms 3 100 56 84 17 0 0029 36003600 800 4 Lm S Lm LM Lms 提馏段 3 123 65 88 80 0 903 36003600 3 377 Vm S Vm V M Vms 3 174 65 90 26 0 0056 36003600 780 8 Lm S Lm L M Lms 由 V VL Cu max 图 4 2 史密斯关联图 式中 C 由式 1 计算 其中的 C20由图 4 1 查取 图的横坐标为 精馏段 安徽理工大学课程设计说明书 6 1 2 1 2 0 0029 3600 800 4 0 050 0 959 36002 95 h L h V L V 提馏段 1 2 1 2 0 0056 3600 780 8 0 094 0 903 36003 377 h L h V L V 取板间距 0 40 m 板上液层高度 0 06 m 则 T H L h 0 40 0 06 0 34 m T H L h 查图 P129 得 精馏段 20 0 070C 0 20 2 20 20 07 0 0700 0700 2020 L CC max 800 42 95 0 07001 151 2 95 um s 取安全系数为 0 7 则空塔气速为 max 0 70 7 1 1510 806 uum s 44 0 959 1 231 3 14 0 806 SV Dm u 提馏段 C20 0 068 0 20 2 20 18 47 0 0680 0669 2020 L CC max 780 83 377 0 06691 015 3 377 um s 取安全系数为 0 7 则空塔气速为 max 0 70 7 1 0150 711 uum s 44 0 903 91 272 3 14 0 711 SV Dm u 由于精馏段塔径与提馏段塔径在之内 所以12002000mm 按标准塔径圆整后为 mD4 1 塔截面积为 222 1 41 54 44 T ADm 实际空塔气速为 0 959 0 623 1 54 um s 安徽理工大学课程设计说明书 7 4 4 2 精馏塔有效高度的计算 精馏段有效高度为 T N1 H10 10 43 6Zm 精精 提馏段有效高度为 N1 H14 10 45 2 T Zm 提提 在进料板上方开一入孔 其高度为0 80m 故精馏塔的有效高度为 Z0 83 65 20 89 6ZZm 提精 4 5 塔板主要工艺尺寸的设计 4 5 1 溢流装置计算 因塔径 可选用单溢流弓形降液管 采用凹形受溢盘 各mD4 1 项设计如下 堰长 1 W l 取 mDlW924 0 4 166 0 66 0 溢流堰高度 2 W h 由 OWLW hhh 选用平直堰 堰上液层高度由下式计算 即 OW h 3 2 1000 84 2 w h OW l L Eh 近似取 E 1 则 2 3 2 840 0029 3600 10 0143 10000 924 OW hm 取板上清液层高度 mmhL60 故 0 060 01430 0457 W hm 弓形降液管宽度 和截面积 3 d W f A 由 66 0 D lw 查图 P132 得 0722 0 T f A A 124 0 D Wd 故 2 0 07220 0722 1 5390 111 fT AAm 0 1240 124 1 40 174 d WDm 安徽理工大学课程设计说明书 8 依下式验算液体在降液管中停留时间 即 36003600 0 111 0 40 15 315 0 0029 3600 fT h AH ss L 故降液管设计合理 降液管底隙高度 4 0 h ow h ul L h 3600 0 取 smu 08 0 0 则 0 0 0029 3600 0 0392 3600 0 924 0 08 hm 0 0 04570 03920 00650 006 W hhmm 故降液管底隙高度设计合理 选用凹形受溢盘 深度 mmhW50 4 5 2 塔板布置 塔板的分块 1 因 故塔板采用分块式 查得 塔板分为块 mmD1400 134 P4 边缘区宽度确定 2 取 mWW SS 070 0 0 050 C Wm 开孔区面积计算 3 开孔区面积按下式计算 即 a A r xr xrxAa 1 2 22 sin 180 2 其中 1 4 0 1740 0700 456 22 ds D xWWm 1 4 0 0500 65 22 C D rWm 故 2 2212 0 650 456 2 0 456 0 650 456sin1 079 1800 65 a Am 筛孔计算及其排列 4 苯 甲苯物系无腐蚀性 可选用 碳钢板 取筛孔直径mm3 mmd5 0 筛孔按正三角形排列 取孔中心距 为t 0 3 53 5 517 5tdmm 筛孔数目 为n 安徽理工大学课程设计说明书 9 22 1 1551 155 1 079 4069 0 0175 a A n t 个 开孔率为 22 0 0 005 0 9070 9077 4 0 0175 d t 气体通过阀孔的气速为 0 0 0 959 12 01 0 074 1 079 SV um s A 4 6 筛板的流体力学验算 4 6 1 塔板压降 干板阻力 计算 1 C h 干板阻力 由下式计算 即 C h L V C c u h 2 0 0 051 0 由 查图 5 得 67 1 3 5 0 d772 0 0 c 故 液柱 2 12 012 95 0 0510 0455 0 772800 4 C hm 气体通过液层的阻力计算 2 1 h 气体通过液层的阻力 hl 由下式计算 即 L hh 1 0 959 0 671 1 540 111 S a Tf V um s AA 1 21 2 0 0 671 2 951 15 Fkgs m 查图 6 得 0 64 故 液柱 1 0 64 0 04570 01430 0384 LWOW hhhhm 液体表面张力的阻力计算 3 h 液体表面张力所产生的阻力按下式计算 即 h 液柱 3 0 44 20 07 10 0 00204 800 4 9 81 0 005 L L hm gd 气体通过每层塔板的液柱高度 可按下式计算 即 P h 1 0 04550 03840 002040 0859 PC hhhhm 气体通过每层塔板的压降为 安徽理工大学课程设计说明书 10 设计允许值 0 0859 800 4 9 81674 80 70 PPL PhgPakPa 4 6 2 液面落差 对于筛板塔 液面落差很小 且本里的塔径和液流量均不大 故 可忽略液面落差的影响 4 6 3 液沫夹带 液沫夹带量由下式计算 即 2 3 6 107 5 fT a L V hH u e mhh Lf 15 006 05 25 2 故 3 2 6 3 5 7 100 671 0 067 0 1 19 88 100 400 15 V ekgkgkgkg 液气液气 故在本设计中液沫夹带量在允许范围内 V e 4 6 4 漏液 对筛板塔 漏液点气速可由下式计算 即 min 0 u 0 min0 4 40 00560 13 4 4 0 7720 00560 13 0 060 00204 800 4 2 85 6 477 LLV uChh m s 实际孔速 00 min 12 01 6 477um su 稳定系数为 0 0 min 12 01 1 851 5 6 477 u K u 故在本设计中无明显漏液 4 6 5 液泛 为防止塔内发生液泛 降液管内液层高 应服从下述关系 即 d H WTd hHH 苯 甲苯物系属一般物系 取 则5 0 0 5 0 400 04570 223 TW Hhm 而 dLPd hhhH 板上不设进口堰 可由下式计算 即 d h 安徽理工大学课程设计说明书 11 液柱 muhd001 0 08 0153 0 153 0 22 0 液柱0 08590 060 0010 147 d Hm WTd hHH 故在本设计中不会发生液泛现象 4 7 塔板负荷性能 4 7 1 漏液线 由 VLL hhCu 13 0 0056 0 4 4 0min 0 0 min min A V u S o OWWL hhh 3 2 1000 84 2 W h OW l L Eh VL W h W s h l L EhACV 32 00min 1000 84 2 13 0 0056 04 4 2 3 4 4 0 772 0 074 1 079 2 843600 0 00560 13 0 045710 00204 800 42 95 10000 924 SL 整理得 2 3 min 0 271 2 57824 80 sS VL 在操作范围内 任取几个值 依上式计算出值 计算结果列 S L S V 于表 4 2 表 4 2 LS m3 s0 00060 00150 00300 0045 VS m3 s0 4490 4620 4770 489 由上表数据即可做出漏液线 1 4 7 2 液沫夹带线 以为限 求关系如下 气液 kgkgeV 1 0 SS LV 安徽理工大学课程设计说明书 12 由 2 3 6 107 5 fT a L V hH u e 0 7 1 540 111 SS aS Tf VV uV AA OWWLf hhhh 5 25 2 0 0457 W hm mL L h S S OW 3 2 3 2 703 0 924 0 3600 1 1000 84 2 故 2 32 3 2 5 0 04570 703 0 114 1 76 fSS hLL 2 32 3 0 40 114 1 760 286 1 76 TfSS HhLL 3 2 6 32 3 5 7 100 700 0 1 20 07 100 286 1 76 V S e L 整理得 2 3 2 55 15 7S S VL 在操作范围内 任取几个 LS值 依上式计算出 VS值 计算结果列于表 4 3 表 4 3 LS m3 s0 00060 00150 0030 0045 VS m3 s2 442 3442 2232 122 由上表数据即可做出液沫夹带线 2 4 7 3 液相负荷下限线 对平直堰 取堰上液层高度作为最小液体负荷标准 由下式得mhOW006 0 m l L Eh W S OW 006 0 3600 1000 84 2 3 2 取 E 1 则 据此可作出与气体流量无关的smLS 00079 0 3600 924 0 84 2 1000006 0 3 2 3 min 垂直液相负荷下限线 3 4 7 4 液相负荷上限线 以作为液体在降液管中停留时间的下限 由下式得s4 s L HA S Tf 4 安徽理工大学课程设计说明书 13 故 L S min sm HA L Tf s 0111 0 4 40 0 111 0 4 3 min 据此可做出与气体流量无关的垂直液相负荷上限线 4 4 7 5 液泛线 令 WTd hHH 由 dLPd hhhH hhhh CP 1L hh 1OWWL hhh 联立得 hhhhhH dCOWWT 11 忽略 将与 与 与的关系式代入上式 并整理的 h OW h S L d h S L C h S V a 3 22 2 SS SLdLcbVa 式中 L V cA a 2 00 051 0 WT hHb1 2 0 153 0 hl c W 32 3 3600 11084 2 Wl Ed 将有关的数据代入 得 2 0 0512 95 0 0495 800 4 0 074 1 079 0 772 a 0 5 0 400 50 64 10 04570 148b 2 0 153 116 62 0 924 0 0392 c 2 3 3 3600 2 84 1011 0 641 153 0 924 d 故 222 3 0 04590 148 116 621 153 SSS VLL 或 在操作范围内 任取几个 LS值 222 3 2 98235523 29 SSS VLL 依上式计算出 VS值 计算结果列于表 4 4 表 4 4 LS m3 s0 00060 00150 0030 0045 VS m3 s2 812 672 472 23 安徽理工大学课程设计说明书 14 由上表数据即可做出液泛线 5 根据以上各线方程 可做出筛板塔的负荷性能图 如图 4 2 所示 0 0 5 1 1 5 2 2 5 3 00 0020 0040 0060 0080 010 0120 014 Ls max Vs max 图 4 2 精馏段筛板负荷性能图 在负荷性能图上 做出操作点 连接 即做出操作线 由图可看AOA